LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA Kapasitas produksi

= 800.000 kg/tahun

= 101,9205 kg/jam

Waktu operasi

= 330 hari

= 7920 jam

1 hari Basis perhitungan

= 24 jam

= 1 jam operasi

Untuk mencapai kapasitas produksi, dilakukan trial basis tandan kosong kelapa sawit. Basis Tandan Kosong Kelapa Sawit = 75.000 kg/hari = 3125,0000 kg/jam Kemurnian furfural yang dihasilkan = 98 % x 101,9205kg/jam = 99,9654 kg/jam Furfural mengandung 2 % toluena

= 2% x 101,9205 kg/jam = 1,9551 kg/jam

Asumsi : Holoselulosa dan A-selulosa dianggap sama, maka holoselulosa tidak diikutsertakan dalam perhitungan neraca massa dan sisanya dianggap air. Tabel A.1 Komposisi Tandan Kosong Kelapa Sawit NO

Parameter

Kandungan (%)

1

Lignin

22,60

2

Α- selulosa

45,80

3

Holoselulosa

71,80

4

Pentosan

25,90

5

Kadar Abu

1,60

(Sumber : Purwito dan Firmanti, 2005)

Tabel A.2 Komposisi Tandan Kosong Kelapa Sawit yang digunakan dalam perhitungan Neraca Massa (Asumsi) NO

Parameter

Kandungan (%)

1

Lignin

22,60

2

Α- selulosa

45,80

3

Pentosan

25,90

4

Kadar Abu

1,60

5

Air

4,1

Universitas Sumatera Utara

1. MIXER PENGENCERAN (M-101)

Asam Sulfat yang digunakan , F3 = 60 % massa TKKS F3

= 0,6 x 3125,0000 = 1875,0000 kg/jam

Kadar asam sulfat = 6 % F3Asam Sulfat

=

6  1875,0000 kg / jam 100

= 112,5000 kg/jam

F3Air

=

94  1875,0000 kg / jam 100

= 1762,5000 kg/jam

Pengenceran Asam Sulfat 36 % pada F2 dan F29 menjadi 6 % pada F3 : V1 N1 + V2 N2

= V3 N3

V1 (0,36) + 106,8750 = (1875,0000) (0,06) V1

=

(1875,0000 )(0,06)  106,8750 0,36

= 15,6250 kg/jam

F2 = 15,6250 kg/jam F2Asam Sulfat

=

36  15,6250 100

F2Air

=

64  15,6250 kg / jam 100

kg / jam = 5,6250 kg/jam

= 10,0000 kg/jam

Maka Air yang ditambahkan, F30: F30Air = 1875,0000 – 15,6250 = 1859,3750 kg/jam


2. MIXER (M-102)

Neraca Total : F4 + F1 = F5 Komponen pada alur 1, F1 : F1Pentosan

=

25,90  3125,0000 kg / jam 100

= 809,3750 kg/jam

F1Lignin

=

22,60  3125,0000 kg / jam 100

= 706,2500 kg/jam

F1A-Selulosa

=

45,80  3125,0000 kg / jam 100

= 1431,2500 kg/jam

F1Air

=

4,1  3125,0000 kg / jam 100

= 128,1250 kg/jam

F1Abu

=

1,6  3125,0000 kg / jam 100

= 50,0000 kg/jam

Komponen pada alur 4, F4 = F3 F4Asam sulfat

= 112,5000 kg/jam

F4Air

= 1762,5000 kg/jam

Komponen pada alur 5, F5 : F5 Pentosan 5

F

Lignin

= F1 Pentosan + F4 Pentosan = F

1

Lignin

+F

4

Lignin

= 809,3750 + 0

= 809,3750 kg/jam

= 706,2500 + 0

= 706,2500 kg/jam

F5A-Selulosa

= F1A-Selulosa+ F4A-Selulosa = 1431,2500 + 0

F5Air

= F1Air + F4Air

= 1431,2500 kg/jam

= 128,1250 +1762,5000


= 1890,6250 kg/jam F5Abu

= F1Abu + F4Abu

F5Asam Sulfat

= F1Asam Sulfat + F4Asam Sulfat = 0 + 112,5000

= 50,0000 + 0

= 50,0000 kg/jam = 112,5000 kg/jam

3. REAKTOR I (R-201)

Untuk reaksi pembentukan pentosa dari pentosan, Konversi reaksi = 73% Waktu Tinggal = 3 jam operasi (Wijanarko, dkk. 2006) Massa Pentosan pada alur 6, F6 Pentosan = 809,3750 kg/jam Laju Pentosan yang habis bereaksi

=

Massa 73  BM  n 100

=

809,3750 73  132  130 100

= 0,0344 kmol/jam Reaksi pembentukan pentosa : (C5H8O4)130

+

130 H2O

130 C5H10O5

Pentosan

Air

Pentosa

0,0344

4,4761

4,4671 kmol/jam

590,8438

80,5696

671,4134 kg/jam

Pentosan yang bereaksi = mol pentosan x BM x n = 590,8438 kg/jam Mol air bereaksi

= 130 x 0,0344

= 4,4761 kmol/jam

Air yang bereaksi

= 4,4761 x 18

= 80,5696 kg/jam


Untuk reaksi pembentukan glukosa dari selulosa, Konversi reaksi = 60% Waktu Tinggal = 3 jam operasi (Wijanarko, dkk. 2006) Massa selulosa pada alur 6, F6 Selulosa = 1431,2500 kg/jam Laju selulosa yang habis bereaksi

=

Massa 60  BM  n 100

=

1431,2500 60  162  1000 100

= 0,0053 kmol/jam

Reaksi pembentukan Glukosa : (C6H10O5)1000

+ 1000 H2O

1000 C6H12O6

Selulosa

Air

Glukosa

0,0053

5,3009

5,3009 kmol/jam

858,7500

95,4167

954,1667 kg/jam

Selulosa yang bereaksi = mol Selulosa x BM x n = 858,7500 kg/jam Mol air bereaksi

= 1000 x 0,0053

= 5,3009 kg/jam

Air yang bereaksi

= 5,3009 x 18

= 95,4167 kg/jam

Total air bereaksi = 80,5696 + 95,4167 = 175,9863 kg/jam Komponen pada alur 7,F7 : F7 Pentosan = F6 Pentosan - Pentosan bereaksi = 809,3750 – 590,8438 = 218,5313 kg/jam F7Lignin

= F6Lignin

= 706,2500

= 706,2500 kg/jam

F7A-Selulosa = F6A-Selulosa – Selulosa bereaksi = 1431,2500 -858,7500 = 572,5000 kg/jam F7Air

= F6Air - Air bereaksi

= 1890,6250 – 175,9863 = 1714,6387 kg/jam

F7Abu

= F6Abu

= 50,0000

= 50,0000 kg/jam


F7Asam Sulfat = F6Asam Sulfat F7Pentosa

= 112,5000

= Pentosa terbentuk

= 112,5000 kg/jam

= mol x BM = 4,4761 x 150 = 671,4134 kg/jam

7

F

Glukosa

= Glukosa terbentuk

= mol x BM = 5,3009 x 180 = 954,1667 kg/jam

4. REAKTOR II (R-202)

Untuk reaksi pembentukan Furfural dari pentosa : Konversi reaksi

= 64%

Waktu Tinggal

= 1 jam

Massa Pentosa pada alur 7, F7 Pentosa = 671,4134 kg/jam Massa 64 Laju Pentosa yang habis bereaksi =  BM 100 =

671,4134 64  150 100

= 2,8467 kmol/jam Reaksi dehidrasi : C5H10O5

C5H10O5

+

3 H2O

Pentosa

Furfural

air

2,8647

2,8647

8,5941 kmol/jam

429,7045

275,0109

154,6936 kg/jam

Pentosa yang habis bereaksi = mol x BM = 2,8647 x 150 = 429,7045 kg/jam Mol air terbentuk

= 3 x 2,8647

= 8,5941 kmol/jam

Air terbentuk

= mol x BM = 8,5941 x 18

= 154,6936 kg/jam


Mol furfural yang terbentuk Furfural yang terbentuk

= 2,8647 kmol/jam = mol x BM = 2,8647 x 96

= 275,0109 kg/jam


Komponen pada alur 8, F8 : F8 Pentosan = F7 Pentosan

= 218,5313 kg/jam

F8Lignin

= 706,2500 kg/jam

8

F

8

F

8

F

A-Selulosa Air Abu

= F7Lignin 7

= F

= F = F

= 572,5000 kg/jam

A-Selulosa

7

7

+ Air terbentuk = 1714,6387 + 154,6936

Air

= 2869,3324 kg/jam = 50,0000 kg/jam

Abu

F8Asam Sulfat = F7Asam Sulfat

= 112,5000 kg/jam

F8Pentosa

= F7 Pentosa - Pentosa bereaksi = 671,4134 – 429,7045

= 241,7088 kg/jam

F8Furfural

= Furfural terbentuk

= 275,0109 kg/jam

F8Glukosa

= F7Glukosa

= 954,1667 kg/jam

5. VAPORIZER (V-301)

Neraca Total F8 = F9 + F10 Misalkan air pada alur 10= 5 % dari alur 8 Neraca pada alur 9, F9 : F9Pentosan 9

F

9

F

Air Pentosa

F9Furfural

= F8Pentosan =F

8

=F

8

Air

= 218,5313 kg/jam 10

-F

Air

= 1869,3324 – 93,4666 = 1775,8657 kg/jam

Pentosa

= 241,7088 kg/jam

= F8Furfural

= 275,0109 kg/jam

Neraca pada alur 10, F10: F10lignin 10

F

selulosa

= F8lignin

= 706,2500 kg/jam

8

= 572,5000 kg/jam

=F

selulosa


F10abu

= F8abu

= 50,0000 kg/jam

F10asam sulfat

= F8asam sulfat

= 112,5000 kg/jam

F10glukosa

= F8glukosa

= 954,1667 kg/jam

10

F

8

=5%F

Air

= 93,4666 kg/jam

Air

6. KOLOM EKSTRAKSI (V-302)

Ekstraksi Countercurrent 2 tahap: Air-Furfural-Toluena Umpan (L)

= F12Air + F13Furfural = 1775,8657 + 275,0109 = 2050,8767 kg/jam

Air (L’)

= F12Air

Pelarut (V’)

=

F13Toluena

= pelarut – F20toluena =

= 1775,8657 kg/jam

1775,8657 0,25

= 8203,5066 kg/jam

1777,4246  8201,5515 0,25

= 8203,5066 - 8201,5515 = 1,9551 kg/jam 275,0109 = 0,1341 1775,8657 = 0 (Tidak ada furfural pada pelarut L)

Furfural pada umpan, XAo Yo

=

Konstanta Kesetimbangan sistem Air-Furfural-Toluena , K= 5,64 pada 25oC (Perry, 1999) Setelah dilakukan ekstraksi, E=

K *V ' (5,64)(8203,5066 ) = = 26,0536 1775,8657 L'

Untuk Ekstraksi countercurrent 2 tahap,

X A2 1  X A0 1  E  E 2


X A2 1  = 0,0014 X A0 1  26,0536  26,0536 2

% Furfural terekstraksi = (1- 0,0014) 100 = 99,8583 %

Maka, Alur 15: F15Furfural = 99,8583 % F10Furfural = 0,9986 x 275,0109 = 274,6213 kg/jam F15Toluena = 8203,5066 kg/jam F15total

= 8478,1279 kg/jam

Alur 31 : F31Pentosan

= 218,5313 kg/jam

F31Air

= 1775,8657 kg/jam

F31Pentosa

= 241,7088 kg/jam

F31Furfural

= F12Furfural - F15Furfural = 0,3896 kg/jam

7. KOLOM DESTILASI (T-301)

Umpan masuk, F16 : KOMP

BM

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

Fraksi Mol

Furfural

96

274,6213

2,8606

0,03

Toluena

92

8203,5066

89,1686

0,97

8478,1279

92,0292

1,00

Total


Neraca Total N16 = N20 + N23 Neraca Furfural :

= 0,02 N20 + 0,98 N23 ...................(1)

2,8606

Neraca Toluena :

= 0,98 N20 + 0,02 N23 ...................(2)

89,1686

Persamaan (1) dan (2) dieleminasi 2,8606

= 0,02 N20 + 0,98 N23

x 0,02

89,1686

= 0,98 N20 + 0,02 N23

x 0,98

0,0572

= 0,0004 N20 + 0,0196 N23

87,3280

= 0,9604 N20 + 0,0196 N23

- 87,3280

= -0,96 N20

 87,3280  0,96

N20

=

N20

= 90,9666 kmol/jam

N23

= N16 - N20 = 87,3280 - 90,9666 = 0,9209 kmol/jam

Destilat keluar, N20 = 90,9666 kmol/jam F20Furfural 20

F

Toluena 20

Total F

= 2% .F20 = 0,98 % .F

= 1,8293 kmol/jam 20

= 174,6559 kg/jam

= 89,1473 kmol/jam = 8210,5515 kg/jam

= 8376,2075 kg/jam

Bottom, F23 = 1,0626 kmol/jam F23Furfural

= 0,98% .F23 = 1,0413 kmol/jam

= 99,9654 kg/jam

F23Toluena

= 0,02 % .F23 = 0,0213 kmol/jam

= 1,9551 kg/jam

Total F23

= 88,3311 kg/jam

Penentuan titik gelembung (buble point) umpan : Tekanan Uap ditentukan dengan rumus ln P (kPa) = A – B / (T + C) Data Bilangan Antoine : Tabel A.3 Data Bilangan Antoine


Komponen

A

Toluena

13,932

3056,96

Furfural

16,7802

5365,88

K=

B

C 217,625 (kPa, oC) (Smith, dkk, 2005) 5,6168 (kPa,K)

(Reklaitis,1983)

dengan : P = 1 atm

Pa P

Trial T = 114,732 °C (387,882 K) Tabel A.4 Trial Titik Didih Umpan Masuk Kolom Distilasi Komponen

Yif

Pi

Ki

Xif = Yif/Ki

αif = Ki/Khk

Toluena

0,9676 113,7701

1,1228

0,8629

4,9053

Furfural

0,0324

0,2289

0,1358

1,0000

total

23,1934

1

0,9987

Oleh karena  xi =  yif/Ki= 1,0033 ≈ 1, maka bubble point umpan adalah 114,732 °C atau 387,882 K

Penentuan titik embun (dew point) distilat : Trial T = 113,3°C (386,45K) Tabel A.5 Trial Titik Embun Distilat Komponen

Yid

Pi

Ki

Yid/Ki

αid

Toluena

0,98

109,3308

1,0790

0,9082

4,9546

Furfural

0,02

22,0665

0,2178

0,0918

1,0000

total

Oleh karena 

1

1,0001

yid = 1,0001 ≈ 1, maka dew point destilat adalah 113,3°C (386,45K) Ki

Penentuan titik gelembung (bubble point) bottom : Trial T = 160,6°C (433,75K) Tabel A.6 Trial Titik Gelembung Bottom


Komponen

Xib

Pi

Ki

Xib.Ki

αib

Toluena

0,0200

347,1008

3,4256

0,0685

3,6045

Furfural

0,9800

96,2976

0,9504

0,9314

1,0000

total

1

0,9999

 yi =  Ki.Xib = 1 Oleh karena  Ki.xi = 0,9999 ≈ 1, maka bubble point bottom adalah 160,6°C (433,75K) Menghitung laju refluks distilat (R) : Laju refluks distilat dihitung dengan menggunakan metode Underwood : 1 q  

α i .x Fi αi  Φ

R Dm  1  

α i .x Di αi  Φ

(Geankoplis, 1997)

Umpan masuk dalam keadaan jenuh (q = 0), maka 1 – q = 1 sehingga: α .x 1  q   i Fi = 1 αi  Φ (Geankoplis,1997) Trial  = 1,5325 Tabel A.7 Penentuan nilai 

α i .x Fi =1 i Φ

α

komponen

xi,f

αi

Toluena

0,8629

4,9053

1,2550

Furfural

0,1358

1,0000

-0,2550

total

0,9987

komponen

xi,d

αi

Toluena

0,98

4,9546

1,4189

Furfural

0,02

1

-0,0376

1,0000

α i .x Fi i Φ

α


total R Dm  1  

1,0000

1,3813

α i .x Di αi  Φ

RDm + 1 = 1,3813 RDm

= 0,3813

RD = 1,5 RDm (Geankoplis,1997) RD = 1,5 . 0,3813 RD = 0,5720 Refluks distilat : L

= RD x D = 0,5720 x 90,9666 = 52,0297 kmol/jam

Maka,Alur 21 , F21 = L : Total F21

= 52,0297 kmol/jam = 4790,8970 kg/jam

F21Furfural

= 0,98% .F19 = 1,0406 kmol/jam

21

F

Toluena

= 0,02 % .F

19

= 99,8971 kg/jam

= 50,9891 kmol/jam = 4690,9999 kg/jam

F19 = F21 + F20 Total F19

= 52,0297

+ 90,9666

= 142,9964 kmol/jam = 13.167,1044 kg/jam

F19Furfural

= 1,0406

+ 1,8193

= 2,8599 kmol/jam = 274,5530 kg/jam

19

F

Toluena

= 50,9891

+ 89,1473

= 140,1364 kmol/jam = 12.892,5514 kg/jam

F17(Vd) = F19 Total F17

= 142,9964 kmol/jam = 13.167,1044 kg/jam

F17Furfural

= 2,8599 kmol/jam

F17Toluena

= 140,1364 kmol/jam = 12.892,5514 kg/jam

= 274,5530 kg/jam


Menghitung laju bottom pada reboiler : Vd

=

((q-1) x F umpan) + Vb

Vd

=

0 + Vb

Vb

=

Vd

Vb

=

F17

Vb

=

Lb

=

Maka Lb

, dengan q = uap jenuh = 1

235,0255 kmol/jam

Vb + B

atau Lb = Ld + (q x F) dengan q = 0

Lb = Ld =

236,0881 kmol/jam

F18 (Lb) Total F18

= 236,0881 kmol/jam = 22.645,5707 kg/jam

F18Furfural

= 231,3663 kmol/jam = 22.211,1686 kg/jam

F18Toluena

= 4,7218 kmol/jam

= 434,4021 kg/jam

F22 (Vb) Total F22 22

F

22

F

= 235,0255 kmol/jam = 22.543,6502 kg/jam

Furfural

= 230,3250 kmol/jam = 22.111,2032 kg/jam

Toluena

= 4,7005 kmol/jam

= 432,4470 kg/jam


9. FILTER PRESS Lignin A-Selulosa Abu Asam Sulfat Glukosa Air

10 26 Glukosa Asam Sulfat Air Lignin 25 A-Selulosa Abu Glukosa Asam Sulfat Air

FILTER PRESS

F 10 Lignin

= 706,2500

kg/jam

= 572,5000

kg/jam

= 50,0000

kg/jam

f 10asam sulfat

= 12,5000

kg/jam

F 10glukosa

= 954,1667

kg/jam

F F

10 10

selulosa

abu

F 10air

kg/jam = 93,4666 Diinginkan Glukosa, air dan Asam sulfat pada alur 26 hanya 5%dari umpan F glukosa 26 = 5% F10glukosa F asam sulfat 26 = 5% F 10asam sulfat Fair 24 = 5% F10air F25 Lignin

= F 10 Lignin

= 706,2500

kg/jam

F25selulosa

= F 10selulosa

= 572,5000

kg/jam

F25abu

= F 10abu

= 50,0000

kg/jam

f 25asam sulfat

= F 10asam sulfat

= 5,6250

kg/jam

= 47,7083

kg/jam

= 4,6733

kg/jam

F

25

F

25

glukosa air

=F

10

glukosa

= 5 % .F

10

air

F 26asam sulfat

= F 10asam sulfat - F 25asam sulfat

= 106,8750

kg/jam

F 26glukosa

= F 10glukosa - F 25glukosa

= 906,4583

kg/jam

F 26air

= F 10air - F 25air

= 88,7933

kg/jam


10. FLASH DRUM I Asam Sulfat air 26 Glukosa Asam Sulfat air

27 FLASH DRUM 28 Glukosa Air

Asumsi : F27Air = 70% F26Air Neraca Total F26 = F27 + F28 Komponen pada alur 27, F27 : 70  88,7933 kg / jam 100

F27Air

=

F27Asam Sulfat

= F26Asam Sulfat

= 62,1553 kg/jam = 106,8750 kg/jam

F26asam sulfat F26 glukosa F26 air F27 asam sulfat F27 air

= 106,8750 = 906,4583 = 88,7933 = 106,8750 = 62,1553

kg/jam kg/jam kg/jam kg/jam kg/jam

F28 glukosa F28 air

= 906,4583 = 26,6380

kg/jam kg/jam

Komponen pada alur 28, F28 : F28Air

= F26Air – F27Air

= 88,7933 – 62,1553 = 26,6380 kg/jam

F28Glukosa

= F26Glukosa

= 906,4583 kg/jam


11. DRIFTLOSS POINT

F33 + F32 = F20 F20Furfural 20

F

= 174,6559 kg/jam = 8201,5515 kg/jam

Toluena 20

Total F

= 8376,2075 kg/jam

F32 merupakan zat yang hilang dari F20 akibat penguapan dan driftloss. Asumsi kehilangan yang terjadi sebesar 2% dari F20 dimana 2% dari F20 adalah furfural.Sehingga alur F32 hanya terdiri dari furfural dan F33 hanya terdiri dari toluena. Maka, F32

= F20Furfural = 174,6559 kg/jam

F32Furfural = 174,6559 kg/jam F33

= F20 – F32 = 8376,2075 kg/jam - 174,6559 kg/jam = 8201,5515 kg/jam

33

F

Toluena =

8201,5515 kg/jam

12. MIXING POINT 34 Toluena

33 MIXING POINT

Toluena

13 Toluena

F33 + F34 = F13 F33Toluena

= 8201,5515 kg/jam

F13Toluena

= 8203,5066 kg/jam

Maka, Toluena tambahan yang diperlukan, F34 adalah : F34Toluena

= F13Toluena - F33Toluena = 8203,5066 kg/jam - 8201,5515 kg/jam = 1,9551 kg/jam


Satuan Operasi

: J/jam

Temperatur Referensi : 25 0 C Perhitungan neraca panas menggunakan rumus sebagai berikut: Perhitungan beban panas pada masing-masing alur masuk dan keluar. Q=H=

T



Tref

n x Cp x dT

(Smith,Van Ness, 1975)

Perhitungan Cpl (kkal/g 0C) dengan menggunakan metode Chueh dan swanson dimana konstribusi gugusnya adalah: Tabel LB.1 Kapasitas Panas Liquid Gugus

Harga

-CH2-

7,26 4,4

-CH (ring)

5

-CH ( not ring) -O-

8,4

-OH-

10,7

-C-

1,76

-C=O

12,66

H -CH2OH

17,5

(Sumber : Lyman, 1982)

Perhitungan C

ps

padatan (J/mol.K) dengan menggunakan metode Hurst dan

Harrison, dimana nilai kontribusi unsur atom : Tabel LB.2 Tabel Kontribusi Unsur Atom dengan Metode Hurst dan Harrison Unsur Atom

 Ei


C

10.89

H

7.56

O

13,42

(Sumber: Perry, 1999) Rumus metode Hurst dan Harrison : n

CpS =

  . i

Ei

i 1

Dimana : C = Kapasitas panas padatan pada 298,15 K (J/mol.K) pS

n = Jumlah unsur atom yang berbeda dalam senyawa N = Jumlah unsur atom i dalam senyawa i

 Ei = Nilai dari kontribusi unsur atom i pada tabel LB.2

Persamaan umum untuk menghitung kapasitas panas gas dengan menggunakan metode Rihani dan Doraiswany, dimana kontribusi gugusnya adalah : Tabel LB.3 Kapasitas Panas Gas Cpg T°K = a + bT + cT 2 + dT3 [ J/mol K ] a

b x10 2

c x104

d x106

0,3945

2,1363

-0,1197

0,002596

-3,5232

3,4158

-0,2816

0,008015

-O-

2,8461

-0,0100

0,0454

-0,002728

-OH-

6,5128

-0,1347

0,00414

-0,001623

3,5184

0,9437

0,0614

-0,006978

-5,8307

4,4541

-0,4208

0,012630

Gugus -CH2-

-CH (ring)

-C=O H

-C-

(Sumber : Lyman, 1982) Perhitungan Hvb (kkal/mol) dengan menggunakan metode Sastri, dimana kontribusi gugusnya adalah sebagai berikut : Tabel LB.4

Panas Laten [ kkal/mol ]

Gugus

Hvo (kkal/mol)


-CH2-

1,68 1,44

-CH (ring) -O-

2,9

-OH-

9,8

-C=O

5,7

H

-1,62

-C-


Tb/Tc

N

>0,71

0,41


 T Hvb = Hvo 1  b  Tc

  

n


Perhitungan panas penguapan Q = n. Hvl

(Smith,Van Ness, 1975) o

Perhitungan Hf (kkal/mol) dengan menggunakan metode Verma dan Doraiswamy, dimana kontribusi gugusnya adalah


Tabel LB.5 Kapasitas Panas Penguapan Gugus

Harga

-CH2-

-4,94 -1,29

-CH

0,62

-C-O-

-24,2

-OH-

-43,8

-CHO-

-29,71

(Sumber :Reid, 1977) 0

Perhitungan ∆H

f

(kkal/mol) dengan menggunakan metode Benson et al,

dimana kontribusi gugusnya adalah: Tabel LB.6 Tabel Kontribusi Gugus dengan Metode Benson et al Gugus

∆H

-CH2-

-20,64

-OH

-208,04

-CH-

29,89

O

2,09

|| -CH (Sumber: Perry, 1999)

Rumus metode Benson et al : n

 0f 298  68,29    i . Hi i 1

Dimana :  0f 298 = entalpi pembentukan pada 298,15 K (kJ/mol)


n

= jumlah grup atom yang berbeda dalam molekul

N

= jumlah grup atom i di dalam molekul

∆Hi

= nilai dari kontribusi gugus atom pada tabel LB.6

i

Menghitung  0f 298 selulosa : n

 0f 298  68,29    i . Hi i 1

 0f 298 = 68,29 + 5.( -CH- ) + 3.( -OH- ) + 2.( -O- ) + 1. ( -CH - ) 2

 0f 298 = 68,29 + 5.(29,89) + 3.(-208,04) + 2.(-132,22) + 1.(-20,64)]  0f 298 = 68,29 + 149,45 + -624,12 + -264,44 + -20,64  0f 298 = -691460 J/mol

Menghitung  0f 298 glukosa : n

 0f 298  68,29    i . Hi i 1

 0f 298 = 68,29 + 6.(-OH-) + 1(COH) + 4. (CH) + 1. (-CH2-)  0f 298 = 68,29 + 6.(-208,04) + 1.(2,09) + 4.(29,89) + 1.(-20,64)  0f 298 = 68,29 – 1248,24 + 2,09 + 119,56 – 20,64  0f 298 = -1078940 J/mol

Perhitungan panas reaksi Hr25oC Hf25oC (C5H8O4)n = -68061000 J/mol Hf25oC C5 H10O5 = -879900 J/mol Hf25oC C5 H4O2

= -240030 J/mol

Hf25oC H2O

= -242760 J/mol

Reaksi I : (C5H8O4)n + n H2O

=

  . 130.

=

130. 879900J / mol  1. 68061000  130. 242760J / mol

Hr25oC =

i



C5H10O5 ; n = 130

   O   1.

0 f 250 C produk

0 f 250 C

C5  10



5

i.



0 f 250 C reak tan

0 f 250 C

C5 H 8O4 n  130. 0f 25 C 0

H 2O




=

-14767200 J/mol

Reaksi II : (C6H10O5)1000 + 1000 H2O Hr25oC =

  . i



0 f 250 C produk



1000C6H12O6

   i.



0 f 250 C reak tan

= 1000. 0f 250 C C6  12 O6  1. 0f 250 C C6 H 10 O5 1000  1000. 0f 250 C H 2 O





= =



1000. 1078940J / mol  1. 691460  1000. 242760J / mol -835488540 J/mol

Reaksi III : 130 C5H10O5

Asam

=

  . 130.

=

130. 240030  390 242760J / mol  130. 879900J / mol

Hr25oC =

=

i



130 C5H4O2 + 390 H2O

0 f 250 C produk

0 f 250 C



   i.



0 f 250 C reak tan





C5  4 O2  390. 0f 250 C  2 O  130. 0f 250 C C5 H 10 O5 

11493300 J/mol

Nilai kapasitas panas (Cp) untuk masing-masing komponen : 1. Pentosan (C5H8O4)n Cpl = 520 (- CH (ring)) + 130 (-CH(not ring)) +130(-O-) + 390 (-OH) = 8203 kal/mol0C = 26502 J/ mol0C Gugus

A

B x 10 -2

C x 10-4

D x 10-6

390(-OH)

390(6,5218)

390(-0,1347)

390(0,0414)

390(-0,001623)

650(-CH=)

650(-3,5232)

650(3,4158)

650(-0,2816)

650(0,008015)

130(-O-)

130(2,8461)

130(-0,0100)

130(0,0454)

130(-0,002728)

Total

476,85

1666,49

-123,84

3,2478

Cpg = 476,85 + 1666,49.10 -2T-123,84.10-4T2 + 3,2478.10-6T3 Cpg = 18602,598 J/ mol0C 2. Pentosa (C5H10O5) Cpl = 4(- CH (ring)) + 4(-OH) +1(-O-) + 1 (-CH2) Cpl = 319,452 J/mol0C


Gugus

A

B x 10 -2

C x 10-4

D x 10-6

4 (-OH)

4(6,5218)

4(-0,1347)

4(0,0414)

4(-0,001623)

4 (-CH=)

4(-3,5232)

4(3,4158)

4(-0,2816)

4(0,008015)

1 (-O-)

1(2,8461)

1(-0,0100)

1(0,0454)

1(-0,002728)

4 (-CH2)

1(0,3945)

1(2,1363)

1(-0,1197)

1(0,002596)

Total

15,199

15,2507

-1,0351

0,025436

Cpg = 15,199 + 15,2507.10 -2T-1,0351.10-4T2 + 0,025436.10-6T3 Cpg = 218,93 J/mol0C 3. Selulosa Cp = 6.∆Ec + 10.∆EH + 5.∆Eo Cp = 6.(10,89) + 10.(7,56) + 5.(13,42) Cp = 65,34 + 75,6 + 67,1 Cp = 208,04 J/mol0K 4. Glukosa Cp = 6.∆Ec + 12.∆EH + 6.∆Eo Cp = 6.( 10,89) + 12.( 7,56) + 6.( 13,42) Cp = 299,775 kJ/mol.K 5. Furfural (C5H4O2) Cpl = 162,238 J/mol0C Cpg = 95,065 J/mol0C

(Reklaitis, hal 658) (Reklaitis, hal 642)

6. Asam Sulfat (H2SO4) Cpl = 185,56 J/mol0C 7. Air (H2O) Cpl = 74,878 J/mol0C 0

Cpg = 33,594 J/mol C

(Reklaitis, hal 660) (Reklaitis, hal 644)

8. Abu (CaCO3) Cp = 82,34 + 4,975.10-2 – 12,87.10-5 T2 J/mol0C

(Himmelblau, 1996)

9. Lignin Cp = 1700 J/mol0C


LE-29

Nilai panas laten penguapan/entalpi penguapan (Hvl) untuk komponen : 1. Pentosa (C5H10O5) Hvl = 123,40 J/mol 2. Furfural (C5H4O2) Hvl = 43124,2 J/mol

(Reklaitis, hal 638)

3. Air (H2O) Hvl = 40656,2 J/mol

(Reklaitis, hal 640)

4. Asam Sulfat (H2SO4) Hvl = 20983,5 J/mol

(Perry, 1997)

Berat molekul komponen (gr/mol)

Titik didih (0C)

Pentosa

150

153

Pentosan

132

143

Asam Sulfat

98

320

Furfural

96

161

Air

18

100

Toluena

92

110,64

Steam Saturated steam pada 473,15 kPa 2000C, Hvl (2000) = 1938,6 kJ/kg (Reklaitis, 1983)

Air pendingin H(28oC) = 117,3 kJ/kg o

H(60 C) = 251,1 kJ/kg o

(Reklaitis, 1983) (Reklaitis, 1983)

o

λ = H[28 C] – H[60 C] = 117,3 – 251,1 = -133,8 kJ/kg = -133800 J/kg


LB.1 Heater I

n

Panas Alur masuk

=

 nsH (T )  ( H (T )  r

s 1 n

=

 nsH (30)  ( H (25)  s 1

=

 

30

25 30

25

30

30

25 30

25

N Cp AsamSulfatdT   N Cp Air dT   N Cp Abu dT 30

N Cp A  SelulosadT   N CplignindT   N Cp Pentosan dT 25

25

Tabel LB.7 Perhitungan Panas Masuk pada Heater I Komponen Pentosan Asam sulfat Air Lignin A-Selulosa Abu Total

massa (kg)

BM (kg/kmol)

N (mol)

∫Cp dT

Q(J/jam)

809,375 112,5 1890,625 706,25 1431,25 50

17160 98 18 1500 162000 100,09

47,16637529 1147,959184 105034,7222 470,8333333 8,834876543 499,5504046

132510 927,8 374,39 8500 87,26510067 419,0286125

6250016,39 1065076,531 39323949,65 4002083,333 770,976391 209325,9129 50851222,8

n

Panas Alur Keluar

=

 nsH (T )  ( H (T )  r

s 1 n

=

 nsH (100)  ( H (25) s 1

=

100



25

100



25

100

N Cp AsamSulfat dT  

25

100

N Cp Pentosan dT  

25

100

N Cp Air dT  

25

N Cp Abu dT

100

N Cp A Selulosa dT  

25

N Cp lignin dT

Tabel LB.8 Perhitungan Panas Keluar pada Heater I Komponen Pentosan Asam sulfat Air Lignin A-Selulosa Abu Total

massa (kg) 809 112,5 1891 706 1431,25 50

BM (kg/kmol) 17160 98 18 1500 162000 100,09

N (mol) 47,16637529 1147,959184 105034,7222 470,8333333 8,834876543 499,5504046

∫Cp dT 1987650 13917 5615,85 127500 1308,97651 6450,932813

Q(J/jam) 93750245,85 15976147,96 589859244,8 60031250 11564,64586 3222566,097 762851019,3


Banyak steam yang dibutuhkan adalah : m=

Q Hvl = 711999796,5J/jam 1938600 J/kg = 367,2752 kg/jam

Tabel LB.9 Neraca Panas Heater I Komponen

Masuk (J/jam)

Komponen

Keluar (J/jam)(J/jam)

Q5 Qsteam Total

50851222,8 711999796,5 762851019,3

Q6

762851019,3 762851019,3

Total

LB.2 Reaktor I (R-201)

Reaksi I : (C5H8O4)130 + 130 H2O

130C5H10O5

r1 = 34,43 mol/jam Hr25oC = -14767200 J/mol r1Hr1 = -508456167 J/mol Reaksi II : (C6H10O5)1000 + 1000 H2O

1000C6H12O6

r2 = 5,3 mol/jam Hr25oC = -835488540 J/mol r2Hr2 = -4428862863 J/mol Panas Alur Masuk Reaktor I = Panas Alur Keluar Heater I = 762851019,3 J/jam Alur 7 n

Panas Alur Keluar (Q7) =

 nsH (T )  ( H (T )  r

s 1 n

=

 nsH (150)  ( H (25) s 1

150



25

100

N Cp AsamSukfat dT  

25

150

N Cpl Air dT  N .Hvl   N Cpg Air 100


150



25

150



25

143

150

N Cp Pentosa dT  

N Cpl Pentosan dT  N .Hvl   N Cpg Pentosan 

25

143

150


25

150

N Cp Glukosa dT  

25

150

N Cp lignindT  

25

N Cp Abu dT

Tabel LB.10 Perhitungan Panas Keluar pada Reaktor I (R-201) Komponen Pentosan Asam sulfat Air Lignin A-Selulosa Abu Pentosa Glukosa Total

massa (kg) 218,5312 112,5 1714,6387 706,25 572,5 50 671,4134 954,1667

BM (kg/kmol) 17160 98 18 1500 162000 100,09 150 180

N (mol)

∫Cpl dT

Hvl

∫Cpl dT

Q(J/jam)

12,73491841 1147,959184 95257,70556 470,8333333 3,533950617 499,5504046 4476,089333 5300,926111

3127236 23195 5615,85 212500 2181,627517 10980,75781 39931,5 3143613,674

29087,2 40656,2 -

130218,186 1679,7 -

41853836,42 26626913,27 4567773682 100052083,3 7709,76391 5485442,008 178736961,2 16664063810 21584600439

Panas yang dibutuhkan : Q

= Q7 – Q6+ r1Hr1 + r2Hr2 = 21584600439 - 762851019,3 + (-508456167) + (-4428862863) = 15884430390 J/jam


Q Hvl = 15884430390 J/jam 1938600 J/kg = 8193,7637 kg/jam

Tabel LB.11 Neraca Panas Reaktor I (R-201) Komponen

Masuk (J/jam)

Komponen


Q6 Qsteam Total

762851019,3 15884430390 16647281409

Q7 r ∆Hr Total

21584600439 -4937319029 16647281409


LB.3 Reaktor II (R-202)


Asam

130 C5H4O2 + 390 H2O

r3 = 2482,7 mol/jam Hr25oC = 11493300 J/mol r3Hr3 = -28534415910 J/mol Panas Alur Masuk Reaktor II = Panas Alur Keluar Reaktor I = 21584600439 J/jam Alur 8 n


 nsH (T )  ( H (T )  r

s 1 n

=

 nsH (150)  ( H (25) s 1

150



25

100

N Cpl Air dT  N .Hvl   N Cpg Air 

25

150



25

150



25

150

150

N Cp AsamSukfat dT  

100

143

N Cp Pentosa dT  

25

 N Cp

furfural

25

150

N Cpl Pentosan dT  N .Hvl   N Cpg Pentosan 143

150


25

150

N Cp Glukosa dT  

25

150

N Cp lignindT  

25

N Cp Abu dT

Tabel LB.12 Perhitungan Panas Keluar pada Reaktor I (R-201) Komponen Pentosan Asam sulfat Air Lignin A-Selulosa Abu Pentosa Glukosa Furfural Total

massa (kg) 218,5313 112,5 1869,3324 706,25 572,5 50 241,7088 954,1667 275,0109

BM (kg/kmol) 17160 98 18 1500 162000 100.09 150 180 96

N (mol)

∫Cpl dT

Hvl

∫Cpg dT

Q(J/jam)

12,73492424 1147,959184 103851,8 470,8333333 3,533950617 499,5504046 1611,392 5300,926111 2864,696875

3127236 23195 5615,85 212500 2181,627517 10980,75781 39931,5 3143613,674 20279,75

29087,2 40656,2 -

130218,186 1679,7 -

41853855,57 26626913,27 4979875551 100052083,3 7709,76391 5485442,008 64345299,65 16664063810 58095336,45 21940406001


Panas yang dibutuhkan : Q

= Q8 – Q7+ r3Hr3 = 21940406001- 21584600439 + (-28534415910) = 28178610348 J/jam



Tabel LB.13 Neraca Panas Reaktor II (R-202) Komponen

Masuk (J/jam)

Komponen


Q6 Qsteam Total

21584600439 28178610348 6594009909

Q7 r ∆Hr Total

21940406001 28534415910 6594009909

LB.4 Vaporizer (V-301)

Panas Masuk Vaporizer = Panas Keluar Reaktor II = 21940406001 J/jam Panas Keluar Vaporizer = Panas Alur 9 + Panas Alur 10 Alur 9 n

Panas Alur 9 (Q9) =

 nsH (T )  ( H (T )  r

s 1

n

=

 nsH (170)  ( H (25)  s 1 170



25

170

N Cp Furfural dT  

25

170

N Cp Air dT  

25

170

N Cp Pentosan dT  

25

N Cp Pentosa dT


Tabel LB.14 Perhitungan Panas Keluar Alur 9 pada Vaporizer (V-301) Komponen Pentosan Air Pentosa Furfural Total

massa (kg) 219 1776 242 275

BM (kg/kmol) 17160 18 150 96

N (mol)

∫Cpl dT

Hvl

∫Cpg dT

Q(J/jam)

13 98659 1611,392 2865

3127236 5615,85 43499,77884 13894,06232

29087,2 40656,2 123,4 43124,2

502270,146 2351,58 839,42395 8438,923887

46591909,1 4797168707 71646682,43 187514996,8 5102922295

Alur 10 n

 nsH (T )  ( H (T )  r

Panas Alur 10 (Q10) =

s 1 n

 nsH (170)  ( H (25) 

=

s 1

170

170



N Cp Asam Sulfat dT  



N Cp Abu dT

25 170

25

25

170

N Cp Selulosa dT  

25

170

N Cp Glukosa  

25

N Cp Lignin

Tabel LB.15 Perhitungan Panas Keluar Alur 10 pada Vaporizer (V-301) Komponen

massa (kg)

BM (kg/kmol)

N (mol)

∫Cpl dT

Q(J/jam)

Asam Sulfat

112,5

98

995

27314,432

27175072,65

Lignin A-Selulosa Abu Glukosa Total

706 573 50 954

1500 162000 100.09 180

470,8333333 3 499,5504046 4594

250240 2569,084564 13060,902 3701919,463

117821333,3 7868 6524578,881 17007119831 17158648684

Panas yang dibutuhkan : Q = Q9 + Q10- Q8 = 5102922295 + 17158648684 – 21940406001 = 321164978 J/jam Banyak steam yang dibutuhkan adalah : m=


Tabel LB.16 Neraca Panas pada Vaporizer (V-301) Komponen

Masuk (J/jam)

Komponen


Q8 Qsteam Total

21940406001 321164978 22261570979

Q9 Q10 Total

5102922295 17158648684 22261570979


LB.5 Kondensor Subcooler

Panas Masuk Kondensor Subcooler = Panas Keluar Vaporizer Alur 9 = 5102922295 J/jam n


 nsH (T )  ( H (T )  r

s 1 n

=

 nsH (90)  ( H (25)  s 1 90

90

90

90

25

25

25

25

  N Cp Furfural dT   N Cp Air dT   N Cp Pentosan dT   N Cp Pentosa dT

Tabel LB.17 Perhitungan Panas Keluar Alur 11 pada Kondensor Subcooler Komponen Pentosan Air Pentosa Furfural Total

Massa (kg) 219 1776 242 275

BM (kg/kmol) 17160 18 150 96

N (mol) 13 98,659 1,611 3

∫Cpl dT

Hvl

∫Cpg dT

Q(J/jam)

3127236 5615,85 43499,77884 13894,06232

29087,2 40656,2 123,4 43124,2

-985937,694 -335,94 -6765,77605 -2421,287753

27639695 4532020119 59391,724 156403,7824 4559875609

Panas yang dilepaskan : Qc = Qout - Qin = 4559875609 – 5102922295 = -543046685,9 J/jam

Jumlah air pendingin yang diperlukan (m) = Q/ λ =

 543046685,9 J / jam  133800 J / kg

= 4058,644 kg/jam Tabel LB.18 Neraca Panas pada Kondensor Subcooler Komponen

Masuk (J/jam)

Komponen


Q9

5102922295 5102922295

Q11 Air Pendingin Total

4559875609 543046685,9 5102922295

Total


LB.6 Cooler I

Panas Masuk Cooler I = Panas Keluar Kondensor Subcooler = 4559875609 J/jam n


 nsH (T )  ( H (T )  r

s 1 n

=

 nsH (30)  ( H (25)  s 1 30

30

30

30

25

25

25

25

  N Cp Furfural dT   N Cp Air dT   N Cp Pentosan dT   N Cp Pentosa dT Tabel LB.19 Perhitungan Panas Keluar Alur 12 pada Cooler I Komponen

massa (kg)

BM (kg/kmol)

N (mol)

∫Cpl dT

Q(J/jam)

Pentosan Air Pentosa Furfural Total

219 1776 242 275

17160 18 150 96

13 98659 1,611392 3

132510 374,39 1597,26 811,19

1687504,811 36937019,97 2573,811986 2323,813458 38629422,4

Qc

= Qout - Qin = 38629422,4 - 4559875609 = -4521246187 J/jam


 4521246187 J / jam  133800 J / kg

= 33791,077 kg/jam Tabel LB.20 Neraca Panas pada Cooler I Komponen

Masuk (J/jam)

Komponen


Q11

4559875609 4559875609


38629422 4521246187 4559875609

Total


LB.7 Heater II

n

Panas Alur Masuk (Q15) =

 nsH (T )  ( H (T )  r

s 1

n

=

 nsH (30)  ( H (25)  s 1 30

30

25

25

  N Cp Furfural dT   N CpToluena dT

Tabel LB.21 Perhitungan Panas Masuk Alur 15 pada Heater II Komponen

massa (kg)

BM (kg/kmol)

N (mol)

∫Cpl dT

Q(J/jam)

Furfural Toluena Total

274,6213 8203,5066

96 92,13

2860,638542 89042,72875

811,19 118,7778673

2320521,379 10576305,42 12896826,8

n


 nsH (T )  ( H (T )  r

s 1 n

=

 nsH (114,732)  ( H (25) s 1

114 , 732



25

114 , 732

N Cp Furfural dT  

25

N CpToluena dT

Tabel LB.22 Perhitungan Panas Keluar Alur 16 pada Heater II Komponen Furfural Toluena Total

Massa (kg) 274,6213 8203,5066

BM (kg/kmol) 96 92,13

N (mol) 2860,638542 89042,72875

∫Cpl dT 14557,94022 4998,853851

Q(J/jam) 41645004,87 445111587,5 486756592,4

Panas yang dibutuhkan : Q = Q16- Q15 = 486756592,4 - 12896826,8 = 473859765,6 J/jam Banyak steam yang dibutuhkan adalah : m=

Q Hvl = 473859765,6 J/jam 1938600 J/kg = 244,434 kg/jam


Tabel LB.23 Neraca Panas pada Heater II Komponen

Masuk (J/jam)

Komponen


Q15 Qsteam Total

12896826,8 473859765,6 486756592,4

Q16

486756592,4 486756592,4

Total

LB.8 KOLOM DESTILASI (T-301)

Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan suhu umpan masuk sampai syarat Σ Ki.Xi = 1 terpenuhi. Hal ini telah dilakukan pada LAMPIRAN A. Oleh karena  xi =  yif/Ki= 1,0033 ≈ 1, maka suhu umpan adalah 114,732 °C atau 387,882 K dan titik embun (dew point) distilat adalah 113,3°C (386,45K). Oleh karena 

yi d = 1,0001 ≈ 1, maka dew point destilat adalah 113,3°C Ki

(386,45K). Maka, suhu destilat (D) adalah 113,3°C dan suhu Ld 113,3°C.

Neraca keseluruhan untuk sistem adalah : FHF + qr = DHD + BHB + qc FHF

= Panas Keluar Heater II = 486756592,4 J/jam

Menghitung DHD dan qc Panas masuk





114 , 732  BP  Lb N senyawa   Cp (l) dT   H VL   Cp (g) dT   25 BP 

Tabel LB.24 Perhitungan Panas Masuk Kondensor (E-302) Komponen Furfural Toluena Total

Vd (Alur 17) 276,3956 12979,076

BM (kg/kmol) 96 92,13

N (mol)

∫Cpl dT

Hvl

∫Cpg dT

Q(J/jam)

2879,1208 140877,8465

22177,9346 4640,15263

43124,2 33460,5

-4465,01292 551,9140856

175157424,5 575942242,2 751099666,7


Panas keluar  

113,3 113, 3  BP  BP  Ld D N senyawa   Cpl dT  H VL   Cpg dT    N senyawa   Cpl dT  H VL   Cpg dT  BP BP  25   25 

Tabel LB.25 Perhitungan Panas Keluar Kondensor (Ld) Komponen Furfural Toluena Total

Ld (Alur 21) 101,7397 4777,5245

BM (kg/kmol) 96 92,13

N (mol)

∫Cpl dT

Hvl

∫Cpg dT

Q(J/jam)

1059,7885 51856,3388

22177,9346 4640,15263

43124,2 33460,5

-4601,146 360,0219206

64330212,19 259290745,9 323620958,1

Tabel LB.26 Perhitungan Panas Keluar Kondensor (DHD) Komponen Furfural Toluena Total

D (Alur 20) 174,6559 8201,5515

Qin

BM (kg/kmol) 96 92,13

N (mol)

∫Cpl dT

Hvl

∫Cpg dT

1819,332292 89021,50765

22177,9346 4640,15263

43124,3 33460,5

-4601,146 360,0219206

= Vd  CpdT

Q Q(J/jam) (J/jam) 110435268,7 445123077 555558345,7

= 751099666,7 J/jam

Qout = Ld  CpdT + D CpdT = 879179303,8 J/jam Panas yang dilepaskan : Qc

= Qout – Qin = (879179303,8 –751099666,7) kJ/jam = 128079637,1 J/jam

Menghitung BHB dan qr Untuk mengetahui suhu pada B, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai syarat Σ Ki.Xi = 1 terpenuhi. Hal ini telah dilakukan pada LAMPIRAN A. Maka titik gelembung (bubble point) bottom adalah 160,6°C (433,75K). Oleh karena  Ki.xi = 0,9999 ≈ 1, maka bubble point bottom adalah 160,6°C (433,75K) Maka, suhu vapor bottom (Vb) adalah 160,60C BHB

160, 6 BP    NB   Cpl dT  HVL   Cpg dT   25  BP

Tabel LB.27 Panas Perhitungan Panas Keluar Reboiler (BHB) Komponen Furfural Toluena Total

B (Alur 23) 99,9654 1,9551

BM (kg/kmol) 96 92,13

N (mol)

∫Cpl dT

Hvl

∫Cpg dT

Q(J/jam)

1041,30625 21,22110062

22177,9346 4640,15263

43124,3 33460,5

-104,5715 7036,674296

67890734,07 247795,1191 68138529,19


FHF + qr = DHD + BHB + qc 486756592,4 + qr = 555558345,7 + 68138529,19 +128079637,1 q r = 8860645,366 J/jam Tabel LB.23 Neraca Panas pada Kolom Destilasi Komponen

Masuk (J/jam)

Komponen


FHF qr

486756592,4 8860645,366 495617237

DHD BHB qc Total

555558345,7 68138529,19 128079637,8 495617237

Total

LB.9 Cooler II

Panas Masuk Cooler II = Panas Keluar Reboiler = 68138529,19 J/jam n


 nsH (T )  ( H (T )  r

s 1 n

=

 nsH (30)  ( H (25)  s 1

30

30

25

25

  N Cp Furfural dT   N CpToluena dT Tabel LB.24 Perhitungan Panas Keluar Alur 24 pada Kondensor II Komponen

massa (kg)

Furfural Toluena Total

99,9654 1,9551

Qc

BM (kg/kmol) 96 92,13

N (mol)

∫Cpl dT

1041,30625 21,22110062

811,19 118,7778673

Q(J/jam)Q(J/jam) 844697,2169 2520,597074 847217,814

= Qout - Qin = 847217,814 - 68138529,19 = -67291311,38 J/jam



 67291311,38 J / jam  133800 J / kg

= 502,924 kg/jam Tabel LB.20 Neraca Panas pada Kondensor II Komponen

Masuk (J/jam)

Komponen


Q23

68138529,19 68138529,19


847218 67291311,38 68138529,19

Total


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

LC.1 Gudang Tandan Kosong Kelapa Sawit (G-101) Fungsi

: Menyimpan bahan baku Tandan Kosong Kelapa Sawit

Bentuk

: Prisma siku-siku dengan tutup limas sisi empat

Bahan

: Beton

Jumlah

: 1 unit

Lama penyimpanan

: 7 hari

Kondisi operasi : - Temperatur (T) = 30oC - Tekanan (P) = 1 atm Densitas Tandan Kosong Kelapa Sawit

: 380 kg/m3

Laju alir massa

: 75.000 kg/hari

Faktor kelonggaran

: 20% (Perry dan Green, 1999)



Volume Gudang

Total massa bahan dalam gudang

= 75.000 kg/hari x 7 hari

Volume bahan dalam gudang

=

Volume Gudang, Vg

= (1+0,2) x 1381,5789 m3

525.000 kg 380 kg/m 3

= 525.000 kg = 1381,5789 m3 = 1657,8947 m3

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

=

3

V = 4

3

1657,8947 m 3 4

Panjang gudang (p) = lebar gudang (l) = 2 x 7,4559

= 7,4559 m = 14,9118 m


LC.2 Tangki Penyimpanan H2SO4 (TK-101) Fungsi

: Untuk menyimpan larutan asam sulfat untuk kebutuhan 10 hari

Bentuk

: Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Bahan

: Carbon steel, SA – 285 Grade. C

Jumlah

: 1 unit

Lama Penyimpanan : 10 hari Kondisi Operasi

A.

:

-

Temperatur (T) = 30 0C

-

Tekanan ( P)

= 1 atm

Volume Tangki Kebutuhan larutan Asam Sulfat per jam Total massa bahan dalam tangki

= 312,5000 kg/jam

= 312,5000 kg/jam×24 jam/hari×10 hari = 75.000 kg

Densitas Bahan dalam tangki

= 1840 kg/m3

Total volume bahan dalam tangki =

75.000 kg = 40,7609 m3 3 1840 kg/m

Faktor kelonggaran = 20 % Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 40,7609 m3

(Perry dan Green, 1999)

= 1,2 x 40,7609 m3 = 48,9130 m3 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2 1 Volume silinder (Vs) =  Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) 4 Vs

=

3  Dt 3 8

Tinggi head (Hh) = 1/6  D (Brownell dan Young, 1959) Volume tutup (Vh) ellipsoidal = /4  D2Hh = /4  D2(1/6  D) = /24  D3 Vt = Vs + Vh (Brownell dan Young, 1959) 3 3 Vt = (3/8  D ) + (/24  D ) Vt = 10/24  D3 24 Vt 3 24  48,9130 Diameter tangki (D)  3   3,3438 m = 131,6438 in 10 10 Tinggi silinder (Hs) = 3/2  D = 3/2  3,3438 m = 5,0156 m = 197,4657 in


Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1/6  D = 1/63,3438 m = 0,5573 m = 21,9406 in Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 5,5729 m = 219,4063 in B.

Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki Volume tangki = 10/24  D3 = 10/24  (3,3438 m) 3 = 48,9130 m3 Tinggi tangki = 5,5729 m volume bahan dalam tangki  tinggi tangki Tinggi bahan dalam tangki = volume tangki 40,7609 5,5729 = 48,9130 = 4,6441 m Tekanan hidrostatis

= Densitas bahan  g  tinggi cairan dalam tangki = 1840  9,8  4,6441 = 83.742,6749 Pa = 12,1459 psia

Tekanan operasi

= 101,325 kPa = 14,696 psia

Faktor keamanan untuk tekanan = 5 % P desain = (1 + 0,2)  (12,1459 + 14,696) = 28,1840 psia C.

Tebal dinding tangki (bagian silinder) - Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun 2

- Allowable working stress (S) : 12.650 lb/in - Efisiensi sambungan (E)

(Chuse dan Eber,1954) (Brownell dan Young, 1959)

: 0,8

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun PR  (C  A ) (Peters dan Timmerhaus, 2004) SE  0,6P dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in) P = tekanan desain (psi) R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diizinkan E = efisiensi pengelasan 28,1840  131,6438/2 d  0,0042  10  12.650  0,80  0,6  28,1840   0,2256 in Tebal silinder (d) 


Dipilih tebal silinder standar = 1/4 in

D.

Tebal dinding head (tutup tangki) - Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun - Allowable working stress (S) : 12.650 lb/in2 - Efisiensi sambungan (E)

(Chuse dan Eber, 1954) (Brownell dan Young, 1959)

: 0,8

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

P  Di  (C  A ) 2SE  0,2P

(Peters dan Timmerhaus, 2004)

= = = = =

tebal dinding head (tutup tangki) (in) tekanan desain (psi) diameter tangki (in) stress yang diizinkan efisiensi pengelasan 28,1840  131,6438 dh   0,0042  10 2  12650  0,8  0,2  28,1840   0,2254 in Dipilih tebal head standar = 1/4 in

LC. 3 Bucket Elevator Fungsi

: Transportasi tandan kosong kelapa sawit dari Crusher (CR-101) menuju mixer (M-101)

Bahan konstruksi

: Baja karbon

Jumlah

: 1 unit

Bahan masuk (tandan kosong kelapa sawit) = 3125 kg/jam Densitas tandan koson kelapa sawit = 380 kg/m3 Direncanakan dalam 1 proses cukup ditempuh 1/12 jam kerja (5 menit) 3125 kg / jam 2 x  197,4 m 3 / jam 3 1 380 kg / m Laju volumetric elevator = 12 3  116,2 ft / menit

Gross turning = RT = ML+C M = Berat material yang dibawa = 116,2 ft3/jam L = Panjang Bucket Elevator = 10 m = 32,808 ft C = Faktor Material = 2


RT = (116,2)(32,808) = 3813,175 HP =

Grossturningxkec( fpm) 3813,175 x 200   23,11 hp 33000 33000

LC.4 Crusher (CR-101) Fungsi

: Mengecilkan ukuran tandan kosong kelapa sawit sebelum masuk kedalam tangki pencampur

Jenis

: Rotary Knife

Bahan Konstruksi

: Baja karbon

Jumlah

: 1 unit

Asumsi diameter awal umpan (tandan kosong kelapa sawit) = 2000µm Diameter proses akhir setelah proses = 100 µm Dari persamaan 12.3 (Walas 1988)



W  10Wi 1 / d  1 / d i



Dimana : di = diameter awal umpan d = diameter akhir umpan Wi = tegangan dari material Berdasarkan Tabel 12.2 (Walas 1988) dipilih untuk semua material Wi = 13,81



Maka W  10 x13,81 1 / 100  1 / 2000



= 10,7220 hp

LC.5 Pompa Asam Sulfat (P – 101) Fungsi

: Memompa asam sulfat menuju mixer pengenceran (M-101).

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi : Commercial Steel Kondisi operasi

:

 Temperatur cairan

= 30C = 303,15 K

 Tekanan

= 1 atm = 101,3250 kPa

 Laju alir massa (F) = 97,5000 kg/jam = 0,0597 lbm/s


 Densitas ()

= 1.840 kg/m3 = 114,8672 lbm/ft3

 Viskositas ()

= 16,7000 cP = 1,1222.10-2 lbm/fts

Laju alir volume, Q =

0,0597 lbm/s 114,8672 lbm/ft3

= 0,0005 ft3/s

Desain pompa: Di,opt

= 3 (Q)0,36 (µ)0,18 3

= 3,9 (0,0005 ft /s )

(Timmerhaus,1991) 0,45

-2

3 0,13

(1,1222.10 lbm/ft )

= 0,0879 in Dari Appendiks A.5 – 1 Geankoplis, 1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal

: 0,125 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in

Inside sectional area

: 0,0004 ft

= 0,0224 ft = 0,0068 m = 0,0338 ft 2

3 0,0597 ft= /s1,2995 ft/s 0,0004 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A =

 vD  (114,8672)( 0,7220 )( 0,0068) = 1,1222.10-2 = 298.170 (laminar)

Bilangan Reynold : NRe =

maka harga f =

16 298.170

= 0,0537

(Geankoplis,1997)

Friction loss :

 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2 .g c  1,29952 = 0,5(1 – 0) x = 0,0131 ft.lbf/lbm 2(1)(32,174) 2 elbow 90° = hf = n.Kf.

2 v2 = 3(0,75) x 1,2995 2(32,174) 2 .g c

= 0,0590 ft.lbf/lbm

1 check valve = hf = n.Kf.

v2 1,2995 2 = 1(2,0) x = 0,0525 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2 .g c

Pipa lurus 20 ft = Ff = 4f

L.v 2 D.2.g c

20 x 1,29952 (0,0068)(2)(32,174)


= 4(0,0537) x

= 5,0258 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit = hex

 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  1,2995 2 = (1 – 0) x 2(1)(32,174)

Total friction loss :  F

= 0,0262 ft.lbf/lbm = 5,1767 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :





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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 20 ft 32,174 ft/s2 Ws = 0 + (20 ft) + 0 + 1,0079 ft.lbf/lbm 32,174 ft.lbm/lbf.s2 Ws = -25,1767 lbf/lbm Effisiensi pompa,  = 75 % Ws

=  x Wp

25,1767 = 0,75 x Wp Wp

= 33,5689 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp =

1 hp 97,5000 lbm/s x 33,5689 ft.lbf/lbm x 550 ft.lbf/lbm (0,45359)(3600)

= 0,0036 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/8 hp

LC.6 Tangki pencampur H2SO4 dan air proses (M-101) Fungsi

: Mengencerkan asam sulfat 36% menjadi asam sulfat 6%

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-283 Grade C

Bentuk

: tangki silinder vertikal berpengaduk marine propeller tiga daun dengan tutup berbentuk ellipsoidal.

Jumlah

: 1 unit

Lama pencampuran

: 15 menit = ¼ jam

Kondisi operasi : Tekanan

= 1 atm


Temperatur

= 300C

Laju alir massa total

= 1.875,0000 kg/jam

Densitas Bahan

= 1.028,1627 kg/m3 = 64,1882 lbm/ft3

Perhitungan : Kapasitas tangki, Vt, dengan kebutuhan perancangan 1/4 jam. FT 1.875,0000 kg/jam Vt = xt = x 1/4 jam = 0,4559 m3 ρc 1.028,1627 kg/m3 Faktor kelonggaran = 20% Vt = 1,2  0,4559 m3 = 0,5471 m3 = 547,0924 liter Diameter tangki, Dt Tinggi silinder : Diameter (Hs : D)

=1:1

Tinggi head : Diameter (Hh : D) = 1 : 4 Vt = Vsilinder = ¼  Dt2 H, dimana H = D, maka: Dt =

3

4Vt 

= (4 x 0,5471 m3/π)1/3 = 0,8866 m = 34,9056 in r = ½ Dt = ½ × 0,8866 m = 0,4433 m = 17,4528 in Volume ellipsoidal head: π π Ve = x Dt3 = x (0,8866m)3 = 0,0912m3 24 24 Tinggi silinder, Hs Hs = Dt = 0,8866 m Tinggi ellipsoidal head, Hh = ¼ Dt Hh

= ¼  0,8866 m = 0,2217 m

Tinggi total tangki : Ht

= Hs + Hh = 0,8866 m + 0,2217 m = 1,1083 m

Tinggi cairan (Hc) : Hc = (1 – 0,2)Hs = 0,8(0,8866) = 0,7093 m Tekanan desain (Pdesain) : Po = 14,6960 psia Phidrostatis = ρgHc = (1.028,1627 kg/m3)×(9,8 m/s2)×( 0,7093 m) = 7.146,7445 N/m2 = 1,0365 psia


Poperasi

= Po + P = 14,6960 psia + 1,0365 psia = 15,7325 psia

Pdesain

= (1+fk)×Poperasi = (1 + 0,2) ×15,7325 psia = 18,8790 psia

Untuk bahan konstruksi Carbon steel, SA – 283, Gr. C: S = 12.650 psia E = 0,8 C = 0,05 in/tahun n = 10 tahun A = 0,5 in (Timmerhaus, 1991, hal. 538) Tebal dinding tangki, tt Untuk cylindrical shells:

Tebal silinder (d) 

=

P R  (C  A ) SE  0,6P

18,8790 x 17,4528 12.650 x 0,85 – 0,6 x 18,8790

(Timmerhaus, 1991, hal. 537)

+ (0,05 x 10)

= 0,0746 in Tebal ellipsoidal head, te Tebal head (dh) 

P  Di  (C  A ) 2SE  0,2P


dimana : P

= 18,8790 psia

D

= 34,9056 in

Sehingga: dh=

18,8790 x 34,9056 2 x 12.650 x 0,85 – 0,2 x 18,8790

+ (0,05 x 10)

= 0,5306 in Dari Brownell & Young (1959), dipilih tebal tangki 3/4 in. Tutup terbuat dari bahan yang sama dan tebal yang sama dengan dinding tangki.


Pengaduk : Marine propeller tiga daun

Jenis

Kecepatan putaran (N) = 120 rpm = 2 rps Efisiensi motor = 80 % Pengaduk didesain dengan standar sebagai berikut : Da : Dt = 1 : 3

(McCabe, 1994, Hal.235)

W : Da = 1: 5

(McCabe, 1994, Hal.235)

E : Da = 1: 1

(McCabe, 1994, Hal.235)

Jadi: 

Diameter impeller (Da) = 1/3  Dt = 1/3  0,8866 m = 0,2955 m = 0,9694 ft



Lebar daun impeller (W) = 1/5  Da = 1/5  0,2955 m = 0,0591 m



Tinggi pengaduk dari dasar (E) = Da = 0,2955 ft

Viskositas = 9,2083 cP = 9,2 x 10-3 kg/m.s.  Daya untuk pengaduk Bilangan Reynold ( NRe) N x Da2 x ρ 2 s-1 x (0,2955 m)2 x 1.875,0000 kg/m3 NRe = = = 30.231.477,8943 µ 9,2.10 -3 kg/m.s Karena NRe >10.000, maka daya tidak bergantung pada bilangan Reynolds. Dari Tabel 9.2. (McCabe, 1994), untuk pengaduk jenis impeller, diperoleh kT = 0,32. k T  N 3  Da 5   (McCabe, 1994) P gc 0,32 x (2 s-1)2 x (0,9694 ft)5 x 64,1882 lbm/ft3 = = 4,3754 ft.lb f/s = 0,0080 hp 32,147 lbm.ft/lbf.s2 P 0,0080 Daya motor (Pm) = = = 0,0099 hp 0,8 0,8 Dipakai motor dengan daya 1/8 hp

LC.7 Pompa mixer (P – 102) Fungsi

: Memompa larutan asam sulfat dari mixer pengenceran (M-101) menuju mixer (M-102)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Kondisi operasi

:


= 30C = 303,1500 K

 Tekanan

= 1 atm = 101,3250 kPa

 Laju alir massa (F) = 1.875,0000 kg/jam = 1,1482 lb m/s  Densitas ()

= 1050,4000 kg/m3 = 65,5742 lbm/ft3


= 9,2425 cP = 0,0062 lbm/fts


1,1482 lbm/s 65,5742 lbm/ft3

= 0,0175 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45 ()0,13 3

= 3,9 (0,0175 ft /s )


3 0,13

(65,5742 lbm/ft )

= 1,0882 in

Dari Appendiks A.5 – 1 Geankoplis, 1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal

: 1,25 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,3800 in

Diameter Luar (OD)

: 1,6600 in


: 0,0104 ft


= 0,1150 ft = 0,0351 m = 0,1383 ft 2

0,0175 =ft31,6837 /s ft/s 2 0,0104 ft

 vD  (1,0504)( 1,6837 )( 0,1150) = 9,2425 = 2.044,3000 (Turbulen)


Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,000046 Pada NRe = 2.044,3000 dan /D = maka harga f = 0,0025

(Geankoplis,1997)

0,000046m = 0,0013 0,0351 m

(Geankoplis,1997)


Friction loss :

 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2 .g c  1,6837 2 = 0,5(1 – 0) x = 0,0220 ft.lbf/lbm 2(1)(32,174) 2 elbow 90° = hf = n.Kf.

v2 1,6837 2 = 3(0,75) x 2(32,174) 2 .g c

= 0,0991 ft.lbf/lbm


1,6837 2 v2 = 1(2,0) x = 0,0881 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2 .g c


L.v 2 D.2.g c

75 x 1,6837 2 = 4(0,0025) x (0,1150)(2)(32,174) = 0,1915 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  1,6837 2 = (1 – 0) x 2(1)(32,174)








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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 75 ft 32,174 ft/s2 Ws = 0 + 32,174 ft.lbm/lbf.s2 (50 ft) + 0 + 0,4449 ft.lbf/lbm Ws = -75,4449 lbf/lbm Effisiensi pompa,  = 75 % Ws 75,4449 Wp

=  x Wp = 0,75 x Wp = 100,5932 ft.lbf/lbm


Daya pompa : P = m x Wp 1 hp 1.875,0000 = (0,45359)(3600) lbm/s x 100,5932 ft.lbf/lbm x 550 ft.lbf/lbm = 0,2100 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/4 hp.

LC.8 Tangki pencampur H2SO4 dan tandan kosong kelapa sawit (M-102) Fungsi

: Mencampur larutan asam sulfat 6 % dengan TKKS yang telah dicacah

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-283 Grade C

Bentuk

: tangki silinder vertikal berpengaduk marine propeller tiga daun dengan tutup berbentuk ellipsoidal.

Jumlah

: 1 unit

Lama pencampuran

: 30 menit = ½ jam

Kondisi operasi : Tekanan

= 1 atm

Temperatur

= 300C

Laju alir massa total

= 5.000 kg/jam

Densitas Bahan

= 497,6449 kg/m3 = 31,00530 lbm/ft3

Perhitungan : Kapasitas tangki, Vt, dengan kebutuhan perancangan 1/2 jam. FT 5.000 kg/jam Vt = xt = x 1/2 jam = 5,0237 m3 ρc 497,6449 kg/m3 Faktor kelonggaran = 20% Vt = 1,2  5,0237 m3 = 6,0284 m3 = 6.028,3953 liter Diameter tangki, Dt Tinggi silinder : Diameter (Hs : D)

=1:1

Tinggi head : Diameter (Hh : D) = 1 : 4 Vt = Vsilinder = ¼  Dt2 H, dimana H = D, maka: Dt =

3

4Vt 

= (4 x 6,0284 m3/π)1/3 = 1,9729 m = 77,6740 in


r = ½ Dt = ½ × 1,9729 m = 0,9865 m = 38,8370 in Volume ellipsoidal head: π π Ve = x Dt3 = x (1,9729 m)3 = 1,0047 m3 24 24 Tinggi silinder, Hs Hs = Dt = 1,9729 m Tinggi ellipsoidal head, Hh = ¼ Dt Hh

= ¼  1,9729 m = 0,4932 m

Tinggi total tangki : Ht

= Hs + Hh = 1,9729 m + 0,4932 m = 2,4662 m

Tinggi cairan (Hc) : Hc = (1 – 0,2)Hs = 0,8(1,9729) = 1,5783 m Tekanan desain (Pdesain) : Po = 14,6960 psia Phidrostatis = ρgHc = (497,6449 kg/m3)×(9,8 m/s2)×( 1,5783 m) = 7.697,4395 N/m2 = 1,1164 psia Poperasi

= Po + P = 14,6960 psia + 1,1164 psia = 15,8124 psia

Pdesain

= (1+fk)×Poperasi = (1 + 0,2) ×15,8124 psia = 18,9749 psia

Untuk bahan konstruksi Carbon steel, SA – 283, Gr. C: S = 12.650 psia E = 0,8 C = 0,05 in/tahun n = 10 tahun A = 0,5 in (Timmerhaus, 1991, hal. 538) Tebal dinding tangki, d Untuk cylindrical shells: Tebal silinder (d) 

PR  (C  A ) SE  0,6P

=


18,9749 x 38,8370 12.650 x 0,85 – 0,6 x 18,9749

+ (0,05 x 10)


= 0,1149 in Tebal ellipsoidal head, dh Tebal head (dh) 

P  Di  (C  A ) 2SE  0,2P


dimana : P

= 18,9749 psia

D

= 77,6740 in

Sehingga: dh =

18,9749 x 77,6740 2 x 12.650 x 0,85 – 0,2 x 18,9749

+ (0,05 x 10)

= 0,5685 in Dari Brownell & Young (1959), dipilih tebal tangki 3/4 in. Tutup terbuat dari bahan yang sama dan tebal yang sama dengan dinding tangki. Pengaduk : Marine propeller tiga daun

Jenis

Kecepatan putaran (N) = 120 rpm = 2 rps Efisiensi motor = 80 % Pengaduk didesain dengan standar sebagai berikut : Da : Dt = 1 : 3

(McCabe, 1994, Hal.235)

W : Da = 1: 5

(McCabe, 1994, Hal.235)

E : Da = 1: 1

(McCabe, 1994, Hal.235)

Jadi: 

Diameter impeller (Da) = 1/3  Dt = 1/3  1,9729 = 0,6576 m = 2,1571 ft



Lebar daun impeller (W) = 1/5  Da = 1/5  0,6576 = 0,1315 m



Tinggi pengaduk dari dasar (E) = Da = 0,6576 m = 2,1571 ft Viskositas campuran µc (pada 30 oC): Viskositas larutan pada 30 0C adalah 9,2083 cp Viskositas slurry pada 30oC didekati melalui persamaan berikut (Perry & Green, 1999) C=1


Qs = V solid Vtotal  c 2,5Qs ln   Qs

=

8,2237 m3 10,0473 m3

= 0,8185 m3

µc = 724.923,8220 cP = 724,9238 kg/m.s Viskositas campuran = µc = 724.923,8220 cP = 724,9238 kg/m.s 

Daya untuk pengaduk Bilangan Reynold ( NRe) 2 NRe = N x Da x ρ = µ

2 s-1 x (0,6576 m)2 x 5.000 kg/m3 = 0,5938 724,9238 kg/m.s

Dari Tabel 9.2 (McCabe, 1994), untuk pengaduk jenis impeller, diperoleh kT = 0,32. k T  N 3  Da 5   (McCabe, 1994) gc 0,32 x (2 s-1)2 x (2,1571ft)5 x 31,0530 lbm/ft3 = = 115,4976 ft.lb f/s = 0,2100 hp 32,147 lbm.ft/lbf.s2 P 0,2100 Daya motor (Pm) = = = 0,2625 hp 0,8 0,8 P

Dipakai motor dengan daya 3/8 hp

LC. 9 Screw Conveyor (SC-101) Fungsi

: Mengangkut campuran TKKS dan Asam sulfat ke dalam reaktor R-201

Jenis

: horizontal screw conveyor

Bahan konstruksi

: self lubricated bronze dengan motor penggerak V-belt

Kondisi operasi

: Temperatur = 30°C Tekanan

Jarak angkut Laju alir

= 1 atm

: 5m : 5.000 kg/jam = 1,3889 kg/s = 11.025 lb/jam

Densitas campuran: 389,3472 kg/m3 = 24,2953 lb/ft3 Laju alir volumetrik : Q 

3 F 11084 .83 453,7921  5.000 =136 .5865 ft 3ft/ /jam jam  81 .15614 389,3472

Perhitungan daya motor conveyer :


P = Cs. ms.L 144 dengan : Cs = nilai konstan untuk bahan material (2,5) Maka :

P = 2,5 (1,3889) (5) 144 = 0,1206 kW = 0,1617 hp

Maka digunakan daya standar 3/8 hp LC.10 Heater I Fungsi : Menaikkan temperatur bahan sebelum masuk kedalam Reaktor I Jenis

: 1-4 shell dan tube exchanger

Dipakai : 1 ¼ in OD tube 12 BWG, panjang 12 ft, 4 pass

Fluida panas : Laju alir steam masuk = 367 kg/jam = 809,707 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 2000C = 3920F Temperatur akhir (T2) = 2000C = 3920F

Fluida dingin : Temperatur awal (t1) = 300C = 860F Temperatur akhir (t2) = 1000C = 212 0F Panas yang dibutuhkan (Q) = 711999797 J/jam = 674843 Btu/jam Larutan masuk = 5000 kg/jam = 11023 lbm/jam

1. ∆t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1= 392 0F Temperatur yang lebih tinggi 0 T2 = 392 F Temperatur yang lebih rendah T1-T2 = 00F Selisih t  t1 126 LMTD = 2   237,45 0F t 2 306 ln ln t1 180 R=

Fluida Dingin t2 = 2120F t1 = 860F t2-t1= 1260F

Selisih ∆t1 = 180 0F ∆t2 = 306 0F ∆t2-∆t1 = 126 0F

T1  T2 0   00 F t2  t1 126


S=

t2  t1 126   0,411760 F T1  t1 306

R = 00F, Maka ∆t = LMTD = 237,45 0F T1  T2 392  392   3920 F 2 2 t1  t 2 86  212 tc    149 0 F 2 2

Tc 

2. Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi : 

Diameter luar tube (OD) = 1 ¼ in



Jenis tube

= 12 BWG



Panjang tube (L)

= 12 ft



Pitch (PT)

= 1 9/16 in square pitch

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

A

674843 Btu / jam Q   14,21 ft 2 U D xt 200 Btu / jam. ft 2 .Fx 237,450 F

Luas permukaan luar (a”) = 0,3271 ft2/ft Jumlah tube, Nt 

(Kern, 1965)

A 14,21 ft 2  4 Lxa" 12 ft x 0,3271 ft 2 / ft

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern,1965, nilai yang terdekat adalah 10 c. Koreksi UD A = L x Nt x a” = 12 ft x 10 x 0,3271 ft2/ft A = 39,25 ft Q 674843 Btu / jam UD    72,4 Btu/jam.ft2.F 0 Axt 39,25 ft x 237,45 F


Fluida panas dengan sisi tube, steam masuk 3. Flow area tube, at’ = 0,836 in2

(Kern, 1965)

at = Nt x at 144 x n at = 14 x 0,836 144 x 4 = 0,015 ft2

4. Kecepatan massa Gt = W at Gt = 809,707 lbm/jam 0,015 ft2 Gt = 55788,5 lbm/jam.ft2 5. Bilangan Reynold Pada Tc = 392 0F µ = 0,3146 lbm/ft2.jam Dari Tabel 10, Kern,1965, untuk 1 ¼ in OD, 12 BWG diperoleh : ID = 1,03 in = 0,08583 ft IDxGt 0,08583 ft x 55788,5 lbm / jam. ft 2 Ret    0,3146 lbm / ft 2 . jam

(Kern, 1965)

Ret  15220,9 6. Dari fig.24 Kern, 1965 diperoleh jH = 65

pada Ret  15247

7. Pada Tc = 392 0F c = 0,45 Btu/lbm.0F k = 0,3668 Btu/jam.ft.0F 1/ 3

 c.     k 

8.

1/ 3

 0,45 x0,3146     0,3668 

hi k  c.   jHx x  t ID  k 

 0,7281

1/ 3


hi 0,3668  65 x x0,7281  202,240 t 0,08583 9.

hio hio ID x   t  t OD hio 1,03in  202,240 x  166,646 t 1,25 in

(Kern, 1965)

10. Karena viskositas rendah, maka diambil φ = 1 hio 

hio x t t

hio  166,646 x1  166,646 Btu / jam. ft 2 .F

Fluida dingin dengan sisi shell, larutan masuk 3. flow area shell as 

Ds xC ' xB 2 ft 144 xPT

(Kern, 1965)

Ds = Diameter dalam shell = 10 in B = Baffle spacing

= 4 in

PT = Tube Pitch

= 1,5625 in

C = Clearance

= PT – OD = 1,5625 in – 1,25 in = 0,3125 in

as 

10 x0,3125 x4  0,05556 ft 2 144 x1,5625

4. Kecepatan massa Gs = W as Gs = 11023 lbm/jam 0,05556 ft 2 Gs = 198417 lbm/jam.ft2 5. Bilangan Reynold Pada tc = 1490F µ= 1,1495 lbm/ft.jam Dari Fig 28, Kern,1965, untuk 11/4 in OD dan 1 9/16 square pitch, diperoleh de = 1,23 in de = 0,1025 ft D xG 0,1025x198417 Res  e s   1,1495


Res  17692,7 6. Pada tc = 1490F c = 0,55 Btu/lbm.0F k = 0,38 Btu/jam.ft.0F 1/ 3

1/ 3

 0,55 x1,1495   c.   = 1,1849    0,38  k    7. Dari fig.24 Kern,1965 diperoleh jH = 60

pada

Res  17692,7

ho k  c.   60 x x  De  k  s

1/ 3

ho 0,38  60 x x1,1849 s 0,1025 ho  263,5766 s

(Kern, 1965)

8. Karena viskositas rendah, maka diambil φ = 1 ho 

ho x s s

ho  263,5766 x 1  263,5766

9. Clean overall coefficient, Uc

Uc 

hio xho 166,646 x 263,5766 = 224,184 Btu/jam.ft2.F  hio  ho 166,646  263,5766

(Persamaan 6.38,Kern,1965) 10. Faktor Pengotor, RD U c  U D 224,184  72,4   0,0094 U c xU D 224,184 x72,4 RD hitung ≥ RD batas, maka spesifikasi heater dapat diterima. RD 

Pressure drop : sisi shell, larutan masuk 1. Untuk Res = 17692,7 f = 0,0003 ft2/in2

(Kern, 1965)

s=1 2. N + 1 = 12 x L B


12  36 4 Ds = 10/12 = 0,8333

N + 1 = 12 x

f .Gs2 .Ds .N  1 ∆Ps  5,22.1010.De .s. s

(Kern, 1965)

0,0003x198417 2 x0,8333x36 = 6,6 psi 5,22.1010 x0,1025x1x1 ∆Ps yang diperbolehkan = 10 psi

∆Ps 

Pressure drop : sisi tube, air pendingin 1. Untuk Ret = 15220,9 f = 0,0018 ft2/in2 s=1 2. ∆Pt 

∆Pt 

f .Gt2 .L.n 5,22.1010.ID.s. t

(Kern, 1965)

0,0018x55788,52 x12x 4  0,6 5,22.1010 x0,08583x1x1

3. Dari Fig 27, Kern,1965 pada Gt = 44036,4 diperoleh

Pr 

4n V 2 . s 2g '

Pr 

4 x4 x0,15  2,4 psi 1

V2  0,15 2g '

PT  Pt  Pr PT  0,06  2,4 = 2,46 psi

∆PT yang diperbolehkan = 10 psi

LC.11 Fungsi

Reaktor I (R –201) : Tempat terjadinya reaksi hidrolisa


Jenis Bentuk

: Mixed Flow Reactor : Silinder vertikal, tutup dan alas ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Stainless Steel SA-316, grade C

Reaksi I : (C5H8O4)130 + 130H2O Reaksi II : (C6H10O5)1000 + 1000 H2O

130C5H10O5 1000C6H12O6

0

Temperatur masuk

= 100 C

Temperatur keluar

= 1500C

Tekanan operasi

= 1 atm

Laju alir umpan masuk = 4999,75 kg/jam  campuran = 1214,170548 kg/m3 = 75,8856 lbm/ft3

Menghitung volume reaktor, V : τ =

V vo

(Levenspiel, 1999)

Dimana : τ : Waktu tinggal V : Volume tangki yang ditempati cairan vo : Laju volumetrik umpan (Vo) Diket :

Waktu tinggal () = 3 jam = 180 menit

(Wijanarko, dkk. 2006)

Maka : V = vo x τ V =

4999,75 x 3 jam = 12,353 m3 1214,170548

Faktor kelonggaran Volume reaktor

=5%

= volume tangki yang ditempati cairan (V) x 1,05 = 12,353 m3/jam x 1,05 = 12,971 m3

Untuk pengadukan

Dt 1 Hc

(McCabe, 1999)

Dt = Hc Dt = Hcs + He ; di mana Hcs = tinggi cairan dalam shell Diameter tutup = diameter reaktor = Dt Rasio axis ellipsoidal head = 2 : 1


Tinggi tutup = He =

Dt 4

(Brownell, 1959)

Maka, Dt = Hcs + He Dt = Hcs + Hcs =

Dt 4

3 Dt 4

Volume tutup bawah reaktor =

π 3 Dt 24

Volume cairan dalam shell =

π 2 D t .H cs 4

=

π 2 3 Dt . Dt 4 4

=

3 3 πD t 16

Volume cairan dalam tangki = 12,971 m3 =

(Brownell, 1959)

3 π 3 3 πD t  Dt 16 24

11 3 πD t 48

Dt = 12,968 m Maka tinggi cairan dalam reaktor, Hc = 9,723 m Direncanakan digunakan tangki dengan perbandingan Dt : ht = 3 : 4 Ht =

4 4 D t = (12,971 m) = 17,291 m 3 3

Tinggi tutup, He =

Dt 12,971 = = 3,242 m 4 4

Tinggi shell, Hs = Ht – 2He = 17,291 – (2 x 3,242) = 10,81 m Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Tekanan hidrostatik, Phid =  x g x h = 1214,170548 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 9,723 m = 115734,145 Pa = 115,734 kPa Tekanan operasi, Poperasi = 101,325 kPa + 115,734 kPa = 217,059 kPa Faktor kelonggaran

= 5%


Maka, Pdesign

= (1,05) (217,059 kPa) = 227,9121 kPa

Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959)

Allowable stress = 112039,8834 kPa

(Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:

PD SE  0,6P (227,9121 kPa) (12,968 m)  (112039,8834 kPa)(0,8)  0,6 (227,9121 kPa)  0,033 m  1,30 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,30 in + 1/8 in = 1,425 in

Perancangan pengaduk : Jenis pengaduk

: Propeller 3 blades

Jumlah baffle

: 4 buah

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

; Da = 1/3 x 12,968 m = 4,3228 m = 14,1825ft

E/Da = 1

; E = 4,3228 = 14,1825 ft

L/Da = ¼

; L = ¼ x 4,3228 m = 1,0807 m = 3,5456 ft

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 4,3228 m = 0,86457 m = 2,8365 ft

J/Dt

; J = 1/12 x 4,3228 m = 0,36024 m = 1,1818 ft

= 1/12

Kecepatan Pengadukan , N = 2 putaran/detik Da = 4,3228 m = 14,1825ft gc = 32,17 lbm.ft/lbf.det2 Bilangan Reynold, 2

Da N. ρ (14,1825 ft) 2 (2 put/det)( 75,8856 lb/ft 3 ) = 3318240,286  µ 0,0092 lb/ft. sec Karena NRe >10.000, maka daya tidak bergantung pada bilangan Reynolds. NRe =

Dari Tabel 9.2. (McCabe, 1994), untuk pengaduk jenis impeller, diperoleh kT = 0,32.


k T  N 3  Da 5   (McCabe, 1994) gc 0,32 x (2 s-1)3x (14,1825 ft)5 x 0.0092 lbm/ft3 = = 420,389ft.lbf/s = 0,7643 hp 32,147 lbm.ft/lbf.s2

P

Effisiensi motor penggerak = 80% Daya motor penggerak =

0,7643  0,955 hp 0,8

Dipakai motor dengan daya 1 hp

Perancangan Jaket Pemanas Ditetapkan jarak jaket (γ) = ½ in = 0,0127 m, sehingga : Diameter dalam jaket (D1) = Dt + (2 . t) = 12,968 + (2 x 0,0127 ) Diameter luar jaket (D2)

= 12,99 m = 2 γ + D1 = (2 x 0,0127 ) + 12,99

= 13,01 m Luas yang dilalui steam (A) = π/4 (D22 – D12) Laju massa steam

= 0,51868 m2 = 8193,7637 kg/jam

Densitas

= 963,24 kg/m3

Laju volumetrik steam

=

8193,7637 kg/jam = 8,506 m3/jam 963,24 kg/m3

Kecepatan superficial air pendingin (V), V=

Laju volumetrik steam 8,506 m 3 /jam = 16,4 m/jam  Luas yang dilalui steam 0,4959 m 2

Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Tekanan hidrostatik, Phid =  x g x h = 963,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 17,291 m = 163227,6754 Pa = 163,227 kPa Tekanan operasi, Poperasi = 101,325 kPa + 163,227 kPa = 264,55267 kPa Faktor kelonggaran

= 5%


Maka, Pdesign

= (1,05) (264,55267 kPa)

= 277,78 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)

Tebal shell tangki: PD SE  0,6P (277,780 kPa) (12,968 m)  (112039,8834kPa)(0,8)  0,6 (277,780 kPa)  0,04 m  1,585 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal jaket yang dibutuhkan = 1,585 in + 1/8 in = 1,710 in Tebal jaket standar yang digunakan = 2 in (Brownell, 1959)


: Mengangkut campuran hasil reaksi dari R-201 ke Reaktor R-202

Jenis


Bahan konstruksi

: self lubricated bronze dengan motor penggerak V-belt

Kondisi operasi


Jarak angkut Laju alir

= 1 atm

: 5m : 5.000 kg/jam = 1,3889 kg/s = 11.025 lb/jam

Densitas campuran: 1.237,1559 kg/m3 = 77,1985 lb/ft3 Laju alir volumetrik : Q 

F 11084 .83 = 142,81363 ft3/jam  5.000  136 .5865 ft / jam  81 1.237,1559 .15614

Perhitungan daya motor conveyer : P = Cs. ms.L 144 dengan : Cs = nilai konstan untuk bahan material (2,5) Maka :

P = 2,5 (1,3889) (5) 144 = 0,1206 kW = 0,1617 hp


Maka digunakan daya standar 3/8 hp

LC.13 Reaktor II (R –202) : Tempat terjadinya reaksi dehidrasi pentosa menjadi

Fungsi

furfural

Jenis

: Mixed flow reactor

Bentuk

: Silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Stainless steel SA-316 Grade C


130 C5H4O2 + 390 H2O

Temperatur masuk = 1500C Temperatur keluar = 1500C Tekanan operasi

= 1 atm

Laju alir umpan masuk = 5000 kg/jam  campuran = 1237,1559 kg/m3 = 77,3222 lb m/ft3 Menghitung volume reaktor, V : τ =

V vo

(Levenspiel, 1999)

Dimana : τ : Waktu tinggal V : Volume tangki yang ditempati cairan vo : Laju volumetrik umpan (Vo) Diket :

Waktu tinggal () = 1 jam = 60 menit

(Wijanarko, dkk. 2006)

Maka : V = vo x τ

V =

5000 x 1 jam = 4,0415 m3 1237,1559

Faktor kelonggaran = 5 % Volume reaktor


Untuk pengadukan


Dt 1 Hc

(McCabe, 1999)

Dt = Hc Dt = Hcs + He ; di mana Hcs = tinggi cairan dalam shell Diameter tutup = diameter reaktor = Dt Rasio axis ellipsoidal head = 2 : 1 Tinggi tutup = He =

Dt 4

(Brownell, 1959)


Dt 4

3 Dt 4


π 3 Dt 24


π 2 D t .H cs 4

=

π 2 3 Dt . Dt 4 4

=

3 3 πD t 16

Volume cairan dalam tangki = 4,8498 m3 =

(Brownell, 1959)

3 π 3 3 πD t  Dt 16 24

11 3 πD t 48


4 4 D t = (9,343 m) = 12,457m 3 3

Tinggi tutup, He =

Dt 9,343 = = 2,335 m 4 4

Tinggi shell, Hs = Ht – 2He = 12,457 – (2 x 2,335) = 7,785 m Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa


Tekanan hidrostatik, Phid =  x g x h = 1237,1559 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 7,007 m = 84954,97417 Pa = 84,955 kPa Tekanan operasi, Poperasi = 101,325 kPa + 84,955 kPa = 186,28 kPa Faktor kelonggaran Maka, Pdesign

= 5%

= (1,05) (186,28 kPa)

= 195,594 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:


t

Faktor korosi

= 1/8 in


Perancangan pengaduk : Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 x 9,343 m = 10,2173 ft

E/Da = 1

; E = 3,114 m = 10,2173 ft

L/Da = ¼

; L = ¼ x 9,343 m = 0,7786 m = 2,554 ft

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 9,343 m = 0,6228 m = 2,0434 ft

J/Dt

; J = 1/12 x 9,343 m = 0,2595 m = 0,8514ft

= 1/12

Kecepatan Pengadukan , N = 0,5 putaran/detik Da = 9,343 m = 10,2173 ft gc = 32,17 lbm.ft/lbf.det2

Bilangan Reynold,


2

D N. ρ (10,2173 ft) 2 (1 put/det)( 77,3222 lb/ft 3 ) NRe = a   8779379,9226 µ 0,0092 lb/ft. sec Karena NRe >10.000, maka daya tidak bergantung pada bilangan Reynolds. Dari Tabel 9.2. (McCabe, 1994), untuk pengaduk jenis impeller, diperoleh kT = 0,32. k T  N 3  Da 5   (McCabe, 1994) gc 0,32 x (2 s-1)3x (10,2173 ft)5 x 0,0092 lbm/ft3 = = 81,576 ft.lb f/s = 0,148 hp 32,147 lbm.ft/lbf.s2 0,148 = 0,185 hp Daya motor (Pm) = P = 0,8 Dipakai motor dengan0,8 daya 0,2 hp P

Perancangan Jaket Pemanas Ditetapkan jarak jaket (γ) = ½ in = 0,0127 m, sehingga : Diameter dalam jaket (D1) = Dt + (2 . t) = 10,2173 + (2 x 0,0127 ) = 9,368 m Diameter luar jaket (D2) = 2 γ + D1 = (2 x 0,0127 ) + 9,368 = 9,394 m Luas yang dilalui steam (A) = π/4 (D22 – D12) = 0,374 m2 Laju massa steam

= 14535,5465 kg/jam

Densitas air

= 963,24 kg/m3

Laju volumetrik steam

=

14535,5465 kg/jam = 15,09 m3/jam 963,24 kg/m3

Kecepatan superficial air pendingin (V), V=

Laju volumetrik steam 15,09 m 3 /jam = 40,33 m/jam  Luas yang dilalui steam 0,374 m 2

Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Tekanan hidrostatik, Phid =  x g x h = 963,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 12,457 m = 117591,6129 Pa = 117,591 kPa


Tekanan operasi, Poperasi = 101,325 kPa + 117,591 kPa = 218,916 kPa Faktor kelonggaran Maka, Pdesign

= 5%

= (1,05) (218,916 kPa) = 229,862 kPa


(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:

PD SE  0,6P (229,862 kPa) (9,343 m)  (112039,8834kPa)(0,8)  0,6 (229,862 kPa)  0,024 m  0,944 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal jaket yang dibutuhkan = 0,944 in + 1/8 in = 1,069 in Tebal jaket standar yang digunakan = 1,5421 in (Brownell, 1959)


: mengangkut hasil reaksi dari R-202 ke vaporizer

Jenis


Bahan konstruksi : self lubricated bronze dengan motor penggerak V-belt Kondisi operasi


= 1 atm

Jarak angkut

: 5m

Laju alir

: 5.000 kg/jam = 1,3889 kg/s = 11.025 lb/jam

Densitas campuran: 1203,8441 kg/m3 = 75,1199 lb/ft3 Laju alir volumetrik : Q 

3 F 11084 .83 = .5865 127,1967 /jam  4.333,3333  136 ft 3 / ft jam  81 .15614 1203,8441

Perhitungan daya motor conveyer : P = Cs. ms.L


144 dengan : Cs = nilai konstan untuk bahan material (2,5) Maka :

P = 2,5 (1,3889) (5) 144 = 0,1206 kW = 0,1617 hp

Maka digunakan daya standar 3/8 hp LC.15 Vaporizer (V-301) Fungsi

: Menguapkan furfural, air, pentosan dan pentosa

Jenis

: 1-4 Shell and Tube Exchanger

Jumlah

: 1 unit

Dipakai

: 1 ¼ in OD tube 12 BWG, panjang 20 ft, 4 pass


Fluida dingin : Temperatur awal (t1) = 1500C = 3020F Temperatur akhir (t2) = 1700C = 338 0F Panas yang diserap (Q) = 321164978 J/jam = 304404 Btu/jam Larutan alir cairan masuk = 5000 kg/jam = 11023 lbm/jam

1. ∆t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1= 392 0F Temperatur yang lebih tinggi T2 = 3920F Temperatur yang lebih rendah T1-T2 = 00F Selisih t  t1 LMTD = 2  70,47 0F t ln 2 t1 T1  T2 0 R=   00 F t2  t1 36

Fluida Dingin t2 = 3380F t1 = 3020F t2-t1= 36 0F

Selisih ∆t1 = 54 0F ∆t2 = 90 0F ∆t2-∆t1 = 36 0F


S=

t 2  t1 36   0,4 0 F T1  t1 90

R = 0 0F, Maka ∆t = LMTD = 70,470F T1  T2 392  392   3920 F 2 2 t1  t 2 338  302 tc    320 0 F 2 2

Tc 

2. Dalam perancangan ini digunakan vaporizer dengan spesifikasi : 




Jenis tube

= 12 BWG



Panjang tube (L)

= 20 ft



Pitch (PT)

= 1,875 in square pitch

a. Dari Tabel 8, hal.840, Kern, 1965, vaporizer untuk fluida dingin dan fluida panas aqueous solution, diperoleh UD = 200-700 , faktor pengotor (Rd) = 0,003 . Diambil UD = 200 Btu/jam.ft2.F Luas permukaan untuk perpindahan panas

A

321164978 Btu / jam Q   21,596 ft 2 2 0 U D xt 200 Btu / jam. ft .Fx 70,47 F

Luas permukaan luar (a”) = 0,3271 ft2/ft

(Kern, 1965)

A 21,596 ft 2   6 Lxa" 20 ft x 0,3271 ft 2 / ft a. Dari Tabel 9, hal 842, Kern,1965, nilai yang terdekat adalah 10 Jumlah tube, Nt 

b. Koreksi UD A = L x Nt x a” = 20 ft x 10 x 0,3925 ft2/ft A = 39,52 ft 321164978 Btu / jam Q   110,042 Btu/jam.ft2.F UD  Axt 21,596 ft x 70,47 0 F Fluida panas dengan sisi tube, steam masuk 3. Flow area tube, at’ = 0,836 in2

(Kern, 1965)

at = Nt x at


144 x n at = 22 x 0,836 144 x 4 = 0,0145 ft2 4. Kecepatan massa Gt = W at Gt = 356,4198 lbm/jam 0,0145 ft2 Gt = 24557,16 lbm/jam.ft2 5. Bilangan Reynold Pada Tc = 392 0F µ = 0,3146 lbm/ft2.jam Dari Tabel 10, Kern,1965, untuk 1 ¼ in OD, 12 BWG diperoleh : ID = 1,03 in = 0,08583 ft Ret 

IDxGt 0,08583 ft x 24557,16 lbm/ft2.jam lbm / jam. ft 2   0,3146 lbm / ft 2 . jam

(Kern, 1965)

Ret  6700 6. Dari fig.24 Kern, 1965 diperoleh jH = 100 pada Ret  6700


 c.     k 

1/ 3

 0,45 x0,3146     0,3668 

h k  c.  8. i  jHx x  t ID  k 

 0,7281

1/ 3

hi 0,3668  100 x x0,7281  311,138 t 0,10667 9.

hio hio ID  x  t  t OD


hio 1,28 in  311,138x  213,649 t 1,5 in (Kern, 1965)

10. Karena viskositas rendah, maka diambil φ = 1 hio 

hio x t t

hio  213,649 x1  213,649 Btu / jam. ft 2 .F

Fluida dingin dengan sisi shell, larutan masuk 3. flow area shell

as 

Ds xC ' xB 2 ft 144xPT

(Kern, 1965)


= 5 in

PT = Tube Pitch

= 1,875 in

C = Clearance

= PT – OD = 1,875 in – 1,5 in = 0,375 in

as 

10 x0,375 x5  0,0694 ft 2 144 x1,875

4. Kecepatan massa Gs = W as Gs = 11023lbm/jam 0,092 ft 2 Gs = 158733,66 lbm/jam.ft2 5. Bilangan Reynold Pada tc = 3200F µ= 0,0142 lbm/ft.jam Dari Fig 28, Kern,1965, untuk 1 in dan 1,25 square pitch, diperoleh de = 1,44 in de = 0,12 ft De xG s 0,12 x158733,66   0,0142 Res  1341411,196

Res 

6. Pada tc = 3200F c = 1,89 Btu/lbm.0F


k = 0,389 Btu/jam.ft.0F 1/ 3

 c.     k 

1/ 3

 1,89 x0,0142     0,389 

= 0,410

7. Dari fig.24 Kern,1965 diperoleh jH = 1000 pada

Res  1341411,196

ho k  c.   jHx x  De  k  s

1/ 3

ho 0,389  1000 x x0,410 s 0,12

ho  1329,541 s

(Kern, 1965)


ho x s s

ho  1329,541x1  1329,541


hio xho 213,649 x1329,541 = 184,069 Btu/jam.ft2.F  hio  ho 213,649  1329,541 (Persamaan 6.38, Kern,1965) Uc 

10. Faktor Pengotor, RD U c  U D 184,069  110,042   0,0036 U c xU D 184,069 x110,042 RD hitung ≥ RD batas, maka spesifikasi vaporizer dapat diterima. RD 

Pressure drop : sisi shell, larutan masuk 1. Untuk Res  1341411,196 f = 0,00002 ft2/in2

(Kern, 1965)

Pada vaporizer diasumsikan 80% fluida yang keluar adalah uap : vl = 0,01 ft3/lb

vv = 10 ft3/lb


v2 = 0,8 x 10 + 0,2 x 0,01 = 8 ft3/lb WC T2  t c  WC xv2  vl   xv v  vl   vl UA 

vav = vav =

160,38895x392  320 160,38895 x8  0.01  x10  0,01  0,01 200x171,448 1938600

vav = 10,29 ft3/lb s=

1 1 x  0,11 3 10,29 62,5

2. N + 1 = 12 x L B 12 N + 1 = 12 x  28 5 Ds = 10/12 = 0,8333 ∆Ps 

f .Gs2 .Ds .N  1 5,22.1010.De .s. s

∆Ps 

0,00002x158733,66 2 x0,8333x 28 = 1,706 psi 5,22.1010 x0,12 x0,113x1

(Kern, 1965)

∆Ps yang diperbolehkan = 10 psi

Pressure drop : sisi tube, air pendingin 1. Untuk Ret = 6700 f = 0,002 ft2/in2 s=1 2. ∆Pt 

∆Pt 

f .Gt2 .L.n 5,22.1010.ID.s. t

(Kern, 1965)

0,002 x 24557,62 x12 x4  0,01 5,22.1010 x0,8333x1x1

3. Dari Fig 27, Kern,1965 pada Gt = 24557,6 diperoleh Pr 

V2  0,15 2g'

4n V 2 . s 2g '


Pr 

4 x4 x0,15  2,4 psi 1

PT  Pt  Pr PT  0,01  2,4 = 2,41 psi

∆PT yang diperbolehkan = 10 psi

LC.16 Filter Press (FP-301) Fungsi

: memisahkan campuran lignin,A-selulosa,dan abu dari glukosa dan asam sulfat

Jenis

: Plate and frame filter press

Bahan Konstruksi

: carbon-steel SA-36

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi Tekanan

= 1 atm = 101,325 kPa

Temperatur

= 170 °C

Laju alir filtrat

= 1102,1266 kg/jam

Densitas filtrat

= 1498,4995 kg/m3

Perhitungan: Luas penyaringan efektif dihitung dengan menggunakan persamaan:  W  L. A(1  E )  s   (V  E.L. A)  (Foust, 1979) 1W 

dimana: L = tebak cake pada frame (m) A = luas penyaringan efektif (m2) E = poros partikel ρs = densitas solid (kg/m3) ρ = densitas filtrat (kg/m3) W = fraksi massa cake dalam umpan V = volume filtrat hasil penyaringan (m3) Direncanakan luas penyaringan efektif filter press untuk waktu proses = 1 jam Jumlah umpan yang harus ditangani

= 2.488,8833 kg/jam


Laju alir filtrat

= 1.102,1266 kg/jam

Densitas filtrat

= 1498,4995 kg/m3

Volume filtrat hasil penyaringan

= 1.102,1266 /1498,4995 = 0,7355 m3

Laju cake pada filter press dengan waktu tinggal 1 jam = 1386,7567 kg/jam Densitas cake

= 1254,8695 kg/m3

Volume cake pada filter

= 1386,7567 /1254,8695 = 1,1051 m3

W = laju alir massa cake / laju alir massa umpan = 1386,7567 / 2.488,8833 = 0,5572 Tebal cake diestimasikan pada frame

= 6 cm = 0,06 m

Bila direncanakan setiap plate mempunyai luas 1 m2, maka luas efektif penyaringan (A):

 W  L. A(1  E )  s   (V  E.L. A)  1W   W    1 W  Maka, A   W ( L1  E . s    1W

 .E.L) 

 0,5572  (1498,4995)  1  0,5572   A  0,5572  (0,061  0,072.(1254,8695)  (1498,4995) .(0,0720)(0,06)  1  0,5572  A = 30,5458 m2 Faktor keamanan

= 10 %

Maka luas plate

= 1,1 x 30,5458 = 33,6004 m2

Jumlah plate yang dibutuhkan

= 33,6004 m2 /1 m2/buah = 33,6004 buah

Maka jumlah plate yang dibutuhkan = 34 buah


LC.17 Kondensor Subcooler (E-301) Fungsi

: Menurunkan temperatur cairan sebelum masuk ke dalam flash drum 1 (D-310)

Jenis


Jumlah

: 1 unit

Suhu umpan masuk

: 1700C

Suhu umpan keluar

: 90 0C

Suhu air pendingin masuk : 28 0C Suhu air pendingin keluar : 60 0C 1. ∆t = beda suhu sebenarnya 

Kondensasi

Fluida Panas

Fluida Dingin

0

0

T1= 338 F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 140 F T2 = 3380F Temperatur yang lebih rendah t1 = 82,4 0F T1-T2 = 1440F Selisih t2-t1= 57,60F t  t1 57,6 LMTD = 2   225,576 0F t 255,6 ln 2 ln t1 198 q 4189591 ,384 ∆tv = 225,5760F, v   18572,88715Btu / jam0 F tv 225,576



Selisih ∆t1 = 198 0F ∆t2 = 255,60F ∆t2-∆t1 = 57,6 0F

Subcooling

∆t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1= 338 0F Temperatur yang lebih tinggi 0 T2 = 194 F Temperatur yang lebih rendah T1-T2 =1440F Selisih t  t1  86,4 LMTD = 2   150,69 t 2 111,6 ln ln t1 198 ∆tc = 150,69 0F, ∆t = Q / 

Fluida Dingin t2 = 1400F t1 = 82,40F t2-t1= 57,60F

Selisih ∆t1 = 1980F ∆t2 = 111,60F ∆t2-∆t1 = -86,4 0F

qc 412300,895   2736 Btu / jam 0 F t c 150,69

q 4601892,279   215,96 Btu / jam 0 F t 21308,8948


2. Dalam perancangan ini digunakan kondensor subcooler dengan spesifikasi : 

Diameter luar tube (OD) = 3/4 in



Jenis tube

= 16 BWG



Panjang tube (L)

= 15 ft



Pitch (PT)

= 1 in square pitch



Kondensasi

Fluida panas dengan sisi shell: 3. Da = 0,75 12 Da = 0,0625 ft 4. Gt =

W 5536,093609   76,24 lb / jam. lin ft xNtxDa 3,14 x370 x0,0625

5. Temperatur uap kondensasi Asumsi h = ho = 125 dan dari fig.12.9 Kern,1965 diperoleh hio = 700 Tv  tv 

338  338  3380 F 2

140  82,4  111,2 0 F 2

tv  t v

tf 

h0 Tv  t v   151,5 0 F hio  h0

338  151,5  244,7 0 F 2

kf = 0,077 Btu/jam.ft.0F sf = 0,60 µf = 0,19 lbm/ft2.jam

Fluida dingin dengan sisi tube 3. Flow area tube, at’ = 0,302 in2

(Kern, 1965)

at = Nt x at 144 x n at = 370 x 0,302 144 x 4 = 0,194 ft2


4. Kecepatan massa Gt = W at Gt = 8947,83lbm/jam 0,194 ft2 Gt = 46122,8099 lbm/jam.ft2 5. V 

Gt 46122,8099   0,205 fps x3600 62,5x3600

(Kern, 1965)

6. Dari fig.12.9 Kern,1965 diperoleh hio = 700 ID 0,62 hio  hio x  700 x  578,66 OD 0,75 7. Clean overall coefficient, Uc hio xho 578,66 x125 = 102,79 Btu/jam.ft2.F  hio  ho 578,66  125 (Persamaan 6.38, Kern,1965) Uc 

8. Luas permukaan untuk perpindahan panas qv 4189591,384 Btu / jam Av    180,7 ft 2 2 0 U c xt v 102,79 Btu / jam. ft .Fx 225,576 F 

Subcooling

3. Flow area shell

as 

Ds xC ' xB 2 ft 144xPT

(Kern, 1965)


= 12 in

PT = Tube Pitch

= 1 in

C = Clearance

= P T – OD = 1 in – 0,75 in = 0,25 in

as 

25 x0,25 x12  0,521 ft 2 144 x0,25

4. Kecepatan massa Gs = W as Gs = 5536,094 lbm/jam 0,521 ft 2


Gs = 10625,89 lbm/jam.ft2 5. Bilangan Reynold Pada tc = 266 0F µ= 0,46 lbm/ft.jam Dari Fig 28, Kern,1965, untuk 1 in square pitch, diperoleh de = 0,95 in de = 0,0792 ft De xG s 0,0792 x10625,89  =1829,503  0,46 6. Pada tc = 2660F

Res 

c = 1,05099 Btu/lbm.0F k = 0,2929 Btu/jam.ft.0F  c.     k 

1/ 3

 1,05099x0,05792    0,2929  

1/ 3

= 0,6683

7. Dari fig.24 Kern,1965 diperoleh jH = 10 pada Res = 1829,503 1/ 3 ho k  c.   jHx x  s De  k  ho 0,2929  10 x x0,6683 s 0,0792 ho  24,71 s

8. Clean overall coefficient, Uc untuk subcooling hio xho 700 x24,71  = 23,87 Btu/jam.ft2.F hio  ho 700  24,71 (Persamaan 6.38, Kern,1965) Uc 

9. Luas permukaan untuk perpindahan panas Ac 

qc 412300,895 Btu / jam   114,61 ft 2 2 0 U c xt c 23,87 Btu / jam. ft .Fx 150,69 F

A = 180,7 + 114,61 = 295,3 ft2

10. Clean overall coefficient, Uc :


Uc 

UA  102,79 x180,7  23,87 x114,61  72,2 Btu/jam.ft2.F A

295,3

11. Design overall coefficient, UD : UD 

3779224 Btu / jam Q   59,26 Btu/jam.ft2.F Axt 295,3 ft x 215,96 0 F

12. Faktor Pengotor, RD

RD 

U c  U D 72,2  59,26   0,0032 U c xU D 72,2 x59,26

RD hitung ≥ RD batas, maka spesifikasi kondensor subcooler dapat diterima.

Pressure drop : sisi shell, larutan masuk Pada Tv = 338 0F µ= 0,242 lbm/ft.jam 1. Untuk

Rea 

Da xG a 0,0792 x10625,89944  = 3477,567  0,242

f = 0,012 ft2/in2

(Kern, 1965)

s = 0,00454 L = LAv/A = 15 x 180,7 = 9,178 295,3 2. N + 1 = 12 x L B 9,178 N + 1 = 12 x  9,178 12 Da = 25/12 = 2,08 ft 1 f .G a2 .Da . N  1 ∆Pa  2 5,22.1010.De .s ∆Pa 

(Kern, 1965)

1 0,012 x10625,89944 2 x 2,08 x9,178 = 1 psi x 2 5,22.1010 x0,0792 x0,00454

∆Ps yang diperbolehkan = 10 psi ∆Ps untuk subcooling dapat diabaikan, jadi tidak perlu dihitung.

Pressure drop : sisi tube, air pendingin


1. Untuk Ret = 11911,88273 f = 0,014 ft2/in2 s=1 2. ∆Pt 

∆Pt 

f .Gt2 .L.n 5,22.1010.ID.s. t

(Kern, 1965)

0,014 x 46122,80992 x15 x 4  0,055 5,22.1010 x0,62 x1x1

3. Dari Fig 27, Kern,1965 pada Gt = 46122,8099 diperoleh

Pr 

4n V 2 . s 2g '

Pr 

4x4 x 0,1  1,6 psi 1

V2  0,1 2g '

PT  Pt  Pr PT  0,055  1,6 = 0,215 psi ∆PT yang diperbolehkan = 10 psi

LC.18 Cooler (E-302) Fungsi

: Menurunkan temperatur bahan sebelum masuk ke dalam Kolom Ekstraksi (V-302)

Jenis


Jumlah

: 1 unit

Dipakai

: 11/4 in OD tube 12 BWG, panjang 20 ft, 4 pass

Fluida panas : Laju alir larutan masuk = 2511,1167 kg/jam = 5536 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 900C = 194 0F Temperatur akhir (T2) = 300C = 860F

Fluida dingin :


Temperatur awal (t1) = 280C = 82,40F Temperatur akhir (t2) = 600C = 1400F Panas yang dibutuhkan (Q) = 4521246187 J/jam = 4285298 Btu/jam Larutan cairan pendingin = 33791 kg/jam = 7638 lbm/jam 1. ∆t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1= 194 0F Temperatur yang lebih tinggi 0 T2 = 86 F Temperatur yang lebih rendah T1-T2 = 1080F Selisih t  t1 3,6  54 LMTD = 2   18,6111 0F t2 3,6 ln ln t1 54 T  T2 108 R= 1   1,8750 F t 2  t1 57,6

Fluida Dingin t2 = 1400F t1 = 82,4 0F t2-t1= 57,6 0F

Selisih ∆t1 = 540F ∆t2 = 3,60F ∆t2-∆t1 =-50,4 0F

t 2  t1 57,6   0,51610 F T1  t1 111,6

S=

R = 1,875 0F, S = 051610F diperoleh FT = 0,95

(Kern, 1965) 0

Maka ∆t = FT x LMTD = 0,95 x 18,6111 = 17,6806 F Tc 

T1  T2 194  86   140 0 F 2 2

tc 

t1  t 2 82,4  140   111,2 0 F 2 2

2. Dalam perancangan ini digunakan cooler dengan spesifikasi : 

Diameter luar tube (OD) = 11/4 in



Jenis tube

= 12 BWG



Panjang tube (L)

= 20 ft



Pitch (PT)

= 1,5625 in square pitch

a. Dari Tabel 8, hal.840, Kern, 1965, cooler untuk fluida dingin dan fluida panas aqueous solution, diperoleh UD = 250-500 , faktor pengotor (Rd) = 0,001 . Diambil UD = 250 Btu/jam.ft2.F Luas permukaan untuk perpindahan panas


A

Q 4285298 Btu / jam   969,491 ft 2 U D xt 250 Btu / jam. ft 2 .Fx17,68060 F

Luas permukaan luar (a”) = 0,3271 ft2/ft (Kern, 1965) A 969,491 ft 2 b. Jumlah tube, Nt    148,195 Lxa" 20 ft x 0,3271 ft 2 / ft c. Dari Tabel 9, hal 842, Kern,1965, nilai yang terdekat adalah 151 d. Koreksi UD A = L x Nt x a” = 20 ft x 151 x 0,3271 ft2/ft A = 987,842 ft Q 4285298Btu / jam   245,356 Btu/jam.ft2.F UD  0 Axt 987,842 ft x17,6806 F Fluida panas dengan sisi tube, steam masuk 3. Flow area tube, at’ = 0,836 in2

(Kern, 1965)

at = Nt x at 144 x n at = 151 x 0,836 144 x 4 = 0,21916 ft2 4. Kecepatan massa Gt = W at Gt = 5536lbm/jam 0,21916 ft2 Gt = 25260,5 lbm/jam.ft2 5. Bilangan Reynold Pada Tc = 140 0F µ = 0,13339 lbm/ft2.jam Dari Tabel 10, Kern,1965, untuk 1 in OD, 12 BWG diperoleh : ID = 1,03 in = 0,08583 ft Ret 

IDxGt 0,06517 ft x 25260,5 lbm / jam. ft 2   0,13339 lbm / ft 2 . jam

(Kern, 1965)

Ret  16255 6. Taksir jH dari fig.24 Kern,1965 diperoleh


jH = 100 pada Ret = 153407 7. Pada Tc = 140 0F c = 1,0537 Btu/lbm.0F k = 0,3955Btu/jam.ft.0F  c.     k 

8.

1/ 3

 1,0537 x0,13339    0,3955  

hi k  c.   jHx x  ID  k  t

1/ 3

1

1/ 3

hi 0,3955  100 x x1  460,841 t 0,06517 9.

hio hio ID  x  t  t OD hio 0,782 in  460,841x  474,667 t 1in

(Kern, 1965)

10. Karena viskositas rendah, maka diambil φ = 1

hio 

hio x t t

hio  474,667 x1  474,667 Btu / jam. ft 2 .F



(Kern, 1965)


= 4 in

PT = Tube Pitch

= 1,5625 in

C = Clearance

= PT – OD = 1,5625 in – 1,25 in = 0,3125 in

as 

27 x4 x1,5625x0,3125  0,15 ft 2 144 x1,25

4. Kecepatan massa Gs = W


as Gs = 74497 lbm/jam 0,15 ft 2 Gs = 496646 lbm/jam.ft2 5. Bilangan Reynold Pada tc = 111,20F µ= 0,13035807 lbm/ft.jam Dari Fig 28, Kern,1965, untuk 1 in dan 1,25 square pitch, diperoleh de = 0,99 in de = 0,0825 ft

De xGs 0,0825x 496646   0,13035807 Res  390511 6. Pada tc = 111,2 0F Res 

c = 1,01654 Btu/lbm.0F k = 0,39427 Btu/jam.ft.0F 1/ 3

 c.     k 

 1,01654 x0,13035807    0,39427  

1/ 3

= 0,6952

7. Dari fig.24 Kern,1965 diperoleh jH = 500 pada Res = 65295,1

ho k  c.   jHx x  s De  k 

1/ 3

ho 0,394427  500 x x0,6952 s 0,0825 ho  1337,217 s

8. Karena viskositas rendah, maka diambil φ = 1

ho 

(Kern, 1965)

ho x s s

ho  1337,217 x1  1337,217



hio xho 1337,217 x 474,667 = 350,316 Btu/jam.ft2.F  hio  ho 1337,217  474,667 (Persamaan 6.38, Kern,1965) Uc 

10. Faktor Pengotor, RD

RD 

U c  U D 350,316  245,356   0,00122 U c xU D 350,316 x 245,356

RD hitung ≥ RD batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima.

Pressure drop : sisi shell, larutan masuk 1. Untuk Res = 390511 f = 0,000018 ft2/in2

(Kern, 1965)

s=1 2. N + 1 = 12 x L B 20 N + 1 = 12 x  60 4 Ds = 12/12 = 1 ∆Ps 

f .Gs2 .Ds .N  1 5,22.1010.De .s. s

(Kern, 1965)

0,0000175 x 496646,41 2 x1x60 = 4,8 psi 5,22.1010 x0,1025x1x1 ∆Ps yang diperbolehkan = 10 psi

∆Ps 

Pressure drop : sisi tube, air pendingin 1. Untuk Ret = 16255 f = 0,0015 ft2/in2 s=1 2. ∆Pt 

∆Pt 

f .Gt2 .L.n 5,22.1010.ID.s. t

(Kern, 1965)

0,00015x25260,543 2 x20 x 4  0,017 5,22.1010 x1x1x1

3. Dari Fig 27, Kern,1965 pada


Gt = 412111,245 diperoleh

Pr 

4n V 2 . s 2g '

Pr 

4 x4 x0,06  0,96 psi 1

V2  0,06 2g '

PT  Pt  Pr PT  0,017  0,96 = 1 psi ∆PT yang diperbolehkan = 10 psi

LC.19 Tangki Penampung sesudah Cooler Fungsi

: Untuk menampung kondensat keluaran kondensor sub cooler

Bentuk


Bahan


Jumlah

: 1 unit

Kebutuhan perancangan :1 jam Kondisi Operasi

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 18,0030 Psi

Volume Tangki Laju Alir Massa

= 2511,1167 kg/jam

Total massa bahan dalam tangki

= 2511,1167 kg/jam×1 jam = 2511,1167 kg


= 1.098,1528 kg/m3


2511,1167 kg = 2,2867 m3 1.098,1528 kg/m 3



= 1,2 x 2,2867 m3 = 2,7440 m3 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2 1 Volume silinder (Vs) =  Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) 4


Vs

=

3  Dt 3 8

Tinggi head (Hh) = 1/6  D (Brownell dan Young, 1959) 2 Volume tutup (Vh) ellipsoidal = /4  D Hh = /4  D2(1/6  D) = /24  D3 Vt = Vs + Vh (Brownell dan Young, 1959) Vt = (3/8  D3) + (/24  D3) Vt = 10/24  D3 24 Vt 3 24  2,7440 Diameter tangki (D)  3   1,2800 m = 50,3950 in 10 10 Tinggi silinder (Hs) = 3/2  D = 3/2  1,2800 m = 1,9201 m = 75,5925 in Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1/6  D = 1/61,2800 m = 0,2133 m = 8,3992 in Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 2,1334m = 83,9916 in B.

Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki Volume tangki = 10/24  D3 = 10/24  (1,2800 m)3 = 2,7440 m3 Tinggi tangki = 1,9201 m volume bahan dalam tangki  tinggi tangki Tinggi bahan dalam tangki = volume tangki 2,28671,9201 = 2,7440 = 1,7778 m = 69,9930 in Tekanan hidrostatis

= Densitas bahan  g  tinggi cairan dalam tangki = 1.098,1528  9,8  1,7778 = 19.132,8068 Pa = 2,7750 psia

Tekanan operasi

= 101,325 kPa = 14,696 psia


Tebal dinding tangki (bagian silinder) - Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun - Allowable working stress (S) : 12.650 lb/in2 - Efisiensi sambungan (E)


: 0,8


- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

PR  (C  A ) (Peters dan Timmerhaus, 2004) SE  0,6P dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in) P = tekanan desain (psi) R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diizinkan E = efisiensi pengelasan 18,3405  50,3950/2 d  0,0042  10  12.650  0,80  0,6  18,3405   0,0877 in Dipilih tebal silinder standar = 1/8 in Tebal silinder (d) 

D.

Tebal dinding head (tutup tangki) - Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun 2



: 0,8


P  Di  (C  A ) 2SE  0,2P


= = = = =


LC.20 Pompa ekstraksi (P – 301) Fungsi

: Memompa bahan menuju kolom ekstraksi (V-302)


Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Kondisi operasi

:


= 30C = 303,1500 K

 Tekanan

= 1 atm = 101,3250 kPa


= 988,5474 kg/m3 = 61,7129 lbm/ft3


= 4,2704 cP = 0,0029 lbm/fts


1,5378 lbm/s 61,7129 lbm/ft3

= 0,0249 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45 ()0,13 3

= 3,9 (0,0249 ft /s )


3 0,13

(61,7129 lbm/ft )

= 1,2655 in


: 1,25 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,3800 in

= 0,1150 ft = 0,0351 m

Diameter Luar (OD)

: 1,6600 in

= 0,1383 ft


: 0,0104 ft2


0,0249 ft3/s 0,0104 ft2 = 2,3961 ft/s

 vD  (61,7129)( 2,3961)( 0,1150) = 0,0029 = 5.925,6000 (Turbulen)


Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,000046

(Geankoplis,1997)


Pada NRe = 5.925,6000 /D = maka harga f = 0,0045

0,000046m = 0,0013 0,0351 m

(Geankoplis,1997)

Friction loss :


v2 2,3961 2 = 3(0,75) x 2(32,174) 2 .g c

= 0,2007 ft.lbf/lbm


2,39612 v2 = 2(2,0) x = 0,3569 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2 .g c


L.v 2 D.2.g c

50 x2,3961 2 = 4(0,0045) x (0,1150)(2)(32,174) = 0,6982 ft.lbf/lbm 2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  2,3961 2 = (1 – 0) x 2(1)(32,174)








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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 75 ft 32,174 ft/s2 Ws = 0 + (75 ft) + 0 + 1,3897 ft.lbf/lbm 32,174 ft.lbm/lbf.s2 Ws = -76, 3897 lbf/lbm Effisiensi pompa,  = 75 % Ws 76, 3897

=  x Wp = 0,75 x Wp


Wp

= 101,8529 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp 2511,1167 = lbm/s x 101,8529 ft.lbf/lbm x (0,45359)(3600) = 0,2848 hp

1 hp 550 ft.lbf/lbm

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 3/8 hp.

LC.21 Ekstraktor (V-302) Fungsi

: Tempat terjadi reaksi ekstraksi

Jenis

: Batch stirred tank

Bentuk

: Silinder vertikal, tutup dan alas ellipsoidal

Bahan konstruksi

:

Jumlah

: 1 unit

Stainless steel, SA-316 Grade C

Temperatur operasi = 300C Tekanan operasi

= 1 atm

Laju alir umpan masuk = 10714,6233 kg/jam  campuran = 937,09 kg/m3 = 58,57 lbm/ft3 Volume campuran = 11,43384622 m3 Menghitung volume , V : Faktor kelonggaran = 5 % Volume reaktor

= volume tangki yang ditempati cairan (V) x 1,05 = 11,4338 m3/jam x 1,05 = 12 m3

Untuk pengadukan Dt 1 Hc

(McCabe, 1999)

Dt = Hc Dt = Hcs + He ; di mana Hcs = tinggi cairan dalam shell Diameter tutup = diameter reaktor = Dt Rasio axis ellipsoidal head = 2 : 1 Tinggi tutup = He =

Dt 4

(Brownell, 1959)



Dt 4

3 Dt 4


π 3 Dt 24


π 2 D t .H cs 4

=

π 2 3 Dt . Dt 4 4

=

3 3 πD t 16

Volume cairan dalam tangki = 12 m3 =

(Brownell, 1959)

3 π 3 3 πD t  Dt 16 24

11 3 πD t 48


4 4 D t = (12,63 m) = 16,85 m 3 3 Dt 12,63 = = 3,159 m 4 4

Tinggi tutup, He =

Tinggi shell, Hs = Ht – 2He = 16,85 – (2 x 3,159) = 10,53 m Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Tekanan hidrostatik, Phid =  x g x h = 937,097 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 9,47 m = 87049,6854 Pa = 87,049 kPa Tekanan operasi, Poperasi = 101,325 kPa + 87,049 kPa = 188,375 kPa Faktor kelonggaran Maka, Pdesign

= 5%

= (1,05) (188,375 kPa) = 197,793 kPa


(Brownell, 1959)



(Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:


t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,099 in + 1/8 in = 1,224 in Perancangan pengaduk : Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 x 12,63 m = 4,213 m = 13,378 ft

E/Da = 1

; E = 4,2137 m = 13,378 ft

L/Da = ¼

; L = ¼ x 12,63 m = 1,0532 m = 3,345 ft

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 12,63 m = 0,8425 m = 2,764 ft

J/Dt

; J = 1/12 x 12,63 = 0,351 m = 1,151 ft

= 1/12

Kecepatan Pengadukan , N = 2 putaran/detik Da = 4,077 m = 13,378 ft gc = 32,17 lbm.ft/lbf.det2 Bilangan Reynold, 2

D N. ρ (13,378 ft) 2 (1 put/det)( 58,57 lb/ft 3 ) NRe = a   2432284,445 µ 0,0092 lb/ft. sec Karena NRe >10.000, maka daya tidak bergantung pada bilangan Reynolds. Dari Tabel 9.2. (McCabe, 1994), untuk pengaduk jenis impeller, diperoleh kT = 0,32. k T  N 3  Da 5   (McCabe, 1994) gc 0,32 x (2 s-1)3x (13,378 ft)5 x 0,0092 lbm/ft3 = = 6 ft.lb f/s = 0,01 hp 32,147 lbm.ft/lbf.s2 0,01 = 0,013 hp Daya motor (Pm) = P = Dipakai motor dengan0,8 daya 0,01 0,8 hp P


LC.22 Heater II Fungsi : Menaikkan temperatur bahan sebelum masuk kedalam Kolom Destilasi Jenis

: 1-4 shell dan tube exchanger

Dipakai : 1 ¼ in OD tube 12 BWG, panjang 12 ft, 4 pass


Fluida dingin : Temperatur awal (t1) = 300C = 860F Temperatur akhir (t2) = 114,7320C = 238,5180F Panas yang diserap (Q) = 473859766 J/jam = 449131 Btu/jam Larutan alir cairan masuk = 8478,1279 kg/jam = 18691 lbm/jam 1. ∆t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1= 392 0F Temperatur yang lebih tinggi T2 = 3920F Temperatur yang lebih tinggi T1-T2 = 00F Selisih t2  t1 306  153,482 LMTD =   221,04 0F t 2 306 ln ln t1 153,482 T1  T2 0 R=   00 F t2  t1 152,518 S=

Fluida Dingin t2 = 238,5180F t1 = 860F t2-t1= 152,518 0F

Selisih ∆t1 = 153,4820F ∆t2 = 306 0F ∆t2-∆t1 = 152,518 0F

t 2  t1 152,518   0,5 0 F T1  t1 306

R = 0 0F, Maka ∆t = LMTD = 221,040F T1  T2 392  392   3920 F 2 2 t1  t 2 86  238,518 tc    162,25880 F 2 2

Tc 


2. Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi : 




Jenis tube

= 12 BWG



Panjang tube (L)

= 12 ft



Pitch (PT)

= 1 9/16 in square pitch

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

A

449131 Btu / jam Q   10,16 ft 2 2 0 U D xt 200 Btu / jam. ft .Fx 221,04 F

Luas permukaan luar (a”) = 0,3271 ft2/ft

(Kern, 1965)

A 10,16 ft 2  3 Lxa" 12 ft x 0,3271 ft 2 / ft d. Dari Tabel 9, hal 842, Kern,1965, nilai yang terdekat adalah 10 Jumlah tube, Nt 

e. Koreksi UD A = L x Nt x a” = 12 ft x 10 x 0,3271 ft2/ft A = 39,252 ft Q 449131Btu / jam UD    52 Btu/jam.ft2.F Axt 39,252 ft x221,040 F Fluida panas dengan sisi tube, steam masuk 3. Flow area tube, at’ = 0,836 in2

(Kern, 1965)

at = Nt x at 144 x n at = 10 x 0,836 144 x 4 = 0,0145 ft2 4. Kecepatan massa Gt = W at


Gt = 538,888lbm/jam 0,0145 ft2 Gt = 37129,09 lbm/jam.ft2 5. Bilangan Reynold Pada Tc = 392 0F µ = 0,3146 lbm/ft2.jam Dari Tabel 10, Kern,1965, untuk 1 ¼ in OD, 12 BWG diperoleh : ID = 1,03 in = 0,08583 ft Ret 

IDxGt 0,08583 ft x 37129,09 lbm/ft2.jam lbm / jam. ft 2   0,3146 lbm / ft 2 . jam

(Kern, 1965)

Ret  10130,1 6. Dari fig.24 Kern,1965 diperoleh jH = 40

pada Ret = 10130,1


 c.     k  8.

1/ 3

 0,45 x0,3146     0,3668 

hi k  c.   jHx x  t ID  k 

 0,7281

1/ 3

hi 0,3668  40 x x0,7281  124,455 t 0,08583

9.

hio hio ID  x  t  t OD

hio 1,03 in  124,455 x  102,551 t 1,25 in 10. Karena viskositas rendah, maka diambil φ = 1 hio 

(Kern, 1965)

hio x t t

hio  102,551x1  102,551 Btu / jam. ft 2 .F




(Kern, 1965)


= 4 in

PT = Tube Pitch

= 1,5625 in

C = Clearance

= PT – OD = 1,5625 in – 1,25 in = 0,3125 in

as 

10 x0,3125x 4  0,05556 ft 2 144 x1,5625

4. Kecepatan massa Gs = W as Gs = 18691 lbm/jam 0,05556 ft 2 Gs = 336441,1 lbm/jam.ft2 5. Bilangan Reynold Pada tc = 162,2590F µ= 0,968 lbm/ft.jam Dari Fig 28, Kern,1965, untuk 1 ¼ in OD dan 1,5625 square pitch, diperoleh de = 1,23 in de = 0,1025 ft De xGs 0,1025x336441,1   0,968 Res  35625,2

Res 

6. Pada tc = 162,259 0F c = 0,55 Btu/lbm.0F k = 0,38 Btu/jam.ft.0F  c.     k 

1/ 3

 0,55 x0,968    0,38  

1/ 3

= 1,119


7. Dari fig.24 Kern,1965 diperoleh jH = 80 pada Res = 35625,2 1/ 3 ho k  c.   jHx x  De  k  s

ho 0,38  80x x1,119 0,1025 s ho  331,869 s

(Kern, 1965)


ho x s s

ho  331,869x1  331,869 9. Clean overall coefficient, Uc hio xho 102,551 x331,869  = 78,3426 Btu/jam.ft2.F hio  ho 102,551  331,869 (Persamaan 6.38, Kern,1965) Uc 

10. Faktor Pengotor, RD U c  U D 78,3426  52   0,00655 U c xU D 78,3426 x52 RD hitung ≥ RD batas, maka spesifikasi heater dapat diterima. RD 

Pressure drop : sisi shell, larutan masuk 1. Untuk Res = 35625,2 f = 0,00012 ft2/in2

(Kern, 1965)

s=1 2. N + 1 = 12 x L B 12 N + 1 = 12 x  36 4 Ds = 10/12 = 0,8333 ∆Ps 

f .Gs2 .Ds .N  1 5,22.1010.De .s. s

(Kern, 1965)


0,00012x336441,1 2 x0,8333x36 = 7,62 psi 5,22.1010 x0,1025x1x1 ∆Ps yang diperbolehkan = 10 psi

∆Ps 

Pressure drop : sisi tube, air pendingin 1. Untuk Ret = 10130,1 f = 0,0015 ft2/in2 s=1 2. ∆Pt 

∆Pt 

f .Gt2 .L.n 5,22.1010.ID.s. t

(Kern, 1965)

0,0015x37129,09 2 x12 x4  0,022 5,22.1010 x0,08583x1x1

3. Dari Fig 27, Kern,1965 pada Gt = 37129,09 diperoleh Pr 

4n V 2 . s 2g '

Pr 

4 x4 x0,15  2,4 psi 1

V2  0,15 2g '

PT  Pt  Pr

PT  0,022  2,4 = 2,422 psi ∆PT yang diperbolehkan = 10 psi

LC.23 Kolom Destilasi (T-301) Fungsi

: Memisahkan campuran furfural dengan toluena

Jenis

: Sieve – Tray

Bentuk

: Silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 grade C

Jumlah

: 1 unit

Data: Dari perhitungan neraca massa dan neraca panas diperoleh: XLW = 0,98

XLF = 0,97


XHW = 0,02

D

= 143,9560 kmol/jam

XHD = 0,02

W

= 237,0478 kmol/jam

XLD = 0,98

LD = 4,9546

XHF = 0,03

LW = 3,6045

 L ,av   LD . LW  Nm 



4,95463,6045  4,226

(Geankoplis,1997)

log[( X LD D / X HD D)( X HW W / X LW W )] log( L ,av )

(Geankoplis,1997)

log[0,98 / 0,02)(0,02 / 0,98)] log( 4,226)

= 5,4006 Dari Fig 11.7-3, Geankoplis, hal:749 diperoleh N=

Nm = 0,54 maka: N

N m 5,4006  = 10,0012 0,54 0,54

Efisiensi kolom destilasi dapat dinyatakan dengan persamaan  Eo  a    EXP    1 a  o    0,6073    EXP   4,226 0,001    0,7450 Eo

( Doherty dan Malone, 2001)

 0,9850

Keterangan:

a = 0,24

E0 = efisiensi kolom destilasi

µ0 = 0,001 cP

 = volatilitas key komponen umpan

µ = viskositas campuran liquid pada umpan (cP)

Maka jumlah piring yang sebenarnya = 10,0012/0,9850 = 10,1531 piring  11 piring Penentuan lokasi umpan masuk log

 X Ne  0 , 206 log   HF Ns   X LF

W   D

 X LW   X HD

  

2

  

(Geankoplis,1997)


 0,03  237,0478  0,98  2  Ne log  0,206 log      Ns  0,97  143,9560  0,02   Ne  0,5456 Ns

Ne = 0,5456 Ns N = N e + Ns 11 = 0,5456 Ns + Ns Ns = 7,1168  8 Ne = 11 – 8 = 3 Jadi, umpan masuk pada piring ke – 3 dari atas. Rancangan kolom Direncanakan : Tray spacing (t)

= 0,4 m

Hole diameter (do)

= 4,5 mm

Space between hole center (p’) = 12 mm

(Treybal,1984) (Treybal,1984)

Weir height (hw)

= 5 cm

Pitch

= triangular ¾ in

Data : Suhu dan tekanan pada kolom distilasi T-301 adalah 386,45 K dan 1 atm Tabel LC.7 Komposisi bahan pada alur Vd destilasi (T-301) Komponen Vd (kmol/jam) %mol Mr Toluena 141,0769 0,98 92 Furfural 2,8791 0,02 96 Total 143,9560 BM avg

%mol x Mr 90,16 1,92 92,08

Laju alir massa gas (G`) = 143,9560/3600 = 0,04 kmol/s v =

P BM av (1 atm) (92,08 kg/kmol) = 2,9057 kg/m3  RT (0,082 m 3 atm/kmol K)(386,45 K)

Laju alir volumetrik gas (Q) = 0,04 x 22,4 x

386,45 = 1,2685 m3/s 273,15


Tabel LC.8 Komposisi bahan pada alur Lb destilasi (T-301) Komponen Lb(kg/jam) kmol %massa BJ(kg/m3) Toluena 436,1679 4,7410 0,0192 850,0000 Furfural 22.301,4551 232,3068 0,9808 1160,0000 Total 22.737,6230 237,0478 Laju alir massa cairan (L`) = 22.737,6230/ 3600 = 6,3160 kg/s Laju alir volumetrik cairan (q) =

6,3160 = 0,0055 m3/s 1154,0534

Surface tension () = 0,04 N/m

Ao d  0,907 o Aa  p'

  

%massa x BJ 16,3053 1137,7481 1154,0534

(Lyman, 1982)

2

2

Ao  0,0045   0,907  = 0,1275 Aa  0,0120 

q  ρL  Q'  ρ V

  

1/ 2

0,0047  1154,0534     1,0994  2,9057 

1/ 2

= 0,0860

α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,4) + 0,01173 = 0,0415 β = 0,0304t + 0,015 = 0,0304(0,4) + 0,015 = 0,0272

  σ  1 CF = αlog  β  0,5 (q/Q)(ρ L / ρ V )   0,02 

0, 2

 1  0,04  = 0,0415 log  0,0272  0,0860   0,02 

0, 2

= 0,0820

 ρ  ρV VF = C F  L  ρV

  

0, 5

 1154,0534  2,9057  = 0,0820  2,9057  

0,5

= 1,6318 m/s Asumsi 80 % kecepatan flooding An =

(Treybal, 1984)

1,2685 = 0,9717 m2 0,8  1,6318


Untuk W = 0,7T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas downspout sebesar 8,8%. At =

0,9717  1,0655 m2 1  0,088

Column Diameter (T) = [4(1,0655)/π]0,5 = 1,1650 m Weir length (W)

= 0,7(1,1650) = 0,8155 m

Downsput area (Ad)

= 0,088(1,0655) = 0,0938 m2

Active area (Aa)

= At – 2Ad = 1,0655 – 2(0,0938) = 0,8780 m2

Weir crest (h1) Misalkan h1 = 0,025 m h1/T = 0,025/1,1650 = 0,0215 0, 5 2 2 2     Weff   h  T   T    T            1  2 1    W    W   T  W   W     2



2



2 0, 5  Weff  2 2    1,4286  1,4286  1  20,02151,4286  W 



 Weff     0,9334  W 

 q  h 1  0,666  W

2/3

 Weff     W 

 0,0055  h 1  0,666   0,8155 

2/3

2/3

0,93342 / 3

h 1  0,025m perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0,025 m hingga nilai h1 konstan pada nilai 0,0227 m.

Perhitungan Pressure Drop Dry pressure drop Ao = 0,1275 x 0,8780 = 0,1120 m2 uo =

Q 1,2685   11,3281 A o 0,1120


 uo2 h d  51,0 2 C  o

 ρ v   ρ  L

 11,32812 h d  51,0 2  0,66

    2,9057     1154,0534 

h d  37,8292 mm  0,0378 m

Hydraulic head Va  z

Q 1,2685  = 1,4449 m/s A a 0,8780

T  W 1,1650  0,8155 = 0,9903 m  2 2

h L  0,0061  0,725 h w  0,238 h w Va ρ V

0,5

q  1,225  z

 0,0055  h L  0,0061  0,725 (0,05)  0,238 (0,05)(1,4449)(2,9057) 0,5  1,225   0,9903  h L  0,0198 m

Residual pressure drop

hR 

6 σ gc ρLd og

hR 

6 ( 0,04) (1) = 0,0047 m 1154,0534 (0,0045)(9,8)

Total gas pressure drop hG = hd + hL + hR hG = 0,0378 + 0,0198 + 0,0047 hG = 0,0624 m

Pressure loss at liquid entrance Ada = 0,025 W = 0,025(0,8155) = 0,0204 m2


2

3  0,0047  h2    = 0,0110 m 2g  0,0204 

Backup in downspout h3 = hG + h2 h3 = 0,0624 + 0,0110 h3 = 0,0734 m

Karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi flooding.

Check on flooding hw + h1 + h3 = 0,05+0,0227+0,0734 hw + h1 + h3 = 0,1461 m t/2 = 0,4/2

= 0,2 m

Spesifikasi kolom destilasi Tinggi kolom

= 11 x 0,4 m = 4,4 m

Tinggi tutup

=

Tinggi total

= 4,4 + 2(0,2913) = 4,9825 m

1 1,1650 = 0,2913 m 4

Tekanan operasi = 1 atm = 101,3250 kPa

Faktor kelonggaran = 5 % Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12.650 psia = 87.217,955 kPa

(Brownell,1959)

Tekanan uap pada bagian dalam kolom destilasi: Basis perhitungan = 1 jam operasi Laju volumetrik gas = 1,2685 m3/s Densitas gas (ρv) = 2,9057 kg/m3 Massa gas pada kolom destilasi = 1,2685 m 3 /s  2,9057 kg / m 3  3600 s


= 13.269,6827 kg

P

m g F  A A 13.269,6827 kg  9,8 m/s 2  0,8780 m 2 148.119,7328 N/m 2  148,1197 kPa

Maka Pdesign = (1 + 0,05) x (101,325 kPa + 148,119 kPa) = 261,9170 kPa

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE - 1,2P

t

(261,9170 )(1,1650) = 0,0022 m = 0,0863 in 2(87.217,995)(0,8) - 1,2(261,9170)

Faktor korosi = 0,125 in Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,0863 in + 0,125 in = 0,2113 in

Tebal shell standar yang digunakan

= 1/4 in

(Brownell,1959)

LC.24 Pompa reboiler destilasi (P-305) Fungsi

: Memompa keluaran dari kolom destilasi menuju reboiler

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Kondisi operasi

:


= 38C = 311,1500 K

 Tekanan

= 1 atm = 101,3250 kPa


= 1154,0534 kg/m3 = 72,0450 lbm/ft3


= 1,4676 cP = 0,0010 lbm/fts


13,9245 lbm/s 72,0450 lbm/ft3

= 0,1933 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45 ()0,13

(Timmerhaus,1991)


= 3,9 (0,1933 ft3/s )0,45 (72,0450 lbm/ft3)0,13 = 3,2459 in


: 3,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,5480 in

= 0,2957 ft = 0,0901 m

Diameter Luar (OD)

: 4,0000 in

= 0,3333 ft


: 0,0687 ft2 0,1933 =ft32,8133 /s ft/s 0,0687 ft2



 vD 

(72,0450)( 2,8133)( 0,2957) 0,0010 = 60.764,000 (Turbulen) =


(Geankoplis,1997)

0,000046m = 0,0005 0,0901 m

(Geankoplis,1997)

Friction loss :


v2 2,8133 2 = 2(0,75) x 2(32,174) 2 .g c

= 0,1845 ft.lbf/lbm


v2 2,81332 = 2(1,0) x = 0,2460 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2 .g c


L.v 2 D.2.g c


= 4(0,0050) x

50 x2,81332 = 0,4160 ft.lbf/lbm (0,2957)(2)(32,174) 2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  2,8133 2 = (1 – 0) x 2(1)(32,174)








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

(Geankoplis,1997)


=  x Wp = 0,75 x Wp = 68,0413 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp 22.737,6230 = (0,45359)(3600) lbm/s x 68,0413 ft.lbf/lbm x = 1,7226 hp

1 hp 550 ft.lbf/lbm

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 2 hp.

LC.25 Kondensor (E-303) Fungsi

: Mengubah fasa uap bahan menjadi fasa cair

Jenis

: Double Pipe Heat Exchanger

Dipakai

: Pipa 1 ½  1/4 in IPS, 12 ft hairpin.

Jumlah

: 1 unit


Fluida panas Laju alir umpan masuk = 13255,4716 kg/jam = 29215,1 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 114,732 0C = 238,5180F Temperatur akhir (T2) = 113,3 0C = 235,94 0F

Fluida dingin Laju alir air pendingin = 957,2469 kg/jam = 2110 lb m/jam Temperatur awal (t1)

= 28 0C = 82,4 0F

Temperatur akhir (t2)

= 60 0C = 140 0F

Panas yang diserap (Q) = 128079637,1 J/jam = 121396 Btu/jam

(1)

t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas T1 = 238,518 0F T2 = 235,94 0F

Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah

T1 – T2 = 2,5776 0F

LMTD 

(2)

Selisih

Fluida dingin t2 = 140 0F t1 = 82,4 0F t2 – t1 = 57,6 0F

Selisih t1 = 98,5176 0F t2 = 153,54 0F t2 – t1 = 55,022 0F

Δt 2  Δt1 55,022   124 0F  Δt 2   153,54   ln   ln   98,5176   Δt1 

Tc dan tc Tc 

T1  T2 238,518  235,94   237,22 0F 2 2

tc 

t1  t 2 82,4  140  111,2 0F  2 2

Fluida dingin : anulus, air pendingin. (3)

Flow area tube

D2 

1,9  0,1583 ft 12

(Tabel 11, Kern)

1,66 D   0,1383 ft 1 12

a  a

 (D 2  D 2 )  (0,15832  0,13832 ) 2 1   0,00465 ft 2 4 4


(D 2  D 2 ) (0,15832  0,13832 ) 2 1  Equivalen diam = Da =  0,0428 D 0,1383 1

(4)

Kecepatan massa W aa

Ga 

2110 lb m/jam 0,0428 ft2

=

(5)

= 453097,9454 lbm/jam.ft2

Pada tc = 111,2 0F,  = 1,69 lbm/ft. jam Re a 

D G a a µ

0,0428 = x 453097,9454 1,69 (6)

(Gbr.14, Kern)

= 11472,30257

JH = 50 (Gbr.24, Kern)

(7)

0

0

Pada tc = 111,2 F, c = 0,57 Btu/lbm . F 2

0

k = 0,2 Btu/(jam)(ft )( F/ft)

(Gbr.3, Kern) (Tabel 4, Kern)

1 1  c    3  0,57  1,69  3   1,69    0,2  k    (8)

k h0 = J H De = 50 

0 ,14 1   3   c          k    w 

(Pers. (6.15b), Kern)

0,2  1,69  1 0,0428

= 394,044 Btu/(jam)(ft2)(0F)

Fluida panas : inner pipe, campuran light organics 1,38

(3)

D=

ap 

(4)

12

 0,115 ft

D2  0,0105 ft 2 4

Kecepatan massa


Gp 

w ap 29215,1 lbm/jam 0,0105 ft2

= (5)

(Pers. (7.2), Kern) = 2781766,526 lb m/jam.ft2

Pada Tc = 237,22 0F,  = 0,5082 lbm/ft2jam (Gbr. 15, Kern) Re  p

DG p

=

µ 0,115 x 2781766,526 0,5082

(6)

Dari Gbr. 24, Kern, diperoleh JH = 500

(7)

Pada Tc = 237,22 0F, c = 0,45 Btu/(lbm)(F)

= 633131,959

(Gbr. 24, Kern)

k = 0,34 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft) 1 1  c    3  0,45  0,5082  3   0,876    0,34  k   

(8)

(9)

0 ,14 1 k  c    3    hi = J H D  k      w

(Pers. (6.15a), Kern)

hi = 500 

0,34  0,876  1 = 1287,7459 0,115

hi0 = hi 

ID 1,38  1287,7459   953,545 Btu/(jam)(ft2)(0F) OD 1,66

(Pers.6.5, Kern)

(10)

Clean Overall coefficient, UC

h  h o 953,545  394,044 UC  io   278,823 Btu/(jam)(ft 2 )(F) h  h o 953,545  394,044 io (11)

UD Rd ketentuan = 0,003 1 1 1   RD   0,003 UD UC 278,823

UD = 151,825 Btu/(jam)(ft2)(0F)


(12)

Luas permukaan yang diperlukan Q = U D  A  t 121396 Q A = U x Δt = 151,825 x 124 = 6,448 ft2 D 6,448 Panjang yang diperlukan = = 15 lin ft 0,435

Berarti diperlukan 2 pipa hairpin 12 ft yang disusun seri. (13)

Luas sebenarnya = 24  0,435 = 10,44 ft2, maka UD =

Q = A x Δt

RD = UC – UD = UC x UD

121396 10,44 x 124

= 93,77 Btu/jam.ft2.oF

278,823 – 93,77 = 0,007 jam.ft2.oF/Btu 278,823 x 93,77

Pressure drop Fluida dingin : Anulus, air pendingin. (1)

De’ = (D2 – D1) = (0,1583 – 0,1383) ft = 0,02 ft 0,02 x 453097,9454 = 5349,4444 1,69 0,264 f = 0,0035 + Re ’0,42 (Pers. (3.47b), Kern) a 0,264 = 0,0035 + 5349,4444 0,42 = 0,01067 s = 1, ρ = 1  62,5 = 62,5 4.f.Ga2.L 4 x 0,01067 x 453097,9454 2 x 24 ΔFa = 2.g.ρ2.D ’ = 2 x 4,18.108 x 62,52 x 0,02 = 3,22 ft e Ga 453097,9454 V= = = 2,0137 fps 3600ρ 3600 x 62,5 V2 2,0137 2 Fi = 3 x 2g’ = 2 x 32,2 = 0,189 (ΔFa + Fi) x ρ (3,22 + 0,189) x 62,5 ΔPa = = = 1,5 psi 144 144 Rea’ =

(2) (3)

Pa yang diperbolehkan = 10 psi

Fluida panas : inner pipe, campuran light organics. (1)

Untuk Rep = 633131,959 0,264 f = 0,0035 + = 0,0045 633131,959,42


s = 0,82, ρ = 0,82  62,5 = 51,25 4.f.Gp2.L 4 x 0,0045 x 2781766,526 2 x 24 ΔFp = = = 0,00151 ft 2.g.ρ2.D’ 2 x 4,18.108 x 51,25 2 x 0,115 0,0151 x 51,25 ΔPp = = 0,00054 psi 144 Pp yang diperbolehkan = 2 psi

(2) (3)

LC.26 Tangki Penampung destilat sesudah kondensor Fungsi

: Untuk menampung kondensat keluaran kondensor detilasi

Bentuk


Bahan


Jumlah

: 1 unit

Kebutuhan perancangan : 1 jam Kondisi Operasi

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1 atm

Volume Tangki Laju Alir Massa

= 13.255,4716 kg/jam


= 13.255,4716 kg/jam×1 jam = 13.255,4716 kg


= 854,7631 kg/m3


13.255,4716 kg = 15,5078 m3 3 854,7361kg/m



= 1,2 x 15,5078 m3 = 18,6093 m3 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2 1 Volume silinder (Vs) =  Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) 4 Vs

=

3  Dt 3 8

Tinggi head (Hh) = 1/6  D (Brownell dan Young, 1959) 2 Volume tutup (Vh) ellipsoidal = /4  D Hh = /4  D2(1/6  D)


= /24  D3 Vt = Vs + Vh (Brownell dan Young, 1959) Vt = (3/8  D3) + (/24  D3) Vt = 10/24  D3 24 Vt 3 24  18,6093 Diameter tangki (D)  3   2,4229 m = 95,3899 in 10 10 Tinggi silinder (Hs) = 3/2  D = 3/2  2,4229 m = 3,6344 m = 143,0849 in Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1/6  D = 1/62,4229 m = 0,4038 m = 15,8983 in Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 4,0382 m = 158,9832 in B.

Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki Volume tangki = 10/24  D3 = 10/24  (2,4229 m)3 = 18,6093 m3 Tinggi tangki = 3,6344 m volume bahan dalam tangki  tinggi tangki Tinggi bahan dalam tangki = volume tangki 15,5078 3,6344 = 18,6093 = 3,3652 m = 132,4860 in Tekanan hidrostatis

= Densitas bahan  g  tinggi cairan dalam tangki = 854,7631  9,8  3,3652 = 28.188,8103 Pa = 4,0884 psia

Tekanan operasi

= 101,325 kPa = 14,696 psia





: 0,8


PR  (C  A ) (Peters dan Timmerhaus, 2004) SE  0,6P dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in) Tebal silinder (d) 


P R S E

tekanan desain (psi) jari-jari dalam tangki (in) = D/2 stress yang diizinkan efisiensi pengelasan 19,7196  95,3899 /2 d  0,0042  10  12.650  0,80  0,6  19,7196   0,1350 in Dipilih tebal silinder standar = 1/4 in

D.

= = = =



: 0,8


P  Di  (C  A ) 2SE  0,2P


= = = = =

tebal dinding head (tutup tangki) (in) tekanan desain (psi) diameter tangki (in) stress yang diizinkan efisiensi pengelasan 19,7196  95,3899 dh   0,0042  10  2  12650  0,8  0,2  19,7196   0,1350 in Dipilih tebal head standar = 1/4 in

LC.27 Pompa refluks destilasi (P-303) Fungsi

: Memompa keluaran dari kondensor destilasi kembal ke kolom destilasi (T-301)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Kondisi operasi

:


= 38C = 311,1500 K

 Tekanan

= 1 atm = 101,3250 kPa

 Laju alir massa (F) = 4879,2641 kg/jam = 2,9881 lbm/s


 Densitas ()

= 856,4639 kg/m3 = 53,4672 lbm/ft3


= 0,6015 cP = 0,0004 lbm/fts


2,9881 lbm/s 53,4672 lbm/ft3

= 0,0559 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45 ()0,13 3

= 3,9 (0,0559 ft /s )


3 0,13

(53,4672 lbm/ft )


: 2 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,0670 in

= 0,1723 ft = 0,0525 m

Diameter Luar (OD)

: 2,3750 in

= 0,1979 ft


: 0,0233 ft2


0,0559 ft3/s = 2,3985 ft/s 0,0007 ft2

 vD  (53,4672)( 2,3985)( 0,1723) = 0,0004 = 54.646,0000 (Turbulen)



(Geankoplis,1997)

0,000046m = 0,0009 0,0525 m

(Geankoplis,1997)

Friction loss :

 A2  v 2  1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1   A1  2 .g c  2,39852 = 0,5(1 – 0) x = 0,0447 ft.lbf/lbm 2(1)(32,174) 1 elbow 90° = hf = n.Kf.

v2 2,3985 2 = 1(0,75) x 2(32,174) 2 .g c

= 0,0671 ft.lbf/lbm



v2 2,39852 = 2(2,0) x = 0,3576 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2 .g c


L.v 2 D.2.g c

40 x2,3985 2 = 4(0,0050) x (0,1723)(2)(32,174) = 0,4152 ft.lbf/lbm 2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  2,3985 2 = (1 – 0) x 2(1)(32,174)








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

(Geankoplis,1997)


=  x Wp = 0,75 x Wp = 67,9653 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp 4879,2641 = lbm/s x 67,9653 ft.lbf/lbm x (0,45359)(3600) = 0,3692 hp

1 hp 550 ft.lbf/lbm


LC.28 Pompa destilat destilasi (P-304) Fungsi

: Memompa keluaran dari penampung destilat

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Kondisi operasi

:


= 38C = 311,1500 K

 Tekanan

= 1 atm = 101,3250 kPa


= 856,4639 kg/m3 = 53,4672 lbm/ft3


= 0,6015 cP = 0,0004 lbm/fts


5,1296 lbm/s 53,4672 lbm/ft3

= 0,0959 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45 ()0,13 3

= 3,9 (0,0959 ft /s )


3 0,13

(53,4672 lbm/ft )


: 2,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,4690 in

= 0,2058 ft = 0,0627 m

Diameter Luar (OD)

: 2,8750 in

= 0,2396 ft


: 0,0332 ft2


0,0959 ft=3/s2,8880 ft/s 0,0332 ft2

 vD  (53,4672)(2,8880)( 0,2058) = 0,0004 = 78.594,0000 (Turbulen)



(Geankoplis,1997)

0,000046m = 0,0007 0,0627 m

(Geankoplis,1997)

Friction loss :



v2 2,8880 2 = 1(0,75) x 2(32,174) 2 .g c


= 0,0972 ft.lbf/lbm

v2 2,88802 = 2(2,0) x = 0,2592 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2 .g c


L.v 2 D.2.g c

100 x2,8880 2 = 4(0,0050) x (0,2058)(2)(32,174) = 1,2599 ft.lbf/lbm 2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  2,8880 2 = (1 – 0) x 2(1)(32,174)








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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 50 ft 32,174 ft/s2 Ws = 0 + (50 ft) + 0 + 1,8108 ft.lbf/lbm 32,174 ft.lbm/lbf.s2 Ws = -51,8108 lbf/lbm Effisiensi pompa,  = 75 % Ws 51,8108 Wp

=  x Wp = 0,75 x Wp = 69,0810 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp 8376,2075 (0,45359)(3600)

1 hp 550 ft.lbf/lbm


lbm/s x 69,0810 ft.lbf/lbm x

= = 0,6443 hp


LC.29 Reboiler (E-303) Fungsi

: Menaikkan temperatur campuran toluena dan furfural

Jenis

: DoublePipe Heat Exchanger

Dipakai

: Pipa 2  1 ½ in IPS, 15 ft hairpin.

Fluida panas Laju alir steam masuk = 4,57 kg/jam = 10 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 200°C = 392°F Temperatur akhir (T2) = 200°C = 212°F

Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 22738 kg/jam = 50113,7 lb m/jam Temperatur awal (t1)

= 114,732°C = 238,518°F


= 160,6°C = 321,08°F

Panas yang diserap (Q) = 8860642 J/jam = 8398,24 Btu/jam (1)


Fluida Panas T1 = 392F T2 = 392F T1 – T2 = 0F

LMTD 

(2)

Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah Selisih

Fluida dingin t2 = 321,08F t1 = 238,518F t2 – t1 = 82,56F

Selisih t1 = 70,92F t2 = 153,482F t2 – t = 82,56F

Δt 2  Δt1 82,56   106,94 F  Δt 2   153,482   ln   ln   70,92   Δt1 

Tc dan tc T T 392  392 Tc  1 2   392 F 2 2


t t 321,08  238,518 tc  1 2   279,79 F 2 2

Fluida panas : anulus, steam (6)

Flow area tube

D2 

2,38  0,1983 ft 12

(Tabel 11, Kern)

1,9 D   0,1583 ft 1 12

 (D 2  D 2 )  (0,19832  0,15832 ) 2 1  a   0,011 ft 2 a 4 4 (D 2  D 2 ) (0,19832  0,15832 ) 2 1  Diameter ekivalen = Da =  0,09 D 0,1383 1

(7)

Kecepatan massa Ga 

W aa

10 lbm/jam 0,09 ft2

=

(8)

Pada Tc = 392F,  = 0,3146 lbm/ft. jam Re a 

(7)

(Gbr.15, Kern)

D G a a µ

= (6)

= 899,6230 lbm/jam.ft2

0,09 x 899,6230 0,3146

= 257,6629 (Gbr.24, Kern)

JH = 2,1 0

Pada Tc = 392F, c = 0,45 Btu/lb m . F 2

0

k = 0,3668 Btu/(jam)(ft )( F/ft)


1 1  c    3  0,45  0,3146  3   0,728     k   0,3668  (8)

k h0 = J H De

0 ,14 1   3 c           k     w 



0,3668  0,728  1 0,09

= 2,1 

= 6,224 Btu/(jam)(ft2)(0F)

Fluida dingin : inner pipe, campuran light organics 1,61

(3)

D=

ap 

(4)

(5)

 0,134 ft

12

D2  0,0141 ft 2 4

Kecepatan massa

Gp 

w ap

Gp =

50113,7 lbm/jam 0,0141 ft2

(Pers. (7.2), Kern) = 3546481,795 lb m/jam.ft2

Pada tc = 279,79F,  = 0,556 lbm/ft2jam Re  p

(Gbr. 14, Kern)

DG p

µ 0,134 x 3546481,795 = 0,566

= 840670,744

(6)

Taksir JH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh JH = 1000

(7)

Pada tc = 279,79 0F, c = 0,48 Btu/(lbm)( 0F)

(Gbr. 24, Kern)

k = 0,36 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft) 1 1  c    3  0,48  0,566  3   0,91    0,36  k   

(8)

0 ,14 1 k  c    3    hi = J H D  k      w

hi = 1000  (9)

hi0 = hi 


0,36  0,91  1 = 2442,92 0,134

ID 1,61  2442,92   2057,1976 Btu/jam.ft2.0F OD 1,9

(Pers.6.5, Kern)


(10)


h  h o 2057,1976  6,224 UC  io   6,205Btu/(jam)(ft 2 )(F) h  ho 2057,1976  6,224 io (11)

UD Rd ketentuan = 0,003 1 1 1   RD   0,003 UD UC 6,205

UD = 6,092 Btu/(jam)(ft2)(0F)

(12)

Luas permukaan yang diperlukan Q = U D  A  t 8398,24 Q A = U x Δt = 6,092 x 106,941 = 12,89 ft2 D 12,89 Panjang pipa yang diperlukan = 0,435 = 29,63 ft Berarti diperlukan 2 pipa hairpin 15 ft yang disusun seri.

(12)

Luas sebenarnya = 30  0,435 = 13,05 ft2, maka Q 8398,24 UD = A x Δt = = 6,0177 Btu/jam.ft2.oF 13,05 x 106,941 UC – UD 6,205– 6,0177 2 o RD = U x U = 6,205 x 6,0177 = 0,005 jam.ft . F/Btu C D

Pressure drop Fluida panas : Anulus, steam (1)

De’ = (D2 – D1) = (0,1983 – 0,1583) ft = 0,04 ft 0,04 x 899,6230 = 114,3830 0,3146 0,264 f = 0,0035 + Re 0,42 a 0,264 = 0,0035 + = 0,0395 114,38300,42 s = 1, ρ = 1  62,5 = 62,5 2 4 x 0,0395 x 2 x 30 ΔFa = 4.f.G2a .L = 2.g.ρ .De’ 2 x 4,18.108 x 62,52 x 0,04 Rea’ =

(2)

(3)

V=


= 0,00003ft

Ga = 899,6230 = 0,004 fps 3600 x ρ 3600 x 62,5


V2 0,0042 Fi = 3 x =3x = 7,45.10-7 ft 2g 2 x 32,2 ’ (ΔFa + Fi) x ρ ΔPa = = 144

(0,00003+ 7,45.10-7) x 62,5 = 0,00001psi 144

Pa yang diperbolehkan = 2 psi

Fluida dingin : inner pipe, campuran light organics (1)

Untuk Rep = 840670,744 0,264 840670,744 0,42 f = 0,0035 + = 0,0044

(2) (3)

s = 1, ρ = 1  62,5 = 62,5 4.f.Gp2.L 4 x 0,0044 x 3546481,795 2 x 30 ΔFp = = = 9,833 ft 2 2.g.ρ .D’ 2 x 4,18.108 x 62,52 x 0,134 9,833 x 62,5 ΔPp = = 4,27psi 144 Pp yang diperbolehkan = 10 psi

LC.30 Pompa bottom destilasi (P-306) Fungsi

: Memompa keluaran dari reboiler (T-302) menuju cooler (E-305)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Kondisi operasi

:


= 38C = 311,1500 K

 Tekanan

= 1 atm = 101,3250 kPa

 Laju alir massa (F) = 101,9205 kg/jam = 0,0624 lb m/s  Densitas ()

= 1154,0534 kg/m3 = 72,0450 lbm/ft3


= 1,4676 cP = 0,0010 lbm/fts


0,0624 lbm/s 72,0450 lbm/ft3

= 0,0009 ft3/s

Desain pompa:


Di,opt

= 3 (Q)0,36 (µ)0,18

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0009 ft3/s )0,45 (0,0010 lbm/ft3)0,13 = 0,0682 in Dari Appendiks A.5 – 1 Geankoplis, 1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal

: 0,125 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in

= 0,0224 ft = 0,0068 m

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in

= 0,0338 ft


: 0,0004 ft2


0,0009 ft=3/s2,1659 ft/s 0,0004 ft2

 vD  (72,0450 )( 2,1659)( 0,0068) = 0,0010 = 3.546,7000 (Turbulen)



(Geankoplis,1997)

0,000046m = 0,0067 0,0068 m

(Geankoplis,1997)

Friction loss :


v2 2,1659 2 = 2(0,75) x 2(32,174) 2 .g c

= 0,1094 ft.lbf/lbm


v2 2,16592 = 2(2,0) x = 0,2916 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2 .g c


L.v 2 D.2.g c

50 x2,1659 2 (0,0068)(2)(32,174) Universitas Sumatera Utara

= 4(0,0050) x

= 8,4553 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  2,1659 2 = (1 – 0) x 2(1)(32,174)








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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 20 ft 32,174 ft/s2 Ws = 0 + (20 ft) + 0 + 8,9656 ft.lbf/lbm 32,174 ft.lbm/lbf.s2 Ws = -28,9656 lbf/lbm Effisiensi pompa,  = 75 % Ws

=  x Wp

28,9656

= 0,75 x Wp

Wp


Daya pompa : P = m x Wp 101,9205 = (0,45359)(3600) lbm/s x 38,6208 ft.lbf/lbm x = 0,0044 hp

1 hp 550 ft.lbf/lbm

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/8 hp

LC.31 Pompa (P-302) Fungsi

: Memompa filtrat dari filter press (FP-301) menuju Flash Drum (T-302)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi :

Commercial Steel


Kondisi operasi

:


= 100C = 373,15 K

 Tekanan

= 1 atm = 101,3250 kPa


= 1491,8975kg/m3 = 93,1359 lb m/ft3


= 0,3462 cP = 0,0002 lbm/fts


0,6749 lbm/s 93,1359 lbm/ft3

= 0,0072 ft3/s


= 3 (Q)0,36 (µ)0,18 3

= 3 (0,0072 ft /s )


3 0,18

(0,0002 lbm/ft )


: 0,125 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in


: 0,0004 ft


= 0,0224 ft = 0,0068 m = 0,0338 ft 2

3 0,0072 ft= /s18,1171 ft/s 2 0,0004 ft

 vD  (1,4919)( 18,1171)( 0,0688) = 0,0002 = 162.600,0000 (Turbulen)



(Geankoplis,1997)

0,000046m = 0,0067 0,0068 m

(Geankoplis,1997)

Friction loss :

 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2 .g c  18,1171 2 2(1)(32,174)


= 0,5(1 – 0) x 2 elbow 90° = hf = n.Kf.

v2 18,11712 = 2(0,75) x 2(32,174) 2 .g c



v2 18,1171 2 = 2(1,0) x = 10,2017 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2 .g c


L.v 2 D.2.g c

20 x18,1171 2 = 4(0,0200) x (0,0068)(2)(32,174) = 149,2707 ft.lbf/lbm 2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  18,11712 = (1 – 0) x 2(1)(32,174)








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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 20 ft 32,174 ft/s2 Ws = 0 + 32,174 ft.lbm/lbf.s2 (20 ft) + 0 + 174,7749 ft.lbf/lbm Ws = 194,7749 lbf/lbm Effisiensi pompa,  = 75 % Ws 194,7749 Wp

=  x Wp = 0,75 x Wp = 259,6998 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp 1.102,1266 = (0,45359)(3600) lbm/s x 259,6998 ft.lbf/lbm x = 0,3187 hp

1 hp 550 ft.lbf/lbm



LC.32 Flash Drum (T-302) Fungsi

: Memisahkan Glukosa dari asam sulfat dan air

Bentuk

: Silinder vertikal, tutup dan alas ellipsoidal

Bahan konstruksi

:

Jumlah

: 1 unit

Stainless steel, SA-203 Grade A

Kondisi Operasi : Temperatur

= 1500C

Tekanan operasi

= 1 atm

Laju alir umpan masuk

= 1102,1266 kg/jam 3

 campuran = 1498,49 kg/m = 93,66 lb m/ft3

Perhitungan : a. Menghitung volume tangki, V : V =

1102,1266 = 0,7355 m3 1498,49

Faktor kelonggaran = 20 % Volume


b. Diameter dan Tinggi Shell Direncanakan : 

Tinggi Shell : Diameter (Hs : D = 3 : 2)



Tinggi head : Diameter (Hh : D = 1: 4 )

Volume shell tangki (Vs) =

Volume tangki (Vh)

π 2 D t .H s 4

=

3 3 3 πD t = 1,1775 D t 8

=

π 3 Dt 24

(Brownell, 1959)


Vh = 0,1309D t

3

Volume tangki (V) = Vs + 2Vh 0,8826 m3 = 1,4393 D t

3

3

D t = 0,613 m =0,8496 ft

Hs = 1,274 m = 4,181 ft c. Diameter dan Tinggi Tutup Diameter Tutup = diameter tangki = 0,613 m Hh = 0,2124 m = 0,664 ft Ht = Hs + 2Hh = 1,7 m = 6 ft

d. Tebal shell tangki Volume cairan

= 0,7355m3

Volume tangki

= 0,8826 m3

Tinggi cairan dalam tangki =

0,7355 = 1,416 m 0,8826

Tekanan hidrostatik, Phid =  x g x h = 1498,49 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,416 m = 24952,52 Pa = 24,952 kPa = 3,62 psi Faktor kelonggaran

= 5%

Tekanan operasi, Poperasi = 14,696 psi + 3,62 psi = 18,316 psi Maka, Pdesign

= (1,05) (18,316 psi)

= 19,231 psi Joint efficiency (E) = 0,8 Allowable stress(S) = 16250 psi

(Brownell, 1959) (Brownell, 1959)

Umur alat (n) = 10 tahun Faktor korosi (CA) = 0,125 in/tahun

Tebal shell tangki :


PD  nCA 2SE  1,2P (19,231 Psi) (0,23 in)   10(0,125) (2x16250 Psi)(0,8)  1,2 (19,231 Psi)  1,250 in

t

Maka tebal shell standar yang digunakan = 1 ¼ in

(Brownell, 1959)

LC. 33 Tangki Penyimpanan Furfural (T-301) Fungsi : Untuk menyimpan furfural untuk kebutuhan 10 hari Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon steel, SA – 285 Grade. C Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 10 hari Kondisi Operasi

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1 atm

Volume Tangki Massa Furfural per jam

= 101,9205 kg/jam


= 101,9205 kg/jam×24 jam/hari×10 hari = 24.460,9109 kg


= 1160 kg/m3


24.460,9109 kg = 21,0870 m3 1161kg/m 3



= 1,2 x 21,0870m3 = 25,3044 m3 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2 1 Volume silinder (Vs) =  Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) 4 Vs

=

3  Dt 3 8

Tinggi head (Hh) = 1/6  D (Brownell dan Young, 1959) Volume tutup (Vh) ellipsoidal = /4  D2Hh = /4  D2(1/6  D)


= /24  D3 Vt = Vs + Vh (Brownell dan Young, 1959) Vt = (3/8  D3) + (/24  D3) Vt = 10/24  D3 24 Vt 3 24  25,3044 Diameter tangki (D)  3   2,6843 m = 105,6795 in 10 10 Tinggi silinder (Hs) = 3/2  D = 3/2  2,6843 m = 4,0264 m = 158,5193 in Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1/6  D = 1/62,6843 m = 0,4474 m = 17,6133 in Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 4,4738 m = 176,1325 in B.

Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki Volume tangki = 10/24  D3 = 10/24  (2,6843 m) 3 = 25,3044 m3 Tinggi tangki = 4,0264 m volume bahan dalam tangki  tinggi tangki Tinggi bahan dalam tangki = volume tangki 21,0870  4,0264 = 25,3044 = 3,7281 m = 146,7771 in Tekanan hidrostatis

= Densitas bahan  g  tinggi cairan dalam tangki = 1160  9,8  3,7281 = 42.381,6044 Pa = 6,1469 psia

Tekanan operasi

= 101,325 kPa = 14,696 psia





: 0,8


PR  (C  A ) (Peters dan Timmerhaus, 2004) SE  0,6P dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in) Tebal silinder (d) 


P R S E

tekanan desain (psi) jari-jari dalam tangki (in) = D/2 stress yang diizinkan efisiensi pengelasan 21,8850  105,6795/2 d  0,0042  10 12.650  0,80  0,6  21,8850   0,1564 in Dipilih tebal silinder standar = 1/4 in

D.

= = = =



: 0,8


P  Di  (C  A ) 2SE  0,2P


= = = = =


LC.34 Pompa dari Flash Drum menuju cooler (P – 307) Fungsi

: Memompa keluaran dari flash drum (T-302) menuju cooler (E-305)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi : Commercial Steel Kondisi operasi

:


= 38C = 311,1500 K

 Tekanan

= 1 atm = 101,3250 kPa

 Laju alir massa (F) = 169,0303 kg/jam = 0,1035lb m/s  Densitas ()

= 1338,2715 kg/m3 = 83,5454 lbm/ft3


 Viskositas () Laju alir volume, Q =

= 3,1248 cP = 0,0021 lbm/fts 0,1035 lbm/s 83,5454 lbm/ft3

= 0,0012 ft3/s


= 3 (Q)0,36 (µ)0,18

(Timmerhaus,1991)

= 3 (0,0012 ft3/s )0,36 (0,0021 lbm/ft3)0,18 = 0,0888 in Dari Appendiks A.5 – 1 Geankoplis, 1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal

: 0,125 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in

= 0,0224 ft = 0,0068 m

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in

= 0,0338 ft


: 0,0004 ft2


0,0012 ft3/s 0,0004 ft=2 3,0975 ft/s

 vD  (83,5454)(3,0975)( 0,0068) = 0,0021 = 2.762,6000 (Turbulen)



(Geankoplis,1997)

0,000046m = 0,0067 0,0062 m

(Geankoplis,1997)

Friction loss :


v2 3,0975 2 = 3(0,75) x 2(32,174) 2 .g c


= 0,3355 ft.lbf/lbm

v2 3,09752 = 2(1,0) x = 0,2982 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2 .g c



L.v 2 D.2.g c

35 x3,0975 2 = 4(0,0014) x (0,0068)(2)(32,174) = 1,3037 ft.lbf/lbm 2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  3,0975 2 = (1 – 0) x 2(1)(32,174)








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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 20 ft 32,174 ft/s2 Ws = 0 + (20 ft) + 0 + 2,1611 ft.lbf/lbm 32,174 ft.lbm/lbf.s2 Ws = -22,1611 lbf/lbm Effisiensi pompa,  = 75 % Ws 21, 1611 Wp

=  x Wp = 0,75 x Wp = 29,5481 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp 169,0303 = (0,45359)(3600) lbm/s x 29,5481 ft.lbf/lbm x = 0,0056 hp

1 hp 550 ft.lbf/lbm


LC.35 Kondensor (E-305) Fungsi

: Mengubah fasa uap bahan menjadi fasa cair

Jenis

: Double Pipe Heat Exchanger

Dipakai

: Pipa 1/8  1/4 in IPS, 5 ft

Jumlah

: 1 unit


Fluida panas Laju alir umpan masuk = 100 kg/jam = 220,4 lb m/jam Temperatur awal (T1) = 160,6 0C = 321,08 0F Temperatur akhir (T2) = 30 0C = 86 0F

Fluida dingin Laju alir air pendingin = 502,924 kg/jam = 1109 lb m/jam Temperatur awal (t1)

= 28 0C = 82,4 0F


= 60 0C = 140 0F

Panas yang diserap (Q) = 67291311,38 J/jam = 63779,6 Btu/jam

(3)


Fluida Panas T1 = 321,08 0F T2 = 86 0F

Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah

T1 – T2 = 235,08 0F

LMTD 

(4)

Selisih

Fluida dingin t2 = 140 0F t1 = 82,4 0F t2 – t1 = 57,6 0F

Selisih t1 = 181,08 0F t2 = 3,6 0F t2 – t1 = -177,48 0F

Δt 2  Δt1  177,48   45,298 0F  Δt 2   3,6   ln   ln   181,08   Δt1 

Tc dan tc Tc 

T1  T2 321,08  86   203,54 0F 2 2

tc 

t1  t 2 82,4  140  111,2 0F  2 2

Fluida dingin : anulus, air pendingin. (9)

Flow area tube

D2 

0,54  0,045 ft 12

(Tabel 11, Kern)

0,405 D   0,034 ft 1 12

a  a

 (D 2  D 2 )  (0,0452  0,0342 ) 2 1   0,00069 ft 2 4 4


(D 2  D 2 ) (0,0452  0,0342 ) 2 1  Equivalen diam = Da =  0,026 D 0,034 1

(10)

Kecepatan massa Ga 

W aa

1109 lb m/jam 0,026 ft2

=

(11)

= 1594285,69 lb m/jam.ft2

Pada tc = 111,2 0F,  = 0,484 lb m/ft. jam

Re a 

D G a a µ

= 0,026 x 1594285,69 0,484 (6)

(Gbr.14, Kern)

= 86466,94084

JH = 500 (Gbr.24, Kern)

(7)

0

0

Pada tc = 111,2 F, c = 0,47 Btu/lbm . F 2

0

k = 0,386 Btu/(jam)(ft )( F/ft)


1 1  c    3  0,47  0,484  3   0,838     k   0,386 

(8)

0 ,14 1 k  c    3    h0 = J H De  k      w

= 500 


0,386  0,838  1 0,026

= 6164,257 Btu/(jam)(ft2)(0F)

Fluida panas : inner pipe, campuran light organics (3)

D=

0,269  0,0224 ft 12


D2  0,0004 ft 2 4

ap  (4)

Kecepatan massa

Gp 

w ap 220,4 lb m/jam 0,0004ft2

=

(5)

(Pers. (7.2), Kern) = 558727,266 lbm/jam.ft2

Pada Tc = 237,22 0F,  = 0,429 lbm/ft2jam Re  p

(Gbr. 15, Kern)

DG p

µ = 0,0224 x558727,266 = 29195,344 0,5082

(6)

Dari Gbr. 24, Kern, diperoleh JH = 450

(7)

Pada Tc = 203,54 0F, c = 0,35 Btu/(lbm)(F)

(Gbr. 24, Kern)

k = 0,38 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft) 1 1  c    3  0,35  0,429  3   0,7338    0,38  k   

(8)

(9)

0 ,14 1 k  c    3    hi = J H D  k      w


hi = 450 

0,38  0,7338  1 = 5597,650 0,0224

hi0 = hi 

ID 0,269  5597,650   3717,9457 Btu/(jam)(ft2)(0F) OD 0,405

(Pers.6.5, Kern)

(10)


h  h o 3717,9457  6164,257 UC  io   2319,156 Btu/(jam)(ft 2 )(F) h  h o 3717,9457  6164,257 io (11)

UD Rd ketentuan = 0,003


1 1 1   RD   0,003 UD UC 2319,156 UD = 291,4439 Btu/(jam)(ft2)(0F) (12)

Luas permukaan yang diperlukan Q = U D  A  t 63779,6 Q A = U x Δt = 291,4439 x 43,03 = 5,08 ft2 D 5,08 Panjang yang diperlukan = = 11 lin ft 0,435

Berarti diperlukan 2 pipa hairpin 5 ft yang disusun seri. (13)

Luas sebenarnya = 10  0,435 = 4,35 ft2, maka UD =

Q = A x Δt

UC – UD RD = UC x UD =

63779,6 2 x 43,03

= 340,709 Btu/jam.ft2.oF

2319,156 – 340,709 2319,156 x 340,709

= 0,003 jam.ft2.oF/Btu

Pressure drop Fluida dingin : Anulus, air pendingin. (1)

De’ = (D2 – D1) = 0,011 ft 0,011 x 1594285 = 37057,26036 0.484 f = 0,0035 + 0,264 Rea’0,42 0,264 = 0,0035 + = 0,0066 37057,260360,42 Rea’ =

(2) (3)


s = 1, ρ = 1  62,5 = 62,5 4.f.Ga2.L 4 x 0,0066 x 37057,260362 x 10 ΔFa = 2.g.ρ2.De’ = 2 x 4,18.108 x 62,52 x 0,011 = 20,7 ft Ga 37057,26036 V= = = 7,085 fps 3600ρ 3600 x 62,5 2 2 V 7,085 Fi = 3 x = = 2,33 2g’ 2 x 32,2 (ΔFa + Fi) x ρ (20,7 + 2,33) x 62,5 ΔPa = = = 10 psi 144 144 Pa yang diperbolehkan = 10 psi


Fluida panas : inner pipe, campuran light organics. (1)

Untuk Rep = 29195,345 0,264 f = 0,0035 + 29195,345 0,42

= 0,007

s = 0,82, ρ = 0,82  62,5 = 51,25 4.f.Gp2.L 4 x 0,007 x 558727,266 2 x 10 ΔFp = = = 1,78 ft 2 2.g.ρ .D’ 2 x 4,18.108 x 51,25 2 x 0,011 1,78 x 51,25 ΔPp = = 0,63 psi 144 Pp yang diperbolehkan = 2 psi

(2) (3)

LC.36 Tangki Penyimpanan Glukosa (TK-302) Fungsi

: Untuk menyimpan glukosa

Bentuk


Bahan


Jumlah

: 1 unit

Lama Penyimpanan : 10 hari Kondisi Operasi

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1 atm

Volume Tangki Kebutuhan glukosa per jam = 933,0963 kg/jam Total massa bahan dalam tangki

= 933,0963 kg/jam×24 jam/hari×10 hari = 223943,1167 kg


= 1540 kg/m3

223943,1167 kg = 145,4176 m3 1540 kg/m 3 Faktor kelonggaran = 20 % (Perry dan Green, 1999) 3 Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 145,4176 m

Total volume bahan dalam tangki

=

= 1,2 x 145,4176 m3 = 174,5011 m3 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2 1 Volume silinder (Vs) =  Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) 4


Vs

=

3  Dt 3 8

Tinggi head (Hh) = 1/6  D (Brownell dan Young, 1959) 2 Volume tutup (Vh) ellipsoidal = /4  D Hh = /4  D2(1/6  D) = /24  D3 Vt = Vs + Vh (Brownell dan Young, 1959) Vt = (3/8  D3) + (/24  D3) Vt = 10/24  D3 24 Vt 3 24  174,5011 Diameter tangki (D)  3   5,1903 m = 201,1523 in 10 10 Tinggi silinder (Hs) = 3/2  D = 3/2  5,1903 m = 7,6639 m = 301,728392 in Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1/6  D = 1/6 5,1903 m = 0,8515 m = 33,525 in Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 8,5155 m = 335,253 in B.

Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki Volume tangki = 10/24  D3 = 10/24  (5,1903 m ) 3 = 174,5011 m3 Tinggi tangki = 8,5155 m volume bahan dalam tangki  tinggi tangki Tinggi bahan dalam tangki = volume tangki 145,4176 8,5155 = 174,5011 = 7,0962 m Tekanan hidrostatis

= Densitas bahan  g  tinggi cairan dalam tangki = 1540  9,8  7,0962 = 107096,2455 Pa = 15,534 psia

Tekanan operasi

= 101,325 kPa = 14,696 psia





: 0,8



PR  (C  A ) (Peters dan Timmerhaus, 2004) SE  0,6P dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in) P = tekanan desain (psi) R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diizinkan E = efisiensi pengelasan 31,7404  5,1903/2 d  0,0042  10  12.650  0,80  0,6  31,7404   0,3580 in Dipilih tebal silinder standar = 1/2 in Tebal silinder (d) 

D.

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

: 0,0042 in/tahun 2



: 0,8

- Umur alat (A) direncanakan :10 tahun - Tebal head (dh) 

P  Di  (C  A ) 2SE  0,2P


dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in) P = tekanan desain (psi) Di = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan E = efisiensi pengelasan

31,7404  5,1903 2  12650  0,8  0,2  31,7404  0,3575 in

dh 



 0,0042  10 

Dipilih tebal head standar = 1/2 in


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

: menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: bar screen

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : stainless steel Kondisi operasi: - Temperatur

= 28°C

- Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

Laju alir massa (F)

(Geankoplis, 1997)

=

9419,1393 kg/jam 9419,1393 kg / jam  1 jam / 3600s = 0,0026 m3/s = 996,24 kg / m3

Laju alir volume (Q)

Dari tabel 5.1 Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater Ukuran bar: Lebar bar = 5 mm; Tebal bar = 20 mm; Bar clear spacing = 20 mm; Slope = 30° Direncanakan ukuran screening: Panjang screen

= 2m

Lebar screen

= 2m

Misalkan, jumlah bar = x Maka,

20x + 20 (x + 1) = 2000 40x = 1980 x = 49,5  50 buah

Luas bukaan (A2) = 20(50 + 1) (2000) = 2.040.000 mm2 = 2,04 m2 Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan Cd = 0,6 dan 30% screen tersumbat.

Head loss (h) =

Q2 (0,0026)2  2 2 2 (9,8) (0,6)2 (2,04)2 2 g Cd A 2


= 2,37 .10-7 m dari air = 0,000237 mm dari air

2000

2000

20

Gambar LD-1: Sketsa sebagian bar screen , satuan mm (dilihat dari atas)

2. Bak Sedimentasi (BS) Fungsi

: untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jumlah

:1

Jenis

: beton kedap air

Data : : temperatur = 28 oC

Kondisi penyimpanan

tekanan

= 1 atm

Laju massa air

: F = 9469,1393 kg/jam

= 5,7988 lbm/s

Densitas air

:

996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3

Laju air volumetrik, Q 

F 5,7988 lbm/s   0,0932 ft 3/s 3 ρ 62,1936 lbm/ft

= 0,0026 m3/s = 5,5941 ft3/min

Desain Perancangan : Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif (Kawamura, 1991). Perhitungan ukuran tiap bak : Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir adalah (Kawamura, 1991) :

 0 = 1,57 ft/min atau 8 mm/s Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi :


Kedalaman tangki 12 ft Lebar tangki 2 ft Q 5,5941 ft 3/min   0,2331ft/min At 12 ft x 2 ft

Kecepatan aliran v 

Desain panjang ideal bak :

 h L = K  0

  v 

(Kawamura, 1991)

dengan : K = faktor keamanan = 1,5 h = kedalaman air efektif ( 10 – 16 ft); diambil 15 ft.

Maka :

L = 1,5 (12/1,57) . 0,2331 = 2,6724 ft

Diambil panjang bak = 2,75 ft = 0,8382 m

Uji desain : Waktu retensi (t) : t 

Va Q

= panjang x lebar x tinggi laju alir volumetrik 

(12 x 2,75 x 2) ft 3 = 11,8 menit 5,5941 ft 3 / min

Desain diterima ,dimana t diizinkan 6 – 15 menit (Kawamura, 1991).

Surface loading :

Q laju alir volumetrik  A luas permukaan masukan air

=

5,5941 ft3/min (7,481 gal/ft3) 2,75 ft x 2 ft

= 7,61 gpm/ft2 Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 – 10 gpm/ft2 (Kawamura, 1991).


Headloss (h); bak menggunakan gate valve, full open (16 in) : h = K v2 2g = 0,12 [0,2331 ft/min. (1min/60s) . (1m/3,2808ft) ]2 2 (9,8 m/s2) = 0,000001689 m dari air. 3. Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01) Fungsi

: Membuat larutan alum [Al2(SO4)3]

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C Jumlah

: 1

Data: Kondisi pelarutan: Temperatur = 28C Tekanan Al2(SO4)3 yang digunakan

= 1 atm = 50 ppm

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

= 0,4735 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30  = 1363 kg/m3 = 85,0889 lb m/ft3 Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1999)

Perhitungan: Ukuran Tangki Volume larutan, Vl 

0,4735 kg/jam  24 jam/hari  30 hari 0,3  1363 kg/m 3

= 0,8337 m3 Volume tangki, Vt = 1,2  0,8337 m3


= 1,0004 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3

1 2 πD H 4 1 3  1,0004 m 3  πD 2  D  4 2  3 1,0004 m 3  πD3 8 V

Maka:

D = 0,9471 m ; H = 1,4207 m


=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder

(0,8337)(1,4207) (1,0004)

= 1,1839 m = 3,8841 ft

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x h = 1363 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,1839 m = 15.813,8405 Pa = 15,8138 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 15,8138 kPa + 101,325 kPa = 117,1388 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (117,1388 kPa) = 122,9958 kPa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959) (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

PD 2SE  1,2P (122,9958kPa)( 0,9471m)  2(87,218,714 kPa)(0,8)  1,2(122,9958kPa)  0,0008 m  0,0329 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in



Daya Pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

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

; Da = 1/3 x 0,9471 m = 0,3157 m

E/Da = 1

; E = 0,3157 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,3157 m = 0,0789 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,3157 m = 0,0631 m

J/Dt

; J = 1/12 x 0,3157 m = 0,0789 m

= 1/12

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

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 2 putaran/det Viskositas Al2(SO4)3 30  = 6,7210 -4 lbm/ftdetik

( Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, N Re 

N Re 

ρ N D a 2 µ

(Geankoplis, 1997)

85,088920,3157 x3,28082 6,72  10 4

 271.682,3676

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:


5

K T .n 3 .D a ρ P gc

(McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)

6,3 (2 put/det)3.(0,3157  3,2808 ft)5 (85,0889 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2 1Hp  158,8978 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det  0,2889 Hp

P

Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

0,2889 = 0,3611 hp 0,8

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

: Membuat larutan soda abu (Na2CO3)

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C Jumlah

: 1

Data : Kondisi pelarutan : Temperatur = 28°C Tekanan Na2CO3 yang digunakan

= 1 atm = 27 ppm

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

= 0,2557 kg/jam

Densitas Na2CO3 30 

= 1327 kg/m3 = 82.845 lbm/ft3

Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1999)

Perhitungan Ukuran Tangki


Volume larutan, Vl 

0,2557 kg/jam  24 jam/hari  30 hari 0,3  1327 kg/m 3

= 0,4624 m3 Volume tangki, Vt = 1,2  0,46 m3 = 0,5549 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3

1 2 πD H 4 1 3  0,5549 m 3  πD2  D  4 2  3 0,5549 m 3  πD3 8 V

Maka:

D = 0,7782 m ; H =1,1673 m


=


(0,4624)(1,1673) = 0,9727 m = 3,1913 ft (0,5549)

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 1327 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,9727 m = 12.649,8483 Pa = 12,6498 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 12,6498 kPa + 101,325 kPa = 113,9748 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (113,9748 kPa) = 119,6736 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:


PD 2SE  1,2P (119,6736 kPa) (0,7782m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(119,6736 kPa)  0,0007 m  0,0263 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,0263 in + 1/8 in = 0,1513 in



Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 x 0,7782 m = 0,2594 m

E/Da = 1

; E = 0,2594 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,2594 m = 0,0648 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,2594 m = 0,0519 m

J/Dt

; J

= 1/12

= 1/12 x 0,2594 m = 0,0648 m


= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 2 putaran/det Viskositas Na2CO3 30  = 3,6910-4 lbm/ftdetik

(Othmer, 1967)


N Re 

ρ N D a 2 µ

82,84520,2594 x3,28082 3,69  10 4

(Geankoplis, 1997)

 325.194,7670


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

K T .n 3 .D a ρ P gc

( McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)

6,3.(2 put/det)3.(3,2808  0,2594 ft) 5 (82,845 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2 1hp  7,2408 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det  0,0132 hp

P

Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

0,0132 = 0,0165 hp 0,8

5. Clarifier (CL) Fungsi

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

Tipe

: External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk

: Circular desain

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C

Data: Laju massa air (F1)

= 9469,1393 kg/jam

Laju massa Al2(SO4)3 (F2)

= 0,4735 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3)

= 0,2543 kg/jam

Laju massa total, m

= 9469,8685 kg/jam = 2,6305 kg/detik

Densitas Al2(SO4)3

= 2,710 kg/m3

(Perry, 1999)

Densitas Na2CO3

= 2,533 kg/m3

(Perry, 1999)

Densitas air

= 996,2 kg/m3

(Perry, 1999)

Reaksi koagulasi: Al2(SO4)3 + 3 Na2CO3 + 3 H2O  2 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 3CO2


Perhitungan: Dari Metcalf & Eddy, 1984, diperoleh : Untuk clarifier tipe upflow (radial): Kedalaman air = 3-10 m Settling time = 1-3 jam Dipilih : kedalaman air (H) = 4 m, waktu pengendapan = 2 jam

Diameter dan Tinggi clarifier Densitas larutan,



9419,0606  0,4710  0,2543 9419,0606 0,4710 0,2543   996,2 2.710 2.533

 = 996,2478 kg/m3 = 0,9962 gr/cm3 Volume cairan, V =

9469,1393 kg / jam  1,5 jam  14,2583 m3 996,2478

V = 1/4  D2H 1/ 2

4V 1 / 2  4  14,2583  D= ( )   H  3,14  3  Maka, diameter clarifier Tinggi clarifier

 2,4606 m = 2,4606 m

= 1,5 D = 3,6909 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 996,2478 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,6909 m = 29,2897 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 29,2897 kPa + 101,325 kPa = 130,6147 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (130,6147 kPa) = 137,1454 kPa



(Brownell,1959)

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

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD 2SE  1,2P (137,1454 kPa) (2,4606 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(137,1454 kPa)  0,0024 m  0,0953 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,0951 in + 1/8 in = 0,2203 in

Desain torka yang diperlukan untuk operasi kontinu yang diperlukan untuk pemutaran (turnable drive) :

(Azad, 1976)

T, ft-lb = 0,25 D2 LF Faktor beban (Load Factor) : 30 lb/ft arm (untuk reaksi koagulasi sedimentasi ) Sehingga :

T = 0,25 [(2,4606 m).(3,2808 ft/m) ]2.30 T = 488,7623 ft-lb

Daya Clarifier P = 0,006 D2 dimana:

(Ulrich, 1984)

P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006  (2,4541)2 = 0,0361 kW = 0,0485 Hp

6. Tangki Filtrasi (TF) Fungsi

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

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C Jumlah

: 1


Data : Kondisi penyaringan : Temperatur = 28°C Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 9469,1393 kg/jam

Densitas air

= 996,24 kg/m3 = 62,195 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

Tangki filter dirancang untuk penampungan ¼ jam operasi. Direncanakan volume bahan penyaring =1/3 volume tangki

Ukuran Tangki Filter Volume air, Va 

9469,1393 kg/jam  0,25 jam 996,24 kg/m 3

= 2,3762 m3

Volume total = 4/3 x 2,3762 m3 = 3,1683 m3 Faktor keamanan 20 %, volume tangki = 1,05 x 3,1683 = 3,8020 m3 -

Volume silinder tangki (Vs) =

.Di 2 Hs 4

Direncanakan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 1 Vs =

3 .Di 3 4

3,8020 m3 =

3 .Di 3 4

Di = 1,4466 m; H = 4,3397 m Tinggi penyaring = ¼ x 4,3397 m = 1,0849 m Tinggi air = ¾ x 4,3397m = 3,2548 m Perbandingan tinggi tutup tangki dengan diameter dalam adalah 1 : 4 Tinggi tutup tangki = ¼ (1,4466) = 0,3616 m Tekanan hidrostatis, Pair =  x g x l = 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,2548 m = 31.776,9002 Pa = 31,7769 kPa Faktor kelonggaran = 5 %


Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 31,7769 kPa + 101,325 kPa = 133,1019 kPa Maka, Pdesign = (1,05) (133,1019 kPa) = 139,7570 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki :

PD 2SE  1,2P (139,7570 kPa) (1,4466 m)  (87.218,714 kPa)(0,8)  0,6.(139,75701 kPa)  0,0015 m  0,0571in

t

Faktor korosi

= 1/8 in


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

: Menampung air untuk didistribusikan

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi penyimpanan

: Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : Temperatur

= 28 oC

Laju massa air

= 9469,1393 kg/jam = 5,7989 lbm/s

Densitas air

= 996,24 kg/m3 = 62,1936 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

Kebutuhan perancangan = 4 jam Perhitungan Ukuran Tangki : Volume air, Va 

9469,1393 kg/jam  4 jam = 38,0195 m3 996,24 kg/m 3

Volume tangki, Vt = 1,2  38,0195 m3 = 45,6234 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 5 : 6


1 2 πD H 4 1 6  45,6234 m 3  πD2  D  4 5  3 45,6234 m 3  πD3 10 V

D = 3,6451 m ; Tinggi cairan dalam tangki

H = 4,3741 m =


=

(38,0195 )(4,3741) = 3,6451 m = 11,9589 ft (45,6234)

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l

= 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,6451 m = 35.587,8982 Pa = 35,5879 kPa

Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 35,5879 + 101,325 kPa = 136,9129 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05)( 136,9129) = 143,7585 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE  1,2P

(143,7585 kPa) (3,6451 m) 2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(143,7585 kPa)  0,0038 m  0,1480 in

t

Faktor korosi = 1/8 in. Tebal shell yang dibutuhkan = 0,1480 in + 1/8 in = 0,2730 in

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

: menampung air untuk didistribusikan ke domestik


Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi operasi : Temperatur

= 30C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 1040 kg/jam

Densitas air

= 996,68 kg/m3

(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 24 jam Faktor keamanan

= 20 

Perhitungan: a. Volume tangki Volume air, Va 

1040 kg/jam  24 jam = 25,0683 m3 3 995,68 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2  25,0683 m3 = 30,082 m3

b. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H =2 : 3 1 2 πD H 4 1 3  30,082 m 3  πD2  D  4 2  3 30,082 m 3  πD3 8 V

Maka, D = 2,95 m H = 4,42 m Tinggi air dalam tangki =

30,0820 m 3 x 4,42 m = 3,68 m 25,0683 m 3

c. Tebal tangki


Tekanan hidrostatik P = xgxl = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,68 m = 35,9229 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 35,9229 kPa + 101,325 kPa = 137,2479 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (137,2479 kPa) = 144,1102 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kP

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

PD 2SE  1,2P (144,1102 kPa) (2,95 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(144,110 kPa)  0,0030 m  0,1199 in

t

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1199 in + 1/8 in = 0,2449 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

(Brownell,1959)

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

: Membuat larutan asam sulfat

Bentuk


Bahan konstruksi : Low Alloy Steel SA–203 grade A Kondisi pelarutan : Temperatur = 28°C ; Tekanan = 1 atm H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 5  ( berat) Laju massa H2SO4

= 1,5740 kg/jam

Densitas H2SO4

= 1.061,7 kg/m3 = 66,2801 lb m/ft3


= 30 hari

(Perry, 1999)


Faktor keamanan

= 20 

Ukuran Tangki Volume larutan, Vl 

1,5740 kg/jam  30 hari  24 jam = 21,3479 m3 3 0,05  1061,7 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2  21,3479 m3 = 25,6175 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 3 : 4

1 2 πD H 4 1 4  25,6175 m 3  πD 2  D  4 3  1 25,6175 m 3  πD3 3 V

Maka: D = 2,9034 m ; H = 3,8712 m Tinggi larutan H2SO4 dalam tangki =

=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder 21,3479  3,8712 25,6175

= 3,2260 m = 10,5839 ft Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 1061,7 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,2260 m = 33.565,6307 Pa = 33,5656 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 33,5656 kPa + 101,325 kPa = 134,8906 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (134,8906 kPa) = 141,6352 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959)

Allowable stress = 12,650 psia = 112.039,85 kPa

(Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:


PD 2SE  1,2P (141,6352kPa) (2,9034 m)  2(112.039,85 kPa)(0,8)  1,2(141,6352 kPa)  0,003 m  0,1250 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in




Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 x 2,9035 m = 0,9678 m = 3,1752

E/Da = 1

; E = 0,9678 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,9678 m = 0,2420 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,9678 m = 0,1936 m

J/Dt

; J = 1/12 x 0,9678 m = 0,2420 m

= 1/12

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas H2SO4 5  = 0,012 lb m/ftdetik

(Othmer, 1967)


N Re 

ρ N D a  µ

2

(Geankoplis, 1983)

66,28011(0,9130 x3,1752)2 0,012

 55.684,9586


P

K T .n 3 .D a ρ gc

KT = 6,3

(McCabe, 1999) (McCabe, 1999)


6,3 (1 put/det)3 .(3,1752 ft) 5 (66,2801 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2 1Hp  4189,4991 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det  7,6155 Hp

P

Efisiensi motor penggerak = 80 

7,6155 = 9,5193 hp 0,8

Daya motor penggerak =

10. Penukar Kation/Cation Exchanger (CE) Fungsi

: Mengurangi kesadahan air

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi


Kondisi penyimpanan : Temperatur = 28°C Tekanan

= 1 atm

Data : Laju massa air

= 6112,9270 kg/jam = 3,7435 lb m/detik

Densitas air

= 996,24 kg/m3 = 62,195 lbm/ft3

(Geankoplis,1997)


= 20 

Ukuran Cation Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar kation

= 3 ft = 0,9144 m

- Luas penampang penukar kation = 9,6 ft2 Tinggi resin dalam cation exchanger = 2,5 ft = 0,7620 m Tinggi silinder = 1,2  2,5 ft = 3,0 ft Diameter tutup = diameter tangki = 3 ft Rasio axis = 2 : 1


Tinggi tutup =

11  3  0,75 ft 2 2

(Brownell,1959) Sehingga, tinggi cation exchanger = 3,0 ft + 0,75 ft = 3,75 ft

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7620 m = 7439,6123 Pa = 7,4396 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 7,4396 kPa + 101,325 kPa = 108,7646 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (108,7646 kPa) = 114,2028 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)


t

Faktor korosi

= 1/8 in


11. Tangki Pelarutan NaOH (TP-04) Fungsi

: Tempat membuat larutan NaOH

Bentuk


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

:1

Data : Laju alir massa NaOH

= 1,2492 kg/jam

Waktu regenerasi

= 24 jam


NaOH yang dipakai berupa larutan 4% (% berat) Densitas larutan NaOH 4% = 1518 kg/m3 = 94,7689 lbm/ft3 (Perry, 1999) Kebutuhan perancangan = 30 hari Faktor keamanan = 20%,

Perhitungan Ukuran Tangki Volume larutan, (V1) =

(1,2492 kg / hari)(30 hari) (0,04)(1518 kg / m 3 )

= 1,1850 m3

= 1,2 x 1,1850 m3 = 1,4220 m3

Volume tangki

Volume silinder tangki (Vs)

π Di 2 Hs 4

=

(Brownell,1959)

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 2

Maka :

Vs =

π Di 2 Hs = 1,4220 m3 4

Di = 1,0649 m Hs = 3/2 x Di = 1,5974 m


=


(1,1850 m 3 )(1,5974 m) = 1,3311 m 1,4220 m 3

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 1.518 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,3311 m = 19,8016 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 19,8016 kPa + 101,325 kPa = 121,1266 kPa


Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,2) (121,1266 kPa) = 145,3519 kPa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959) (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

PD 2SE  1,2P (145,3519 kPa) (1,0649 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(145,3519 kPa)  0,0011 m  0,0437 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in




Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 x 1,0649 m = 0,3550 m = 1,1645 ft

E/Da = 1

; E = 0,3550 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,3550 m = 0,0887 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,3550 m = 0,0710 m

J/Dt

; J = 1/12 x 0,3550 m 0,0887 m

= 1/12


= lebar baffle

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

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,


N Re 

N Re 

ρ N D a 2 µ

(Geankoplis, 1997)

94,7689 11,16452 4,302  10 4

 298.734,7650


K .n 3 .D a ρ P T gc

( McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)

P

6,3.(1 put/det)3.(1,1645)5 (94,7689 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2

 0,0727 hp

Efisiensi motor penggerak = 80 

0,0727 = 0,0908 hp 0,8

Daya motor penggerak =

12. Tangki Penukar Anion (anion exchanger) (AE) Fungsi

: Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder tegak dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, Grade B Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 280C Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 6112,9270 kg/jam

Densitas air

= 996,24 kg/m3

(Geankoplis, 1997)


= 20 

Ukuran Anion Exchanger Dari Tabel 12.3, The Nalco Water Handbook, diperoleh:


- Diameter penukar anion

= 3 ft = 0,9144 m

- Luas penampang penukar anion

= 9,6 ft2

Tinggi resin dalam anion exchanger = 2,5 ft Tinggi silinder = 1,2  2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m Diameter tutup = diameter tangki = 0,3048 m Rasio axis = 2 : 1 Tinggi tutup =

11  0,9144  0,2286 m 22

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi anion exchanger = 0,9144 + 2(0,2286) = 2,06 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7620 m = 7439,6123 Pa = 7,4396 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 7,4396 kPa + 101,325 kPa = 108,7646 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (108,7646 kPa) = 114,2028 kPa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell, 1959) (Brownell, 1959)


t

Faktor korosi

= 1/8 in


13. Deaerator (DE) Fungsi

: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel


Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 90 0C Tekanan

= 1 atm

Kebutuhan Perancangan : 24 jam Laju alir massa air = 6112,9270 kg/jam Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3

(Perry, 1999)

Faktor keamanan = 20  a. Perhitungan Ukuran Tangki : 6112,9270 kg/jam  24 jam = 147,2640 m3 3 996,24 kg/m

Volume air, Va 

Volume tangki, Vt = 1,2  147,2640 m3 = 176,7168 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

1 2 πD H 4 1 3  176,7168 m 3  πD2  D  4 2  3 176,7168 m 3  πD3 8 V

Maka: D = 5,3142 m ; H = 7,9713 m Tinggi cairan dalam tangki

=

147,2640 x 7,9713 = 6,6428 m 176,7168

b. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 5,3142 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1 Tinggi tutup

=

1 x 5,3142 m  1,3286 m 4

(Brownell,1959)

Tinggi tangki total = 7,9717 + 2(1,3286) = 10,6284 m

c. Tebal tangki


Tekanan hidrostatik P = xgxl = 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 6,6428 m = 64.8543 Pa = 64,854 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 64,854 kPa + 101,325 kPa = 166,1793 kPa Faktor kelonggaran

= 5%

Maka, Pdesign = (1,05) (166,1793 kPa) = 174,4883 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12.650 psia = 87.208,714 kP

(Brownell,1959)


t


(Brownell,1959)

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

14. Ketel Uap (KU) Fungsi

: Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis

: Ketel pipa api

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : Carbon steel Data : Uap jenuh yang digunakan bersuhu 200 C Saturated Steam,473,15 kPa Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh kalor laten steam 1938,6 kj/kg = 833,462 Btu/lbm. Total kebutuhan uap

= 6112,9270 kg/jam = 13.476,7676 lbm/jam


Perhitungan: Menghitung Daya Ketel Uap W 

34,5  P  970,3 H

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

833,462  13.476,7676 = 335,5413 hp 34,5  970,3

Menghitung Jumlah Tube Luas permukaan perpindahan panas, A = P  10 ft2/hp = 335,5413 hp  10 ft2/hp = 3355,4130 ft2 Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi: - Panjang tube, L = 30 ft - Diameter tube 4 in - Luas permukaan pipa, a = 1,178 ft2/ft

(Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube,

Nt 

A 3355,4130  = 142,4379  145 buah ' La 20  1,178

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

: Membuat larutan kaporit [Ca(ClO)2]

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C

Kondisi operasi:


Temperatur

= 28 C

Tekanan

= 1 atm

Ca(ClO)2 yang digunakan

= 2 ppm

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

= 0,0030 kg/jam

Densitas Ca(ClO)2 70 

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


= 90 hari

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1997)

Perhitungan a. Ukuran Tangki Volume larutan, Vl 

0,003 kg / jam  24 jam / hari  90 hari = 0,0072 m3 0,7  1272 kg / m 3

Volume tangki, Vt = 1,2  0,0072 m3 = 0,0086 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

1 V  D 2 H 4 1 3  0,0086 m 3  D 2  D  4 2  3 0,0086 m 3  D 3 8 Maka: D = 0,19 m ; H = 0,29 m Tinggi cairan dalam tangki

=

(0,0068)(0,29) = 0,24 m (0,0072)

b. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = xgxl = 1272 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,24 m = 3,0291 kPa


Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 3,0291 kPa + 101,325 kPa = 104,3541 kPa

Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (104,3541 kPa) = 109,5718 kPa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12,650 psia = 87.218,714 kP Tebal shell tangki: PD 2SE  1,2P (109,5718 kPa) (0,19 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(109,5718 kPa)  0,0002 m  0,0060 in

t


c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,19 m = 0,06 m = 0,21 ft E/Da = 1

; E = 0,06

L/Da = ¼

; L = 1/4 x 0,21 m = 0,016 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,21 m = 0,013 m J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 0,19 m = 0,016 m dengan : Dt

= diameter tangki

Da

= diameter impeller

E

= tinggi turbin dari dasar tangki

L

= panjang blade pada turbin

W

= lebar blade pada turbin

J

= lebar baffle


Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas kalporit

= 6,719710 -4 lbm/ftdetik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, N Re

 N Da 2  

N Re 

(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1983)

79,408810,212 6,7194  10  4

 5341

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

K .n 3 .D a ρ P T N Re g c

KT

P

= 6,3

6,3.(1 put/det)3 .(0,21 ft) 5 (79,4088 lbm/ft 3 ) 1hp x 3 2 550 ft.lbf/det (5,341.10 )(32,17 lbm.ft/lbf.det )

 2,2985.10 9 hp Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

2,2985.10 9 = 2,8732.10 -9 hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 1/20 hp

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

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

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

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

: 1 unit

Kondisi operasi : Suhu air masuk menara (TL2)

= 60 C = 140 F

Suhu air keluar menara (TL1)

= 30 C = 86 F

Suhu udara (TG1)

= 28 C = 82,4F

Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, Tw = 78F.


Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,022 kg uap air/kg udara kering Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,25 gal/ft2menit Densitas air (60C)

= 983,24 kg/m3

Laju massa air pendingin

= 39.009,8919 kg/jam

(Perry, 1999)

Laju volumetrik air pendingin = 39.009,8919 / 983,24 = 39,6748 m3/jam Kapasitas air, Q = 39,6748 m3/jam  264,17 gal/m3 / 60 menit/jam = 174,6817 gal/menit Faktor keamanan = 20% Luas menara, A = 1,2 x (kapasitas air/konsentrasi air) = 1,2 x (174,6817 gal/menit) /(1,25 gal/ft2. menit)= 167,6944 ft2 Laju alir air tiap satuan luas (L) =

(39.009,8919 kg/jam).(1 jam).(3,2808 ft) 2 (167,6944 ft 2 ).(3600 s).(1m2 )

= 0,6955 kg/s.m2 Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6 Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 0,5796 kg/s.m2 Perhitungan tinggi menara : Dari Pers. 9.3-8, Geankoplis, 1997 : Hy1 = (1,005 + 1,88 x 0,022).103 (28 – 0) + 2,501.106 (0,022) = 84,3200.103 J/kg

Dari Pers. 10.5-2, Geankoplis, 1997 : 0,5796 (Hy2 – 84,320.103) = 0,6955 (4,187.103).(60-28) Hy2 = 235,052.103 J/kg


500,0 450,0

Hy J/Kg 10^-3

400,0 350,0 300,0 250,0

Garis kesetimbangan Garis Operasi

200,0 150,0 100,0 50,0 -

10,0

20,0

30,0

40,0

50,0

60,0

70,0

Temperatur (C)

Gambar LD.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT) Ketinggian menara, z =

Hy 2

G

.

M.kG.a.P



Hy1

dHy Hy *  Hy

(Geankoplis, 1997)

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

hy*

1/(hy*-hy)

84,3

110,0

0,0389

124,0

164,0

0,0250

161,0

215,0

0,0185

210,0

320,0

0,0091

235,1

360,0

0,0080


0,0450 0,0400 1/(hy*-hy)

0,0350 0,0300 0,0250 0,0200 0,0150 0,0100 0,0050 -

50,0

100,0

150,0

200,0

250,0

hy

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

Hy 2



Hy1

dHy = 2,3316 Hy *  Hy

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

1,356 (2,3316) 29 (1,207.10-7)(1,013.10 5)

= 8,9167 m = 9 m Diambil

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

diperoleh tenaga kipas 0,03 Hp/ft2. Daya yang diperlukan = 0,03 Hp/ft2  142.1444 ft2 = 4,2643 hp Digunakan daya standar 5 hp

17. Tangki Bahan Bakar Solar (TB-01) Fungsi

: Menyimpan bahan bakar Solar

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, grade B Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur 30°C dan tekanan 1 atm

Laju volume solar

= 542,7118 L/jam

(Bab VII)


= 0,89 kg/l = 55,56 lbm/ft3

Densitas air

(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 7 hari

Perhitungan Ukuran Tangki : Volume solar (Va) = 542,7118 L/jam x 7 hari x 24 jam/hari = 91.175,5846 L = 91,1756 m3 Volume tangki, Vt = 1,2  91,1756 m3 = 109,4107 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 1 : 2 1 2 πD H 4 1 109,4107 m 3  πD2 2D  4 3 109,4107 m  1,5708 D3 V

D = 4,1145 m ; Tinggi cairan dalam tangki

H = 8,2289 m = 26,9974 ft

=


=

(91,1756)(8,2289) = 6,8574 m (109,4107)

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 890,0712 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 6,8574 m = 59,815 kPa Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 59,815 + 101,325 kPa = 161,1403 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05)( 161,1403 kPa) = 169,1974 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE  1,2P


(169,1974 kPa) (4,1145 m) 2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(169,1974 kPa)  0,005 m  0,1967 in

t

Faktor korosi = 1/8 in. Tebal shell yang dibutuhkan = 0,1967+ 1/8 in = 0,3217 in

18. Water Reservoar (WR) Fungsi

: Tempat penampungan air sementara

Jumlah

:2

Jenis

: beton kedap air

Data : : temperatur = 28 oC

Kondisi penyimpanan

tekanan

= 1 atm

Laju massa air

: F = 9469,1393 kg/jam = 5,7989 lbm/s

Densitas air

:

996,24 kg/m3

Laju air volumetrik, Q 

= 62,1936 lbm/ft3

F 5,7989 lbm/s   0,0932 ft 3/s ρ 62,1936 lbm/ft 3

= 0,0026 m3/s = 9,5049 m3/jam Waktu penampungan air

= 5 hari

Volume air

= 9,5049 x 5 x 24 = 1140,5853 m3

Bak terisi 90 % maka volume bak

=

1140,5853 1267,3170 m 3 0,9

Jika digunakan 2 bak penampungan maka : Volume 1 bak = 1/2 . 1267,3170 m3 = 633,6585 m3 Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak (p) = 1,5 x lebar bak (l) - tinggi bak (t)

= lebar bak (l)

Maka : Volume bak 633,6585 m3

= pxlxt = 1,5 l x l x l l = 7,5033 m

Jadi, panjang bak = 11,2550 m Lebar bak

= 7,50 m


Panjang bak

= 11,2550 m

Tinggi bak

= 7,50 m

Luas bak

= 84,4502 m2

19. Pompa Screening (PU-201) Fungsi

: memompa air dari sungai ke bak penampungan (water reservoar)

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1 atm T = 28 oC Laju alir massa (F)

= 9469,1393 kg/jam

Densitas air ()

= 996,24 kg/m

Viskositas air ()

= 0,8007cP

Laju alir volumetrik (Q) =

= 5,7989 lbm/s

3

5,7989 lbm / s 62,1936 lbm / ft 3

= 62,1936 lbm/ft3 = 1,9371 lbm/ft.s.jam = 0,0932 ft3/s

Desain pompa : Di,opt

= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0932 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13 = 2,2939 in

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

: 2,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,4690 in = 0,2058 ft

Diameter Luar (OD)

: 2,875 in = 0,2396 ft


: 0,0333 ft2


0,0932 ft 3 / s = 2,7983 ft/s 0,0333 ft 2



=

 v D  (62,1936 lbm / ft 3 )(2,7983 ft / s)(0,2058 ft )(3600) 1,9371 lbm/ft.s

= 66548,8085 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,0007 Pada NRe = 66548,8085 dan /D =

4,6 x10 6 m = 0,0007 0,0627

maka harga f = 0,07

(Geankoplis,1997)

Friction loss :

 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2  = 0,5 1  0 3 elbow 90° = hf = n.Kf.

2,7983 2 2132,174

2,7983 2 v2 = 3(0,75) 2. g c 2(32,174)


2,7983 2 v2 = 1(2,0) 2. g c 2(32,174)


L.v 2 D.2.g c 200.2,7983  0,2058.2.32,174

= 0,0608 ft.lbf/lbm

= 0,2738 ft.lbf/lbm

= 0,2434 ft.lbf/lbm

2

= 4(0,07)


2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0 Total friction loss :  F

2,7983 2 2132,174








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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1  P2 Z = 100 ft

maka : 0

32,174 ft / s 2 100 ft   0  33,8206 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = - 133,8206 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 80 % Ws

= -  x Wp

- 133,8206 = -0,8 x Wp Wp

= 167,2757 ft.lbf/lbm


1 hp 9469,1393 lbm / s  167,2757 ft.lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s

= 1,7637 hp P real =

1,7637 0,8

= 2,2046 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 2,25 hp

20. Pompa Water Reservoar (PU-202) Fungsi

: memompa air dari bak penampungan ke bak pengendapan

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1 atm T = 28 oC Kondisi operasi :


P = 1 atm T = 28 oC Laju alir massa (F)

= 9469,1393 kg/jam

= 5,7989lbm/s

Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 1,9371 lbm/ft.s.jam

5,7989 lbm / s 62,1936 lbm / ft 3


= 0,0932 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13 3

= 3,9 (0,0932 ft /s )


3 0,13

( 62,1586 lbm/ft )

= 2,2939 in


: 2.5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,4690 in = 0,2058 ft

Diameter Luar (OD)

: 2,875 in = 0,2396 ft


: 0,0333 ft2


0,0932 ft 3 / s = 2,7983 ft/s 0,0333 ft 2


 v D 

=

(62,1936 lbm / ft 3 )(2,7983 ft / s )(0,2058 ft )(3600) 1,9371lbm/ft.s

= 66548,8085 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,0007 Pada NRe = 66548,8085 dan /D = maka harga f = 0,07

4,6 x10 6 m = 0,0007 0,0627 (Geankoplis,1997)

Friction loss : Friction loss :


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

3 elbow 90° = hf = n.Kf.

2,7983 2 2132,174

2,7983 2 v2 = 3(0,75) 2. g c 2(32,174)



2,7983 2 v2 = 1(2,0) 2. g c 2(32,174)

= 0,0608 ft.lbf/lbm

= 0,1825 ft.lbf/lbm

= 0,2434 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

75.2,7983  = 4(0,07) 0,2058.2.32,174 2


2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

2,7983 2 2132,174








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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1  P2 Z = 20 ft maka : 0 

32,174 ft / s 2 20 ft   0  13,0288 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = -33,0288ft.lbf/lbm


= -  x Wp

-33,0288 = -0,8 x Wp Wp


Daya pompa : P = m x Wp


=


= 0,3482 hp P real =

0,3482 0,8

= 0,4353 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor ½ hp

21. Pompa Sedimentasi (PU-203) Fungsi

: memompa air dari bak pengendapan ke klarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 9469,1393 kg/jam

= 5,7989 lbm/s

Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 1,9371 lbm/ft.s.jam


5,77989 lbm / s 62,1936 lbm / ft 3

= 0,0932 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0932 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13 = 2,2939 in


: 2.5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,4690 in = 0,2058 ft

Diameter Luar (OD)

: 2,875 in = 0,2396 ft


: 0,0333 ft2



0,0932 ft 3 / s = 2,7983 ft/s 0,0333 ft 2


 v D 

=

(62,1936 lbm / ft 3 )(2,7983 ft / s )(0,2058 ft )(3600) 1,9371 lbm/ft.s


4,6 x10 6 m = 0,0007 0,0627

maka harga f = 0,07

(Geankoplis,1997)

Friction loss : Friction loss :

 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2  = 0,5 1  0 3 elbow 90° = hf = n.Kf.

2,7983 2 2132,174

2,7983 2 v2 = 3(0,75) 2. g c 2(32,174)



2,7983 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,0608 ft.lbf/lbm

= 0,2738 ft.lbf/lbm

= 0,2434 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c 50.2,7983  0,2058.2.32,174 2

= 4(0,07)

= 8,2802 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 


2,7983 2 2132,174








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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P = P1-P2 = 9,8359 lb/ft2 Z = 10 ft maka : 0 

32,174 ft / s 2 10 ft   9,8359  8,9799 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = -28,8158 ft.lbf/lbm


= -  x Wp

-28,8158 = -0,8 x Wp Wp




= 0,3038 hp P real =

0,3038 0,8 = 0,3798 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor ½

hp

22. Pompa Alum (PU-204) Fungsi

: memompa air dari tangki pelarutan alum ke klarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 0,4735 kg/jam = 0,0003 lbm/s

Densitas alum ()

= 1363 kg/m3

= 85,0898 lbm/ft3

(Othmer, 1967)


Viskositas alum ()

= 6,72 10-4 cP


= 4,5158.10-7 lbm/ft.s (Othmer, 1967)

0,0003 lbm / s = 0,000003 ft3/s 85,0898 lbm / ft 3

Desain pompa : Di,opt = 3 (Q)036 (µ)0.18

(Timmerhaus,1991)

= 3 (3.10 -6 ft3/s )0,36 (0.0010 Cp) = 0,0093 Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1/8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in


: 0,0004 ft2

= 0,0338 ft


3.10 6 ft 3 / s = 0,0085 ft/s 0,0004 ft 2


 v D 

=

(85,0898 lbm / ft 3 )(0,0085 ft / s )(0,0093 ft ) 4,5158.10- 7 lbm/ft.s

= 24,1800 (Laminar) maka harga f = 0,08

(Timmerhaus,1991)

Friction loss :



0,00852 2132,174

0,00852 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)

= 5,6388. 10-7 ft.lbf/lbm = 1,6917. 10-6 ft.lbf/lbm




0,00852 v2 = 1(2,0) 2. g c 2(32,174)

= 2,255. 10-6 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c 70.0,0085 0,0224.2.32,174 2

= 4(0,08)

= 0,0011 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

0,00852 2132,174

= 1,1278. 10-7ft.lbf/lbm


= 0,0011 ft.lbf/lbm






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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 =

2.446,5088 lbf/ft²

P2 =

2.727,9592 lbf/ft² ;

P = 3,3077 ft.lbf/lbm 

Z = 20 ft maka 0

32,174 ft / s 2 20 ft   3,3077 ft.lbf / lbm  0,0011 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = - 23,3088 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , = 80 % Ws - 23,3088 Wp

= -  x Wp = -0,8 x Wp = 29,1360 ft.lbf/lbm



=


= 1,53. 10-5 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp

23. Pompa Soda Abu (PU-205) Fungsi

: memompa air dari tangki pelarutan soda abu ke klarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 0,2543 kg/jam = 0,0002 lbm/s

Densitas soda abu () = 1327 kg/m3

= 82,8423 lbm/ft3

(Othmer, 1967)

Viskositas soda abu () = 3,69 10-4 cP

= 2,4797.10-7 lbm/ft.s

(Othmer, 1967)


0,0002 lbm / s = 1,89.10-6 82,8423 lbm / ft 3

ft3/s


= 3 (Q)0,36(µ)0,18 -6

3

(Timmerhaus,1991)

= 3 (1,89.10 ft /s )

0,36

-7

3 0,13

( 2,4777.10 lbm/ft )

= 0,0017 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1/8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in


: 0,0004 ft

= 0,0338 ft 2


1,89.10 6 ft 3 / s = 0,0047 ft/s 0,0004 ft 2


 v D 


=

(82,8423 lbm / ft 3 )(0,0047 ft / s )(0,0224 ft ) 2,4777.10- 7 lbm/ft.s

= 35385,3669 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015 Pada NRe = 35385,3669 dan /D =

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

maka harga f = 0,08

(Geankoplis,1997)

Friction loss :

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


0,00472 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)



0,00472 2132,174

0,00472 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 1,7347. 10-7 ft.lbf/lbm = 5,204 .10-7 ft.lbf/lbm = 6,94.10-7 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,009)

30. 0,00472 0,0224.2.32,174

= 1,499.10 -4 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

0,00472 2132,174








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

(Geankoplis,1997)


dimana : v1 = v2 P1 = 2380,4271 lbf/ft² P2 = 2727,9592 lbf/ft² ;

P = 4,1951 ft.lb f/lb m 

Z = 20 ft 0

32,174 ft / s 2 20 ft   4,1951 ft.lbf / lbm  1,503.10 5 ft.lbf / lbm  Ws  0 2 32,174 ft.lbm / lbf .s

Ws = -24,1953 ft.lbf/lbm


= -  x Wp

24,1953 = -0,8 x Wp Wp




= 8,609.10-6 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp

24. Pompa Klarifier (PU-206) Fungsi

: memompa air dari klarfier ke tangki filtrasi

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 9469,1393 kg/jam

= 5,7989 lbm/s

Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


5,7989 lbm / s 62,1936 lbm / ft 3


= 0,0932 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13 3

= 3,9 (0,0932 ft /s )


3 0,13

( 62,1586 lbm/ft )


: 2.5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,4690 in = 0,2058 ft

Diameter Luar (OD)

: 2,875 in = 0,2396 ft


: 0,0333 ft2


0,0932 ft 3 / s = 2,7983 ft/s 0,0333 ft 2


 v D 

=

(62,1936 lbm / ft 3 )(2,7983 ft / s)(0,2058 ft )(3600) 1,9371 lbm/ft.s


4,6 x10 6 m = 0,0007 0,0627

maka harga f = 0,07

(Geankoplis,1997)

Friction loss :

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

2,7983 2 = 0,5 1  0 2132,174 3 elbow 90° = hf = n.Kf.

2,7983 2 v2 = 3(0,75) 2. g c 2(32,174)

= 0,0608 ft.lbf/lbm

= 0,1825 ft.lbf/lbm




2,7983 2 v2 = 1(2,0) 2. g c 2(32,174)

= 0,2434 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c 200.2,7983  0,2058.2.32,174 2

= 4(0,07)

= 8,2802 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

2,79832 2132,174


= 0,1217ft.lbf/lbm = 8,8887 ft.lbf/lbm






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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 2.727,9592 lbf/ft² P2 = 2.741,9060lbf/ft² ;

P = 0,8352 ft.lb f/lb m 

Z = 30 ft 0

32,174 ft / s 2 30 ft   0,8352 ft / lbf / lbm  8,8887 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = -39,7239 ft.lbf/lbm


= -  x Wp

-39,7239

= -0,8 x Wp

Wp





= 0,4188 hp P real =

0,4188 0,8


25. Pompa Tangki Filtrasi (PU-207) Fungsi

: memompa air dari tangki filtrasi ke tangki utilitas TU-01

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 9469,13936 kg/jam

= 5,7989 lbm/s

Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


5,7989 lbm / s 62,1936 lbm / ft 3

= 0,0932 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13 3

= 3,9 (0,0932 ft /s )


3 0,13

( 62,1586 lbm/ft )

= 2,2939in


: 2.5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,4690 in = 0,2058 ft

Diameter Luar (OD)

: 2,875 in = 0,2396 ft


: 0,0333 ft2



0,0932 ft 3 / s = 2,7983 ft/s 0,0333 ft 2


 v D 

=

(62,1936 lbm / ft 3 )(2,7983 ft / s)(0,2058 ft )(3600) 1,9371 lbm/ft.s


4,6 x10 6 m = 0,0007 0,0627

maka harga f = 0,07

(Geankoplis,1997)

Friction loss :



2,7983 2 2132,174

2,7983 2 v2 = 3(0,75) 2(32,174) 2. g c



2,7983 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,0608 ft.lbf/lbm

= 0,1825 ft.lbf/lbm

= 0,2434 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c 200.2,79835  0,2058.2.32,174 2

= 4(0,07)

= 8,2802 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 


2,7983 2 2132,174








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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 2.778,9060 lbf/ft² P2 = 2859,5008 lbf/ft² ;

P = 1,2798 ft.lbf/lbm 

Z = 30 ft 0


Ws = - 40,1684 ft.lbf/lbm


= -  x Wp

- 40,1684 = -0,8 x Wp Wp



1 hp 9469,1393 lbm / s  50,2106 ft .lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s

= 0,5294 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 hp

26. Pompa Utilitas (PU-208) Fungsi

: memompa air dari tangki utilitas TU-01 ke tangki kation

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1


= 6112,9270 kg/jam

= 3,7435 lbm/s


Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


3,7435 lbm / s 62,1936 lbm / ft 3

= 0,0602 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0602 ft3/s )0,45 (62,1936 lbm/ft3)0,13 = 1,8838 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 2 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,067 in = 0,1723 ft

Diameter Luar (OD)

: 2,375 in = 0,1979 ft


: 0,0233 ft2


0,0602 ft 3 / s = 2,5833 ft/s 0,0233 ft 2


 v D 

=

(62,1936 lbm / ft 3 )(2,5833 ft / s )(0,1723 ft ) 0,0005 lbm/ft.s

= 51433,6619 (Turbulen)


0,00015 ft = 0,0009 0,1723 ft

maka harga f = 0,008

(Geankoplis,1997)

Friction loss :


2,58332 2132,174

= 0,0519 ft.lbf/lbm



2,58332 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)

2,58332 v2 1 check valve = hf = n.Kf. = 1(2,0) 2. g c 2(32,174) Pipa lurus 50 ft = Ff = 4f

= 0,1556 ft.lbf/lbm

= 0,2074 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c 50.2,5833 0,2058.2.32,174 2

= 4(0,008)

= 0,9634 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

2,58332 2132,174








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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 2859,5008 lbf/ft² P2 = 2.271,6084 lbf/ft² ;

P = 9,4526 ft.lb f/lb m 

Z = 20 ft maka 0

:

32,174 ft / s 2 20 ft   9,4526 ft .lbf / lbm  1,4819 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = - 12,0293 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , = 80 % Ws

= -  x Wp

-12,0293 = -0,8 x Wp Wp




=


= 0,1023 hp 0,1023  0,1279hp 0,8

Preal =

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/4 hp

27. Pompa Kation (PU-209) Fungsi

: memompa air dari tangki kation ke tangki anion

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 6112,9270 kg/jam

= 3,7435lbm/s

Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


3,7435 lbm / s 62,1936 lbm / ft 3

= 0,0602 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)


: 2 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,067 in = 0,1723 ft

Diameter Luar (OD)

: 2,375 in = 0,1979 ft


: 0,0233 ft2



0,0602 ft 3 / s = 2,5833 ft/s 0,0233 ft 2


 v D 

=


= 51433,6619 (Turbulen)


0,00015 ft = 0,0009 0,1723 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss :



2,58332 2132,174

2,58332 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c



2,58332 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,0519 ft.lbf/lbm

= 0,1556 ft.lbf/lbm

= 0,2074 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

50.2,5833 = 4(0,008) 0,2058.2.32,174 2

= 0,9634 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

2,58332 = 1  0 2132,174

= 0,1037 ft.lbf/lbm



= 1,4819 ft.lbf/lbm






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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 ≈ P2 = 108,7646 kPa = 2271,6084lbf/ft²

P = 0 lb f/lbm  Z = 20 ft maka : 0

32,174 ft / s 2 20 ft   0  1,4849 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = -21,4819 ft.lbf/lbms


= -  x Wp

-21,4819 = -0,8 x Wp Wp



1 hp 4.873,9416 lbm / s  26,8254 ft.lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s

= 0,1828 hp Preal =

0,1828  0,2285 hp 0 .8


28. Pompa Anion (PU-210) Fungsi

: memompa air dari tangki anion ke dearator

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi :



= 6112,9270 kg/jam

= 3,7435 lbm/s

Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


3,7435lbm / s 62,1936 lbm / ft 3

= 0,0602 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13 3

= 3,9 (0,0602 ft /s )


3 0,13

(62,1936 lbm/ft )


: 2 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,067 in = 0,1723 ft

Diameter Luar (OD)

: 2,375 in = 0,1979 ft


: 0,0233 ft2


0,0602 ft 3 / s = 2,5833 ft/s 0,0233 ft 2


 v D 

=



0,00015 ft = 0,0009 0,1723 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss :

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


= 0,5 1  0


2,58332 2132,174

2,58332 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c



2,58332 v2 = 1(2,0) 2. g c 2(32,174)

= 0,519 ft.lbf/lbm

= 0,1556 ft.lbf/lbm

= 0,2074 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c 50.2,5833 0,2058.2.32,174 2

= 4(0,008)

= 0,9634 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

2,58332 2132,174








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

(Geankoplis,1997)


P = 19,2807 ft.lbf/lbm 

Z = 30 ft maka : 0

32,174 ft / s 2 30 ft   19,2807  1,4819 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = - 50,7627 ft.lbf/lbm


= -  x Wp

- 50,7627= -0,8 x Wp Wp



Daya pompa : P = m x Wp 1 hp 6112,9270 lbm / s  63,4533 ft.lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s

=


29. Pompa H2SO4 (PU-211) Fungsi

: memompa H2SO4 dari tangki pelarutan H2SO4 ke tangki kation

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 1,5742 kg/jam = 0,0120 lbm/s

Densitas H2SO4 ()

= 1061,7 kg/m3

= 66,2801 lbm/ft3

Viskositas H2SO4 ()

= 5,2 cP

= 0,012 lbm/ft.s (Othmer, 1967)


(Othmer, 1967)

0,0120 lbm / s = 1,4543.10-5 ft3/s 66,2801lbm / ft 3

Desain pompa : Asumsi aliran laminar Di,opt

= 3 (Q)0,36(µ)0,18

(Timmerhaus,1991)

= 3 (1,4545.10-5 ft3/s )0,36 (5,2)0,18 = 0,0732 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1/8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in

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

: 0,0004 ft

= 0,0338 ft 2

1,4545.105 ft 3 / s = 0,0364 ft/s 0,0004 ft 2



=

 v D  (66,2801 lbm / ft 3 )(0,0364 ft / s )(0,0224 ft ) 0,0120 lbm/ft.s

= 4,5015 (laminar) maka harga f = 0,3

(Timmerhaus,1991)

Friction loss :



0,03642 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c



0,03642 2132,174

0,03642 v2 = 1(2,0) 2. g c 2(32,174)

= 1,027.10 -05 ft.lbf/lbm = 3,0813.10-05 ft.lbf/lbm = 4,1083.10-05 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c 50.0,0364 0,0779.2.32,174 2

= 4(0,3)

= 0,0549 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

0,03642 2132,174


= 2,0542.10-05 ft.lbf/lbm = 0,0551 ft.lbf/lbm






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

(Geankoplis,1997)


P = 8,2326 ft.lb f/lb m 


Z = 20 ft maka 0

:


Ws = -28,2877 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , = 80 % Ws

= -  x Wp

-28,2877 = -0,8 x Wp Wp





30. Pompa NaOH (PU-212) Fungsi

: memompa air dari tangki pelarutan NaOH ke tangki anion

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 1,2492 kg/jam = 0,0008 lbm/s

Densitas NaOH ()

= 1518 kg/m3

Viskositas NaOH ()

= 0,00043 cP = 2,8909.10 -7 lbm/ft.s


= 94,7662 lbm/ft3

(Othmer, 1967) (Othmer, 1967)

0,0008 lbm / s = 8,071410-6 ft3/s 94,7662 lbm / ft 3


= 3 (Q)0,45()0,13 -5

(Timmerhaus,1991) 3

= 3 (8,0714 10 ft /s )

0,36

-7

3 0,18

(2,8909.10 lbm/ft )



: 1/8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in


: 0,0004 ft2

= 0,0338 ft


8,072-6 ft 3 / s = 0,0202 ft/s 0,0004 ft 2


 v D 

=

(94,7662 lbm / ft 3 )(0,0202 ft / s )(0,0224 ft ) 2,8909.10-7 lbm/ft.s

= 148276,8098 (Turbulen)


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


(Geankoplis,1997)

Friction loss :

 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2  0,02022 2132,174 2 0,02022 v 2 elbow 90° = hf = n.Kf. = 2(0,75) 2. g c 2(32,174) =0,5 1  0



0,02022 v2 = 1(2,0) 2. g c 2(32,174)

= 3,1638.10-06 ft.lbf/lbm = 9,4915.10-6 ft.lbf/lbm = 1,2655.10-5ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,009)

30. 0,02022 0,0224.2.32,174

= 3,0486.10-4 ft.lbf/lbm


2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

0,02022 2132,174


Total friction loss :  F Dari persamaan Bernoulli :





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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 2.529,7958 lbf/ft² P2 = 2.271,6084 lb f/ft² ;

P = 2,7245 ft.lbf/lbm 

Z = 20 ft maka 0

:

32,174 ft / s 2 20 ft   2,7245 ft.lbf / lbm  3,364910- 4 ft .lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = -17,2759 ft.lbf/lbm


= -  x Wp

-17,2759 = -0,8 x Wp Wp





31. Pompa Deaerator (PU-213) Fungsi

: memompa air dari tangki deaerator ke ketel uap

Jenis

: pompa sentrifugal


Jumlah

: 1 unit


= 6112,9270 kg/jam

= 3,7435 lbm/s

Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


3,7435 lbm / s 62,1936 lbm / ft 3

= 0,0602ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)


: 2 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,067 in = 0,1723 ft

Diameter Luar (OD)

: 2,375 in = 0,1979 ft


: 0,0233 ft2


0,0602 ft 3 / s = 2,5833 ft/s 0,0233 ft 2


 v D 

=


= 51433,6619 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015 Pada NRe = 51433,6619 dan /D = maka harga f = 0,008

0,00015 ft = 0,0009 0,1723 ft

(Geankoplis,1997)


Friction loss :



2,58372 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)



2,58332 2132,174

2,58332 v2 = 1(2,0) 2. g c 2(32,174)

= 0,0519 ft.lbf/lbm

= 0,1556 ft.lbf/lbm

= 0,2075 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c = 4(0,008)

30. 2,58332 = 0,9634 ft.lbf/lbm 0,1723.2.32,174 2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

1 Tee = hf = n.Kf.

2,58332 2132,174

2,58372 v2 = 1(1) 2 .g c 2(32,174)


= 0,1037 ft.lbf/lbm







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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 3.470,7463 lbf/ft² P2 = 2511,0693 lbf/ft² ;

P = 15,4305 ft.lb f/lb m 

Z = 40 ft maka 0

:



Ws = - 67,0161 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , = 80 % Ws

= -  x Wp

- 67,0161

= -0,8 x Wp

Wp






: memompa air dari tangki utilitas TU-01 ke cooling tower

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 2316,2123 kg/jam

= 1,4184 lbm/s

Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


1,4184lbm / s 62,1936 lbm / ft 3

= 0,0228 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0228 ft3/s )0,45 ( 62,1936 lbm/ft3)0,13 = 1,2173 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: ,251 in


Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,3800 in = 0,1150 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,6600 in = 0,1383 ft


: 0,0104ft2


0,0228 ft 3 / s = 2,1930 ft/s 0,01040 ft 2


 v D 

=



0,00015 ft = 0,0013 0,0874 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss :



2,19302 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)



2,19302 2132,174

2,19302 v2 = 2(2,0) 2. g c 2(32,174)

= 0,0374 ft.lbf/lbm

= 0,1121 ft.lbf/lbm

= 0,1495 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,008)

50. 2,19302 0,0874.2.32,174

= 1,0398 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 


= 1  0

2,19302 2132,174








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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 2859,5008lb f/ft² P2 = 2116,2281 lbf/ft² ;

P = -11,9510 ft.lbf/lbm 

Z = 75 ft maka 0

:

32,174 ft / s 2 75 ft   11,9510 ft.lbf / lbm  1,4135 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = -64,4625ft.lbf/lbm


= -  x Wp

-64,4625 = -0,8 x Wp Wp




= 0,2078 HP Maka dipilih pompa dengan daya motor ¼ HP

33. Pompa Cooling Tower (PU-215) Fungsi

: memompa air dari cooling tower ke proses

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit



= 39.009,8919 kg/jam

Densitas air ()

= 996,24 kg/m


= 0,8007cP


3

= 23,8896 lbm/s = 62,1936 lbm/ft3 = 0,0005 lbm/ft.s

23,8896 lbm / s 62,1936 lbm / ft 3

= 0,3843 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,3843 ft3/s )0,45 ( 62,1936 lbm/ft3)0,13 = 4,3385 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 4 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 4,026 in = 0,3355 ft

Diameter Luar (OD)

: 4.5 in = 0,3750 ft


: 0,08840 ft2


0,3843 ft 3 / s = 4,3477 ft/s 0,08840 ft 2


 v D 

=


= 168.503,8905 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015 Pada NRe = 168.503,8905 dan /D = maka harga f = 0,007

0,00015 ft = 0,0054 0,2957 ft (Geankoplis,1997)

Friction loss :




4,34772 2132,174

4,34772 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)


4,34772 v2 = 1(2,0) 2. g c 2(32,174)


L.v 2 D.2.g c

2  300 . 4,3477 = 4(0,007) 0,2957.2.32,174

= 0,1469 ft.lbf/lbm

= 0,4406 ft.lbf/lbm

= 0,5875 ft.lbf/lbm

= 7,3547 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

4,34772 2132,174








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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 ≈ P2 Z = 75 ft 32,174 ft / s 2 0 75 ft   0  8,8234 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = -83,8234 ft.lbf/lbm


= -  x Wp

-83,8234 = -0,8 x Wp


Wp

= 104,7792 ft.lbf/lbm





: memompa air dari tangki utilitas TU-01 ke tangki utilitas TU-02

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 1.040 kg/jam

= 0,6369 lbm/s

Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


0,6369 lbm / s = 0,0102 ft3/s 3 62,1936 lbm / ft


= 3,9 (Q)0,36(µ)0,18

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0102 ft3/s )0,45 ( 0.0005 lbm/ft3)0,13 = 0,6494 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 0.75 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0.8240 in = 0,0687 ft

Diameter Luar (OD)

: 1.050 in = 0,0875ft


: 0,00371 ft2

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

0,0102 ft 3 / s = 2,7602 ft/s 0,00371 ft 2


 v D 

=


= 21907,8784 (Turbulen)


0,00015 ft = 0,0022 0,0874 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss :



2,7602 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c



2,7602 2 2132,174

2,7602 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,0592 ft.lbf/lbm

= 0,1776 ft.lbf/lbm

= 0,2368 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

2  50  . 2,7602 = 4(0,008) 0,0874.2.32,174

= 2,7589 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

2

2,7602 2 2132,174

= 0,1184 ft.lbf/lbm



= 3,3509 ft.lbf/lbm






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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 2.858,5008 lbf/ft² P2 = 2.866,4967 lbf/ft² ;

P = 0,1336 ft.lbf/lbm 

Z = 30 ft maka 0



= -  x Wp

-53,4634 = -0,8 x Wp Wp




= 0,0774 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/8 hp

35. Pompa Kaporit (PU-217) Fungsi

: memompa air dari tangki pelarutan kaporit ke tangki utilitas TU-02

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi :



= 0,003 kg/jam

= 1,8197.10-6 lbm/s

Densitas kaporit ()

= 1272 kg/m3

= 79,4088 lbm/ft3

Viskositas kaporit ()

= 6,7197.10-4 cP

= 4,5156.10-7 lbm/ft.s


1,8197.10 6 lbm / s = 2,2916.10-8 3 79,4088 lbm / ft

ft3/s


= 3 (Q)0,36()0,18

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (2,2916.10-8 ft3/s )0,36 ( 4,5156.10-7 lbm/ft3)0,18 = 0,0014 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1/8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in


: 0,0004 ft2

= 0,0338 ft


2,2916.10-8 ft 3 / s = 0,0001 ft/s 0,0004 ft 2


 v D 

=

(79,4088 lbm / ft 3 )(0,0001 ft / s )(0,0224 ft ) 4,5156.10-7 lbm/ft.s

= 225,8350 (Laminar)

maka harga f = 0,08

(Geankoplis,1997)

Friction loss :


(0,0001) 2 2132,174

= 2,5502.10-11 ft.lbf/lbm



(0,0001) 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c

(0,0001) 2 v2 1 check valve = hf = n.Kf. = 1(2,0) 2. g c 2(32,174) Pipa lurus 30 ft = Ff = 4f

= 7,6506.10-11 ft.lbf/lbm = 1,0201.10-10 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,08)

30. 0,00012 0,0224.2.32,174

= 2,1843.10-8 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

2

(0,0001) 2 2132,174

= 5,1004.10-11 ft.lbf/lbm = 2,2098.10-8 ft.lbf/lbm







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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 2.179,4917 lbf/ft² P2 = 2.866,4967 lbf/ft² ;

P = 8,6515 ft.lbf/lbm 

Z = 20 ft 0

32,174 ft / s 2 20 ft   8,6515  2,2098.10 8 ft.lbf / lbm  Ws  0 2 32,174 ft.lbm / lbf .s


= -  x Wp

-28,6515 = -0,8 x Wp Wp




=


= 1,1849.10-7 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp


: memompa air dari tangki utilitas TU-02 ke distribusi domestik

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1


= 1.040 kg/jam

= 0,6369 lbm/s

Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


0,6369 lbm / s = 0,0102 ft3/s 62,1936 lbm / ft 3


= 3,9 (Q)0,36(µ)0,18 3

= 3,9 (0,0102 ft /s )


3 0,13

( 0.0005 lbm/ft )


: 0.75 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0.8240 in = 0,0687 ft

Diameter Luar (OD)

: 1.050 in = 0,0875ft


: 0,00371 ft2


0,0102 ft 3 / s = 1,7068 ft/s 0,00371 ft 2


 v D 


=

(62,1936 lbm / ft 3 )(1,7068 ft / s)(0,0687 ft ) 0,0005 lbm/ft.s

= 17245,32 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015 0,00015 ft = 0,0017 0,0874 ft

Pada NRe = 17.245,32 dan /D = maka harga f = 0,007

(Geankoplis,1997)

Friction loss :



1,70682 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)



1,70682 2132,174

1,70682 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,0226 ft.lbf/lbm

= 0,0340 ft.lbf/lbm

= 0,0905 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,007)

50. 1,70682 0,0874.2.32,174

= 0,29 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

2

1,70682 2132,174








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

(Geankoplis,1997)



P = -12,0634 ft.lbf/lbm 

Z = 20 ft maka 32,174 ft / s 2 0 20 ft   12,0634 ft.lbf / lbm  0,4824 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = -8,419 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , = 80 % Ws

= -  x Wp

-8,419

= -0,8 x Wp

Wp




= 0,0122 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/8 hp

37. Pompa Bahan Bakar (PU-220) Fungsi

: memompa solar dari tangki bahan bakar ke generator

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Kondisi operasi : -

Temperatur

= 28C

-

Densitas solar () = 890,0712 kg/m3 = 55,56 lbm/ft3

(Perry, 1997)

-

Viskositas solar () = 1,1 cP = 7,392. 10-4 lbm/ftjam

(Perry, 1997)

= 2,0533.10-07 lbm/fts -

Laju volume (Q)

= 542,7118 L/jam = 1,5075.10 -04 m3/detik


= 0,0053 ft3/s Desain pompa : Di,opt

= 3,9 (Q)0,45(µ)0,13 3

= 3,9 (0,0053 ft /s )


3 0,18

(55,56 lbm/ft )


: 2 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,0670 in = 0,1722 ft

Diameter Luar (OD)

: 2,3750 in = 0,1979ft


: 0,0233 ft2


0,0053 ft 3 / s = 0,2285 ft/s 0,0233 ft 2


 v D 

=

(55,56 lbm / ft 3 )(0,2285) ft / s)(0,1722 ft ) 2,0533.10- 07 lbm/ft.s

= 10.668.025 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015 Pada NRe = 10.668.025 dan /D =

0,00015 ft = 0,0009 0,0233 ft

maka harga f = 0,01

(Geankoplis,1997)

Friction loss :



0,22852 2132,174

0,22852 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)

= 0,0004 ft.lbf/lbm

= 0,0012 ft.lbf/lbm




0,22852 v2 = 1(2,0) 2. g c 2(32,174)

= 0,0016 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,01)

40. 0,22852 0,0224.2.32,174

= 0,0075 ft.lbf/lbm

2


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


0,22852 = 0,0008 ft.lbf/lbm 2132,174 = 0,0116 ft.lbf/lbm






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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 ≈ P2 Z = 20 ft maka : 0

32,174 ft / s 2 20 ft   0  0,0116 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = -20,0114 ft.lbf/lbm Tenaga pompa, P 

Ws Q ρ (20,0114)(0,0053) 55,56   0,0107 hp 550 550

Untuk efisiensi pompa 80 , maka Tenaga pompa yang dibutuhkan =

0,0108 = 0,0135 hp 0,8



LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan pabrik Furfural digunakan asumsi sebagai berikut: Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Kapasitas maksimum adalah 800.000 kg/tahun. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchasedequipment delivered (Timmerhaus et al, 2004). Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah : US$ 1 = Rp 9.500,- (Kompas, November, 2009).

1.

Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

1.1

Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

Modal untuk Pembelian Tanah Lokasi Pabrik Luas tanah seluruhnya = 24000 m2 Harga tanah pada lokasi pabrik berkisar

Rp 200.000/m2.

Harga tanah seluruhnya =240000 m2  Rp 200000/m2 = Rp 4.800.000.000,Biaya perataan tanah diperkirakan 5% Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 4.800.000.000,- = Rp 240.000.000,Maka modal untuk pembelian tanah (A) adalah Rp 5.040.000.000,-


Harga Bangunan dan Sarana

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya Nama Bangunan

luas (m2)

Areal proses

6.000,00

harga

total

3.000.000,00

18.000.000.000,00

Gudang Peralatan

200,00

500.000,00

100.000.000,00

Areal produk

600,00

400.000,00

240.000.000,00

Bengkel

800,00

500.000,00

400.000.000,00

Areal bahan baku

400,00

400.000,00

160.000.000,00

Pengolahan limbah

900,00

2.500.000,00

2.250.000.000,00

Laboratorium

200,00

2.500.000,00

500.000.000,00

Stasiun operator

200,00

1.000.000,00

200.000.000,00

Pengolahan air

2.000,00

2.500.000,00

5.000.000.000,00

Ruang boiler

200,00

1.500.000,00

300.000.000,00

Pembangkit listrik Unit pemadam kebakaran

300,00

1.000.000,00

300.000.000,00

200,00

500.000,00

100.000.000,00

Kantin

250,00

500.000,00

125.000.000,00

Perpustakaan

250,00

500.000,00

125.000.000,00

Parkir

400,00

400.000,00

160.000.000,00

Perkantoran

900,00

1.500.000,00

1.350.000.000,00

2.000,00

100.000,00

200.000.000,00

Pos keamanan

100,00

300.000,00

30.000.000,00

Tempat ibadah

200,00

500.000,00

100.000.000,00

Poliklinik

600,00

500.000,00

300.000.000,00

4.000,00

500.000,00

2.000.000.000,00

800,00

200.000,00

160.000.000,00

2.000,00

200.000,00

400.000.000,00

500,00 400.000,00 = Rp. 31.780.000.000,-

200.000.000,00

Daerah perluasan

Mess karyawan Taman Jalan Sarana Olahraga Harga bangunan saja Harga sarana

= Rp.

920.000.000,-

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp. 32.700.000.000,-


Perincian Harga Peralatan Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut (Timmerhaus et al, 2004) : X  Cx  Cy  2   X1 

m

Ix     I y 

dimana: Cx = harga alat pada tahun 2009 Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia X1 = kapasitas alat yang tersedia X2 = kapasitas alat yang diinginkan Ix = indeks harga pada tahun 2009 Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat) Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2007 digunakan metode regresi koefisien korelasi:

r

No.

n  ΣX i  Yi  ΣX i  ΣYi  n  ΣX i 2  ΣX i 2  n  ΣYi 2  ΣYi 2 

(Montgomery, 1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift Xi.Yi Xi² Tahun (Xi) Indeks (Yi)

Yi²

1 2 3 4 5 6 7

1989 1990 1991 1992 1993 1994 1995

895 915 931 943 967 993 1028

1780155 1820850 1853621 1878456 1927231 1980042 2050860

3956121 3960100 3964081 3968064 3972049 3976036 3980025

801025 837225 866761 889249 935089 986049 1056784

8 9 10 11 12 13 14

1996 1997 1998 1999 2000 2001 2002

1039 1057 1062 1068 1089 1094 1103

2073844 2110829 2121876 2134932 2178000 2189094 2208206

3984016 3988009 3992004 3996001 4000000 4004001 4008004

1079521 1117249 1127844 1140624 1185921 1196836 1216609

Total

27937

14184

28307996

55748511

14436786

( Sumber: Tabel 6-2, Timmerhaus et al, 2004)


Data :

n = 14

∑Xi = 27937

∑Yi = 14184

∑XiYi = 28307996

∑Xi² = 55748511

∑Yi² = 14436786

Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE – 2, maka diperoleh harga koefisien korelasi: r =

(14) . (28307996) – (27937)(14184) [(14). (55748511) – (27937)²] x [(14)(14436786) – (14184)² ]½ ≈ 0,98 = 1

Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier. Persamaan umum regresi linier, Y = a + b  X dengan:

Y

= indeks harga pada tahun yang dicari (2009)

X

= variabel tahun ke n – 1

a, b = tetapan persamaan regresi Tetapan regresi ditentukan oleh : b

n  ΣX i Yi   ΣX i  ΣYi  n  ΣX i 2   ΣX i 2

a 

Yi. Xi 2  Xi. Xi.Yi n.Xi 2  (Xi) 2

(Montgomery, 1992)

Maka : b = 14 .( 28307996) – (27937)(14184) 14. (55748511) – (27937)²

= 53536 3185

= 16,8088 a = (14184)( 55748511) – (27937)(28307996) = - 103604228 14. (55748511) – (27937)² 3185 = -32528,8 Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y=a+bX Y = 16,809X – 32528,8


Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2009 adalah: Y = 16,809(2009) – 32528,8 Y = 1206,4439 Perhitungan harga peralatan menggunakan adalah harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Timmerhaus et al, 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Timmerhaus et al, 2004) Contoh perhitungan harga peralatan: a. Tangki Penyimpanan Asam Sulfat (TK-101) Kapasitas tangki , X2 = 42,3913 m3. Dari Gambar LE.1 berikut, diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ adalah (Cy) US$ 6700. Dari tabel 6-4, Timmerhaus, 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (Iy) 1103. Indeks harga tahun 2009 (Ix) adalah 1206,4439. Maka estimasi harga tangki untuk (X2) 1064,4171 m3 adalah :

42,3913 Cx = US$ 6700  1 Cx = US$ 45959,472.-

0 , 49

x

1206,4439 1103

Cx = Rp 450.402.829,-/unit


Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses No.

Kode

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34

TK-101 M-101 M-102 R-201 R-202 G-301 F-301 V-302 T-301 F-302 T-302 TK-301 P-101 P-102 P-301 P-302 P-303 P-304 P-305 P-306 P-307 E-201 E-301 E-302 E-303 E-304 E-305 BE-201 CR-101 SC-201 SC-202 SC-202 V-301 FP-301

Unit

Ket*)

1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 I 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI Harga total Import Non import

Harga / Unit (Rp) 426.271.170 47.151.622 152.815.129 5.899.389.338 3.155.100.879 89.839.695 103.913.773 218.980.473 662.115.251 265.482.643 59.609.361 308.627.160 16.421.860 45.232.059 50.281.959 34.713.471 64.068.637 75.344.812 92.962.476 18.621.951 18.621.951 207.505.301 641.896.479 692.913.470 173.053.088 122.934.119 247.530.969 38.978.414 530.647.974 38.978.414 38.978.414 38.978.414 265.161.908 470.295.489

Harga Total (Rp) 426.271.170 47.151.622 152.815.129 5.899.389.338 3.155.100.879 89.839.695 103.913.773 218.980.473 662.115.251 265.482.643 59.609.361 308.627.160 16.421.860 45.232.059 50.281.959 34.713.471 64.068.637 75.344.812 92.962.476 18.621.951 18.621.951 207.505.301 641.896.479 692.913.470 173.053.088 122.934.119 247.530.969 38.978.414 530.647.974 38.978.414 38.978.414 38.978.414 265.161.908 470.295.489 15.313.418.122 13.891.399.094 1.422.019,028


Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit (Rp) Harga Total (Rp) 1 SC 1 I 51.595.254 51.595.254 2 BS 1 NI 6.500.000 6.500.000 3 CL 1 NI 5.791.086.010 5.791.086.010 4 SF 1 I 218.430.608 218.430.608 5 CE 1 I 1.314.219.481 1.314.219.481 6 AE 1 I 1.314.219.481 1.314.219.481 7 CT 1 I 442.649.429 442.649.429 8 DE 1 I 80.589.671 80.589.671 9 KU 1 I 116.729.431 116.729.431 10 UR-02 1 I 30.622.179 30.622.179 11 TU-01 1 I 427.208.330 427.208.330 12 TU-02 1 I 349.249.743 349.249.743 13 TU-03 1 I 14 TP-01 1 I 65.724.078 65.724.078 15 TP-02 1 I 49.237.236 49.237.236 16 TP-03 1 I 322.831.562 322.831.562 17 TP-04 1 I 78.286.075 78.286.075 18 TP-05 1 I 6.425.450 6.425.450 19 TR 2 I 20 TB-01 1 NI 324.060.065 324.060.065 21 TB-02 1 NI 1.081.654.370 2.163.308.740 22 PU-01 1 NI 3.236.264 3.236.264 23 PU-02 1 NI 3.236.264 3.236.264 24 PU-03 1 NI 111.117 111.117 25 PU-04 1 NI 91.476 91.476 26 PU-05 1 NI 3.236.264 3.236.264 27 PU-06 1 NI 3.236.264 3.236.264 28 PU-07 1 NI 2.806.091 2.806.091 29 PU-08 1 NI 179.691 179.691 30 PU-09 1 NI 147.961 147.961 31 PU-10 1 NI 1.564.020 1.564.020 32 PU-11 1 NI 21.364 21.364 33 PU-12 1 NI 2.806.091 2.806.091 34 PU-13 1 NI 2.806.091 2.806.091 35 PU-14 1 NI 36 PU-15 1 NI 1.100.681 1.100.681 37 PU-17 1 NI 1.696.503 1.696.503 38 PU-18 1 NI 2.353.214 2.353.214 39 PU-22 1 NI 1.383.570 1.383.570


40 41 42 43 44 45 46 47 48 49

PU-23 PU-24 PU-25 PU-26 PU-27 a.sludge t.penampung t.aerasi t. sedimentasi Generator

1 I 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 4 1 1 2 Harga total Import Non import

1.063.069 1.383.570 2.958.021 7.475.442 7.475.442 950.016.255 15.000.000 39.000.000 334.028.658 75.000.000

1.063.069 1.383.570 2.958.021 7.475.442 7.475.442 950.016.255 60.000.000 39.000.000 334.028.658 150.000.000 14.736.386.207 14.096.489.079 639.897.128

Keterangan*) : I untuk peralatan impor, sedangkan N.I. untuk peralatan non impor.

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered) adalah: = 1,43 x (Rp.13.891.399,09 - + 14.096.489.079,- ) + 1,43 x (Rp 1.422.019.028 ,- + Rp 638.897.128,- ) =

Rp 42.057.082.350.-

Biaya pemasangan diperkirakan 50  dari total harga peralatan (Timmerhaus 2004). Biaya pemasangan = 0,50  Rp 42.057.082.350.= Rp 21.028.541.175.Harga peralatan + biaya pemasangan (C) : = Rp 42.057.082.350.- + Rp 21.028.541.175 ,= Rp 63.085.623.524.-

1.1.4

Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 40 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,4  Rp 42.057.082.350.= Rp 16.822.832.940.-


1.1.5

Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 60 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perpipaan (E) = 0,6  Rp 42.057.082.350.= Rp 25.234.249.410.-

1.1.6

Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 20 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya instalasi listrik (F) = 0,2  Rp 42.057.082.350.= Rp 8.411.416.470.-

1.1.7

Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 55 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya insulasi (G)

= 0,55  Rp 42.057.082.350.= Rp 23.131.395.292.-

1.1.8

Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 5 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya inventaris kantor (H)

= 0,05  Rp 42.057.082.350.= Rp 2.102.854.117.-

1.1.9

Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 5 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I ) = 0,05  Rp 42.057.082.350.= Rp 2.102.854.117.-


1.1.10 Sarana Transportasi Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana transportasi ( J ) seperti pada tabel berikut .

Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi No.

Jenis Kendaraan

Unit

Tipe

Harga/ Unit

Harga Total

(Rp)

(Rp)

2 3 4 5 6 7

Mobil direktur Mobil manajer Bus karyawan Mobil karyawan Truk Mobil pemasaran

1 3 3 3 2 3

toyota fortuner kijang inova bus L-300 truk minibus L-300

375.000.000 210.000.000 350.000.000 150.000.000 300.000.000 120.000.000

375.000.000 630.000.000 1.050.000.000 450.000.000 600.000.000 360.000.000

9

Mobil pemadam kebakaran

2

truk tangki Total

350.000.000

700.000.000 4.165.000.000

Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J = Rp 181.876.225.871.1.2

Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

1.2.1

Pra Investasi Diperkirakan 7  dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Pra Investasi (K)

= 0,07 x Rp 42.057.082.350.= Rp 2.943.995.764.-

1.2.2

Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 30 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,30  Rp 42.057.082.350.= Rp 12.617.124.705.-

1.2.3

Biaya Legalitas Diperkirakan 4 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Legalitas (M)

= 0,04  Rp 42.057.082.350.= Rp 1.682.283.294.-


1.2.4

Biaya Kontraktor Diperkirakan 30 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Kontraktor (N)

= 0,30  Rp 42.057.082.350.= Rp 12.617.124.705.-

1.2.5

Biaya Tak Terduga Diperkirakan 40 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004) . Biaya Tak Terduga (O)

= 0,40  Rp 42.057.082.350.= Rp 16.882.832.940.-

Total MITTL = K + L + M + N + O = Rp 46.683.361.408.-

Total MIT

= MITL + MITTL = Rp 181.876.225.871.- + Rp 46.683.361.408.= Rp 228.559.587.280.-

2

Modal Kerja Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 1 bulan (= 30 hari).

2.1

Persediaan Bahan Baku

2.1.1 Bahan baku proses 1. Toluena Kebutuhan

= 8203,51 kg/jam = 9463,0368 liter/jam

Harga

= Rp 10.400,- /liter

Harga total

= 30 hari  24 jam/hari 9463,0368 liter/jam  10.400,-/liter

(www.advance-scientific.net, 2009)

= Rp 70.859.219.542.-

2. Asam Sulfat 36 % Kebutuhan

= 112,5 kg/jam = 61,1413 l/jam

Harga

= Rp. 8000,-l/m3

Harga total

= 30 hari  24 jam/hari  61,1413 l/jam x Rp. 8000,-/m3

(www.ftp.cordis.europa.eu,2009)

= Rp 352.173.913.-


3. Tandan Kosong Kebutuhan

= 3125 kg/jam

Harga

= Rp. 100,-/kg

Harga total

= 330 hari  24 jam/hari  3125 kg/jam x Rp. 100,-/kg

(www.advance-scientific.net, 2009)

= Rp 1.237.500.000.-

2.1.2

Persediaan bahan baku utilitas

1. Alum, Al2(SO4)3 Kebutuhan

= 0,4735 kg/jam

Harga

= Rp 1.100 ,-/kg

Harga total

= 30 hari  24 jam/hari  0,4735 kg/jam  Rp 1.100,- /kg

(PT. Bratachem 2009)

= Rp 374,978.-

2. Soda abu, Na2CO3 Kebutuhan = 0,2557 kg/jam Harga

= Rp 2.500,-/kg


Harga total = 30 hari  24 jam/hari  0,2557 kg/jam  Rp 2.500,-/kg = Rp 460.200.-

3. Kaporit Kebutuhan = 0,003 kg/jam Harga

= Rp 9.500,-/kg


Harga total = 30 hari  24 jam/hari  0,003 kg/jam  Rp 9.500,-/kg = Rp 20.325.-

4. H2SO4 Kebutuhan = 1,5740 kg/jam = 0,8555 L/jam Harga

= Rp 35.500-/L


Harga total = 30 hari  24 jam x 0,8555 L/jam  Rp 35.500-/L = Rp 21.556.462.-


5. NaOH Kebutuhan = 1,2490 kg/jam Harga

= Rp 3250,-/kg


Harga total = 30 hari  24 jam  1,2490 kg/jam  Rp 3250,-/kg = Rp 2.922.696.-

6. Solar Kebutuhan = 542,7118 ltr/jam Harga solar untuk industri = Rp. 5.500,-/liter

(PT.Pertamina, 2009)

Harga total = 30 hari  24 jam/hari  542,7118 ltr/jam  Rp. 5.500,-/liter = Rp 2.149.138.780.-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 bulan (30 hari) adalah =

Rp 73.498.366.896.-


2.2

Kas

2.2.2 Gaji Pegawai Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai Gaji/bulan Jabatan Jumlah (Rp) Direktur 1 25.000.000 Sekretaris 1 5.000.000 Manajer Pemasaran 1 7.000.000 Manajer Keuangan 1 7.000.000 Manajer Personalia 1 7.000.000 Manajer Teknik 1 7.000.000 Manajer Produksi 1 7.000.000 Kepala Bagian Penjualan 5.000.000 dan Pembelian 1 Kepala Bagian Pembukuan 5.000.000 dan Perpajakan 1 Kepala Bagian 5.000.000 Kepegawaian dan Humas 1 Kepala Bagian Mesin dan 5.000.000 Listrik 1 Kepala Bagian Proses 1 5.000.000 Kepala Bagian Utilitas 1 5.000.000 Kepala Seksi 12 4.000.000 Karyawan Produksi 75 3.500.000 Karyawan Teknik 35 3.500.000 Karyawan Keuangan dan 10 3.500.000 Personalia Karyawan Pemasaran dan 10 3.500.000 penjualan Dokter 2 4.000.000 Perawat 3 2.000.000 Petugas Keamanan 10 1.500.000 Petugas Kebersihan 10 1.200.000 Supir 5 1.000.000 Total 185

Jumlah gaji/bulan (Rp) 25.000.000 5.000.000 7.000.000 7.000.000 7.000.000 7.000.000 7.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 48.000.000 262.500.000 122.500.000 35.000.000 35.000.000 8.000.000 6.000.000 15.000.000 12.000.000 5.000.000 644.000.000

Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp 644.000.000,-


2.2.3

Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 20  dari gaji pegawai = 0,2  Rp 644.000.000,= Rp 128.800.000.-

2.2.3. Biaya Pemasaran Diperkirakan 20  dari gaji pegawai = 0,2  Rp 644.000.000,= Rp 128.800.000.-

Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang-Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut: 

Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan (Pasal 2 ayat 1 UU No.20/00).



Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU No.20/00).



Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).



Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp. 30.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).



Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut :

Wajib Pajak Pabrik Pembuatan FURFURAL

Nilai Perolehan Objek Pajak 

Tanah

Rp

4.800.000.000,-



Bangunan

Rp

31.780.000.000-

Total NJOP

Rp

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak

(Rp.

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak

Rp

36.580.000.000,30.000.000,- ) 36.550.000.000,-


Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP)

Rp.

1.827.500.000,-

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas Jenis Biaya Jumlah (Rp) Gaji Pegawai 644.000.000 Administrasi Umum 128.800.000 Pemasaran 128.800.000 Pajak Bumi dan Bangunan 1.827.500.000 2.729.100.000 Total

No. 1. 2. 3. 4.

2.2 Biaya Start – Up Diperkirakan 12  dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004). = 0,12  Rp 228.559.587.280.= Rp 27.427.150.474.-

2.3 Piutang Dagang PD 

IP  HPT 12

dimana:

PD

= piutang dagang

IP

= jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan)

HPT

= hasil penjualan tahunan

Penjualan : 1. Harga jual Furfural = Rp 13.940,- / kg (www.library.usu.ac,id, 2009) Produksi Furfural = 99,9654 kg/jam Hasil penjualan Furfural tahunan = 99,9654 kg/jam 24jam/hari330hari/tahun  Rp 580200,- /liter = Rp 459.359.406.634.2. Harga jual Glukosa = Rp 4000,- /kg Produksi Glukosa = 906,4583 kg/jam Hasil penjualan Glukosa tahunan = 906,4583 kg/jam  24 jam/hari  330 hari/tahun  Rp 4000,- /kg = Rp 28.716.598.944.-


Hasil penjualan total tahunan = Rp 488.076.005.578 Piutang Dagang =

1  Rp 488.076.005.578.12

= Rp 40.673.000.465.-

Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja No. 1. 2. 3. 4.

Bahan baku proses dan utilitas Kas Start up Piutang Dagang

144.327.617.834 ,-

Total Total Modal Investasi

Jumlah (Rp) 73.498.366.896 ,2.729.100.000 27.427.150.474 ,40.673.000.465

= Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 228.559.587.280 + Rp 144.327.617.834 = Rp 372.887.205.114.-

Modal ini berasal dari: - Modal sendiri

= 60  dari total modal investasi = 0,6  Rp 372.887.205.114.= Rp 223.732.323.068.-

- Pinjaman dari Bank

= 40  dari total modal investasi = 0,4  Rp 372.887.205.114.= Rp 149.154.882.045.-

3. Biaya Produksi Total 3.1

Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

3.1.1

Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga (P)


Gaji total = (12 + 2)  Rp 644.000.000,- = Rp 9.016.000.000,3.1.2

Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 12 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2007). Bunga bank (Q) = 0,12  Rp 149.154.882.045.= Rp 17.898.585.845.-

3.1.3

Depresiasi dan Amortisasi Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa

manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk mendapatkan,

menagih,

dan

memelihara

penghasilan

melalui

penyusutan

(Rusdji,2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight line method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan sesuai dengan Undang-undang Republik Indonesia

No. 17 Tahun 2000 Pasal 11

ayat 6 dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Kelompok Harta Beberapa Jenis Harta Berwujud Mesin kantor, perlengkapan, alat perangkat/ tools industri. Mesin industri kimia, mesin industri mesin

Bangunan sarana dan penunjang Sumber : Waluyo, 2000 dan Rusdji,2004

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

D

PL n

dimana: D

= depresiasi per tahun

P

= harga awal peralatan

L

= harga akhir peralatan

n

= umur peralatan (tahun)

Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI No. 17 Tahun 2000


No. 1 2 3 4 5 6 7 8 9

Komponen Bangunan Peralatan proses dan utilitas Instrumentrasi dan pengendalian proses Perpipaan Instalasi listrik Insulasi Inventaris kantor Perlengkapan keamanan dan kebakaran Sarana transportasi

Biaya (Rp) 31.780.000.000 63.085.623.524 16.822.832.940 25.234.249.410 8.411.416.700 23.131.395.292 2.102.854.117 2.102.854.117 4,165,000,000 TOTAL

Umur (tahun) 20 16 4 4 4 4 4 4 8

Depresiasi (Rp) 1.589.000.000 3.942.851.470 4.205.708.235 6.308.562.352 2.102.854.117 5.782.848.823 525.713.529 525.713.529 520.625.000 25.503.877.057

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan menerapkan taat azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004). Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 25  dari MITTL. sehingga : Biaya amortisasi

= 0,25  Rp 46.683.361.408.= Rp 11.670.840.352.-

Total biaya depresiasi dan amortisasi (R) = Rp 25.503.877.057.- + Rp 11.670.840.352.= Rp 37.174.717.409.-

3.1.4

Biaya Tetap Perawatan

1. Perawatan mesin dan alat-alat proses


Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%, diambil 10% dari harga peralatan terpasang di pabrik (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perawatan mesin

= 0,1  Rp 63.085.623.520.= Rp 6.308.562.352.-

2. Perawatan bangunan Diperkirakan 10  dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan bangunan

= 0,1  Rp 31.780.000.000 = Rp 3.178.000.000

3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 10  dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan kenderaan

= 0,1  Rp 4.165.000.000,= Rp 416.500.000,-

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 10  dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan instrumen

= 0,1  Rp 16.822.832.940 = Rp 1.682.283.294.-

5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 10  dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan perpipaan

= 0,1  Rp 25.234.249.410.= Rp 2.523.424.941.-

6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 10  dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan listrik

= 0.1  Rp 8.411.416.470,= Rp 841.141.647.-

7. Perawatan insulasi Diperkirakan 10  dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 2004).


Perawatan insulasi

= 0,1  Rp 23.131.395.290 = Rp 2.313.139.529.-

8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 10  dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan inventaris kantor = 0,1  Rp 2.102.854.120 = Rp 210.285.412.-

9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 10  dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,1  Rp 2.102.854.120 = Rp 210.285.412.Total biaya perawatan (S)

3.1.5

= Rp 17.683.622.587.-

Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Biaya tambahan industri ini diperkirakan 20  dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004). Plant Overhead Cost (T)

= 0,2 x Rp 228.559.587.280.= Rp 45.711.917.456.-

3.1.6

Biaya Administrasi Umum Biaya administrasi umum selama 1 bulan adalah Rp 128.800.000.Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = =

3.1.7

12  Rp 128.800.000.Rp 1.545.600.000.-

Biaya Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran selama 1 bulan adalah Rp 128.800.000.Biaya pemasaran selama 1 tahun

= 12  Rp 128.800.000.= Rp 1.545.600.000,-

Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran, sehingga : Biaya distribusi

= 0,5 x Rp 1.545.600.000,-


= Rp 772.800.000,Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp 2.318.400.000,-

3.1.8

Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan Diperkirakan 5  dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 2004). Biaya laboratorium (W)

= 0,05 x Rp 45.711.917.456.= Rp 2.285.595.873.-

3.1.9

Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004). Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01 x Rp 228.559.587.280.= Rp 2.285.595.873.-

3.1.10 Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik. adalah 3,1 permil dari modal investasi tetap langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2007). = 0,0031 

Rp 181.876.225.871.-

= Rp 563.816.300.-

2. Biaya asuransi karyawan. Premi asuransi = Rp. 351.000,-/tenaga kerja (PT. Prudential Life Assurance, 2009) Maka biaya asuransi karyawan = 185 orang x Rp. 351.000,-/orang = Rp 64.935.000,Total biaya asuransi (Y)

= Rp 628.751.300.-

3.1.11 Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp 1.827.500.000,Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z = Rp 138.376.286.343.3.2

Variabel


3.2.1

Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 30 hari adalah

Rp 73.498.366.896 (sudah termasuk bahan baku recycle). Bahan baku yang dapat di-recycle hanya dibeli untuk persediaan 1 bulan dalam 1 tahun. Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun dikurang bahan baku yang dapat di-recycle (toluena dan asam sulfat) adalah Rp. 96.368.101.130.-

3.2.2

Biaya Variabel Tambahan 1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 10  dari biaya variabel bahan baku Biaya perawatan lingkungan

= 0,1  Rp 96.368.101.304.=

Rp 9.636.810.130.-

2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 1 dari biaya variabel bahan baku Biaya variabel pemasaran

= 0,01  Rp 96.368.101.034.= Rp 963.681.013.-

Total biaya variabel tambahan

3.2.3

= Rp 10.600.491.143.-

Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5  dari biaya variabel tambahan = 0,05  Rp 10.600.491.143.= Rp 530.024.557.Total biaya variabel = Rp 107.498.617.005.Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 138.376.286.343 + Rp 107.498.617.005 = Rp 245.874.903.348.-

4

Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan


4.1

Laba Sebelum Pajak (Bruto) Laba atas penjualan

= total penjualan – total biaya produksi = Rp 488.076.005.578 – Rp 245.874.903.348 = Rp 242.201.102.229.-

Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5% dari keuntungan perusahaan = 0,005 x Rp 242.201.102.229.= Rp 1.211.005.511.Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UURI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga : Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 242.201.102.229.- + Rp 1.211.005.511.= Rp 243.412.107.471.-

4.2

Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (Rusjdi, 2004):  Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10.  Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 15 .  Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 . Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:

-

- 10   Rp 50.000.000

= Rp

5.000.000,-

- 15   (Rp 100.000.000- Rp 50.000.000)

= Rp

7.500.000,-

30  (Rp 243.412.107.741 – Rp 100.000.000) Total PPh

4.3

= Rp 72.993.632.322,= Rp 73.006.132.322.-

Laba setelah pajak Laba setelah pajak

= laba sebelum pajak – PPh = Rp 243.412.107.741.- – Rp 73.006.132.322.= Rp 170.405.975.418.-

5

Analisa Aspek Ekonomi


5.1

Profit Margin (PM) PM =

Laba sebelum pajak  100  total penjualan

PM =

Rp 243.412.107.741. x 100% Rp 488.076.005.578. -

= 49,87 %

5.2

Break Even Point (BEP) BEP =

Biaya Tetap  100  Total Penjualan  Biaya Variabel Rp 138.376.286.343 x 100% Rp 488.076.005.578 - Rp 107.498.617.005

BEP =

= 36,36 % Kapasitas produksi pada titik BEP

= 36,36 %  800.000 Kg/tahun = 290.876.527 kg/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP

= 36,36 % x Rp 488.076.005.578 = Rp 177.462.316.819.-

5.3

Return on Investment (ROI) ROI

=

Laba setelah pajak  100  Total modal investasi

ROI

=

Rp 170.405.975.418. x 100% Rp 372.887.205.114. -

= 45,70 % 5.4

5.5

Pay Out Time (POT)

1 x 1 tahun 45,70

POT

=

POT

= 2,19 tahun

Return on Network (RON)


RON =

Laba setelah pajak  100  Modal sendiri

RON =

Rp 170.405.975.418. Rp 223.732.323.068. -

x 100%

RON = 76,17 %

5.6

Internal Rate of Return (IRR) Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut: - Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10  tiap tahun - Masa pembangunan disebut tahun ke nol - Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun - Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10 - Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan. Dari Tabel LE.12, diperoleh nilai IRR = 62,76 

% Kapasitas

TABEL LE.11 Data Perhtungan BEP Biaya tetap Biaya variabel Total biaya produksi

Penjualan

0

138.376.286.343

0

138.376.286.343

0

10

138.376.286.343

10.749.861.700

149.126.148.044

48.807.600.558

20

138.376.286.343

21.499.723.401

159.876.009.744

97.615.201.116

30

138.376.286.343

32.249.585.101

170.625.871.445

146.422.801.673

40

138.376.286.343

42.999.446.802

181.375.733.145

195.230.402.231

50

138.376.286.343

53,749,308,502

192.125.594.846

244.038.002.789

60

138.376.286.343

64.499.170.203

202.875.456.546

292.845.603.347

70

138.376.286.343

75.249.031.903

213.625.318.247

341.653.203.904

80

138.376.286.343

85.998.893.604

224.375.179.947

390.460.804.462

90

138.376.286.343

96.748.755.304

235.125.041.648

439.268.405.020

100

138.376.286.343

107.498.617.005

245.874.903.348

488.076.005.578


Tabel LE. 12 Data Perhitungan IRR

-372.887.205.114

P/F pada i = 60% 1

-372.887.205.114

P/F pada i = 63% 1

11.670.840.352

207.580.692.827

0,6250

129.737.933.017

0,6135

127.350.118.299

25.503.877.057

11.670.840.352

224.619.540.369

0,3906

87.742.007.957

0,3764

84.541.962.576

25.503.877.057

11.670.840.352

243.362.272.665

0,2441

59.414.617.350

0,2309

56.194.063.672

226.804.560.782

25.503.877.057

11.670.840.352

263.979.278.191

0,1526

40.280.041.228

0,1417

37.395.506.461

106.896.400.083

249.483.266.860

25.503.877.057

-

274.987.143.917

0,0954

26.224.817.650

0,0869

23.898.704.993

392.017.633.637

117.587.790.091

274.429.843.546

25.503.877.057

-

299.933.720.603

0,0596

17.877.442.873

0,0533

15.991.885.383

7

431.219.397.001

129.348.319.100

301.871.077.901

25.503.877.057

-

327.374.954.958

0,0373

12.195.667.437

0,0327

10.708.588.269

8

474.341.336.701

142.284.901.010

332.056.435.691

25.503.877.057

-

357.560.312.748

0,0233

8.325.099.776

0,0201

7.175.438.942

9

521.775.470.371

156.515.141.111

365.260.329.260

25.503.877.057

-

390.764.206.317

0,0146

5.686.367.605

0,0123

4.810.900.072

10

573.953.017.408

172.168.405.223

401.784.612.186

25.503.877.057

-

427.288.489.243

0,0091

3.886.166.171

0,0076

3.227.343.186

Thn

Laba sebelum pajak

Pajak

Laba Sesudah pajak

Depresiasi

0

-

-

-

-

1

243.412.107.741

73.006.132.322

170.405.975.418

25.503.877.057

2

267.753.318.515

80.308.495.554

187.444.822.960

3

294.528.650.366

88.341.095.110

206.187.555.256

4

323.981.515.403

97.176.954.621

5

356.379.666.943

6

Amortisasi

Net Cash Flow

PV pada i = 60%

18.482.955.949

18.482.955.949 IRR = 60+ 18.482.955.949 – (-1.592.693.260)

PV pada i = 63% -372.887.205.114

-1.592.693.260

× (63 – 60) = 62,76 %


harga (Rp)

biaya tetap

600,000,000,000

biaya variabel

500,000,000,000

biaya produksi biaya penjualan

400,000,000,000 300,000,000,000 200,000,000,000 100,000,000,000 0

10 20 30 40 50 60 70 80 90 10 0

kapasitas produksi (%)

Gambar LE.4 Grafik Break Event Point (BEP) Pabrik Pembuatan Furfural


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Recommend Documents