LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA Kapasitas Produk

: 250.000 ton/tahun

Satuan Operasi

: kg/jam

Waktu kerja pertahun

: 330 hari

Kapasitas produksi perjam

:

250.000

1 hari ton 1 tahun 1000 kg × × × = 31.565,6566 kg/jam 24 jam tahun 330 hari 1 ton

Kemurnian bahan baku : 99,85 % ( PT. Kaltim Methanol Industri ) Kemurnian produk

: 99,85 % Tabel LA.1. Komposisi Metanol

No

Nama Dagang

1

Metanol

2

Air

Rumus Kimia

Kadar

CH3OH

99,85 %

H2O

0,15%

Total

100 %

Perhitungan neraca massa dilakukan dengan alur maju dimana perhitungan dimulai dari alur bahan baku sampai ke alur produk. Untuk mendapatkan jumlah bahan baku yang masuk pada kapasitas produksi sebanyak 31.565,6566 kg/jam, maka terlebih dahulu digunakan basis bahan baku yang masuk sebanyak 1000 kg/jam. Untuk basis bahan baku 1000 kg/jam dihasilkan dimetil eter sebanyak 580,4420 kg/jam, maka untuk kapasitas produksi 250.000 ton/tahun diperoleh kapasitas bahan baku sebanyak 54.382,1029 kg/jam. Dengan rumus perbandingan:

Basis bahan baku (1000 kg/jam) Kapasitas produk (580,4420 kg/jam)  Bahan baku (X) Kapasitas produk (31.565,65 66 kg/jam) Bahan baku :

31.565,656 6 kg/jam 580,4420 kg/jam

× 1000 kg/jam = 54.382,1029 kg/jam

Berikut ini adalah perhitungan neraca massa pada setiap peralatan proses.

Universitas Sumatera Utara

LA.1. Fired Heater (FH-01) Fungsi : Untuk merubah fasa metanol dari fasa cair menjadi fasa gas serta meningkatkan temperatur sampai 250 oC

FH-01 2 F1 CH3OH (l) 99,85%

1

F2 CH3OH (g) 99,85%

Gambar LA.1. Diagram alir fired heater (FH-01) Neraca massa total : F1 = F2 Neraca massa komponen : a. F1 Metanol

= 0,9985 × 54.382,1029 kg/jam = 54.300,5297 kg/jam

N1 Metanol

= 1696,8916 kmol/jam

F2 Metanol

= 54.300,5297 kg/jam

b. F2 Air

= 0,0015 × 54.382,1029 kg/jam = 81,5732 kg/jam

N2 Air

= 4,5319 kmol/jam

F2 Air

= 81,5732 kg/jam

Tabel LA.2. Neraca Massa pada Fired Heater (FH - 01) Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 1

Alur 2

54.300,5297

54.300,5297

H2O

81,5732

81,5732

Total

54.382,1029

54.382,1029

Komponen CH3OH

LA.2. Reaktor (R-01)


Fungsi :

Sebagai

tempat

terjadinya

reaksi

dehidrasi

metanol

sehingga

menghasilkan dimetil eter yang akan dimurnikan pada proses berikutnya. 3

F3  CH3OCH3  H2O  CH3OH

T = 250oC P = 12 atm

R-01

F2 CH3OH 99,85%

2

Gambar LA.2. Diagram alir reaktor (R-01)

Reaksi

: 2CH3OH(l)

CH3OCH3(g) + H2O(g)

Konversi : 90% terhadap Metanol Neraca massa total : F2 = F3 Nearca massa komponen : a. Metanol BM Metanol 2

F Metanol

= 32 kg/kmol = 0,9985 × F1 = 0,9985 × 54.382,1029 kg/jam = 54.300,5297 kg/jam

N2 Metanol

=

F 2 Metanol BM Metanol

=

54.300,529 7 kg/jam 32 kg/kmol

= 1696,8916 kmol/jam Metanol bereaksi = 90 % × 1696,8916 kmol/jam = 1527,2024 kmol/jam N3 Metanol

= 1696,8916 kmol/jam - 1527,2024 kmol/jam = 169,6892 kmol/jam


F3 Metanol b.

= 5430,0530 kg/jam

Dimetil Eter BM Dimetil eter = 46 kg/mol - X.N 2 Metanol = 

r

=

- 0,9  1696,8916 kmol/jam -2

= 763,6012 kmol/jam N3 Dimetil Eter = 0 + r = 763,6012 kmol/jam F3 Dimetil Eter = 35.125,6552 kg/jam

c.

Air F2 Air

= 81,5732 kg/jam

N2 Air

= 4,5318 kmol/jam

Air terbentuk

= 0+r = 763,6012 kmol/jam = 13.744,8216 kg/jam

3

N Air

= Air masuk + Air yang terbentuk = 4,5318 kmol/jam + 763,6012 kmol/jam = 768,1330 kmol/jam

F3 Air

= 13.826,3947 kg/jam

Tabel LA.3. Neraca Massa pada Reaktor (R-01) Komponen CH3OH H2O CH3OCH3 Total

Masuk

Keluar

Alur 2 (kg/jam)

Alur 3 (kg/jam)

54.300,5297

5430,0530

81,5732

13.826,3947

-

35.125,6552

54.382,1029

54.382,1029

LA.3. Condensor (CD-01)


Fungsi : Untuk merubah fasa produk reaktor (R – 01) menjadi fasa cairan jenuh pada suhu bubble pointnya. CD-01


3

4


Gambar LA.3. Diagram alir condensor (CD-01) Neraca Massa Total untuk Condensor – 01 F3 = F4 Neraca massa komponen : a. Dimetil eter : N3 Dimetil eter

= 763,6012 kmol/jam

F3 Dimetil eter

= 35.125,6552 kg/jam

N4 Dimetil eter

= 763,6012 kmol/jam

F4 Dimetil eter

= 35.125,6552 kg/jam

b. Metanol : N3 Metanol

= 169,6892 kmol/jam

F3 Metanol

= 5430,0530 kg/jam

N4 Metanol

= 169,6892 kmol/jam

F4 Metanol

= 5430,0530 kg/jam

c. Air : N3 Air

= 768,1330 kmol/jam

F3 Air

= 13.826,3947 kg/jam

N4 Air

= 768,1330 kmol/jam

F4 Air

= 13.826,3947 kg/jam

Tabel LA.4. Neraca Massa Condensor (CD – 01)


Masuk

Keluar

Alur 3 (kg/jam)

Alur 4 (kg/jam)

5430,0530

5430,0530

H2O

13.826,3947

13.826,3947

CH3OCH3

35.125,6552

35.125,6552

Total

54.382,1029

54.382,1029

Komponen CH3OH

LA.4. Kolom Destilasi (KD – 01) Fungsi : Untuk memisahkan campuran metanol dan air pada produk bawah dengan dimetil eter sebagai produk atas. F5  CH3OCH3  H2O  CH3OH

5

4

enriching section

F  CH3OCH3 4  H2O  CH3OH stripping

KD-01

section

10

F10 - H2O - CH3OH - CH3OCH3

Gambar LA.4. Diagram alir kolom destilasi (KD – 01) Neraca Massa Total untuk KD – 01 F4

= F5 + F10 Tabel LA.5. Komposisi Bahan Masuk Kolom Destilasi (KD – 01) Komponen

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

Fraksi mol (xi)

CH3OH

5430,0530

169,6892

0,0997

H2O

13.826,3947

768,1330

0,4515

CH3OCH3

35.125,6552

763,6012

0,4488

Total

54.382,1029

1701,4234

1.0000

Yang diinginkan adalah 99,85% Dimetil Eter keluar dari atas kolom destilasi.


Metode Hengtebeck’s

(R.K.Sinnott)

Light key (LK)

: Dimetil Eter

Heavy key (HK)

: Metanol

Distribusi LK dan HK adalah 99,85% = 0,9985 Diinginkan 99,85 % Dimetil Eter keluar dari atas KD – 01

LK = [x.Dimetil Eter]d N5 Dimetil Eter

= 763,6012 kmol/jam × 99,85 % = 762,4558 kmol/jam

F5 Dimetil Eter

= 35.072,9667 kg/jam

[x.Dimetil Eter]b N10 Dimetil Eter

= 763,6012 kmol/jam × 0,15 % = 1,1454 kmol/jam

10

F

Dimetil Eter

Log (Xd/Xb)

= 52,6885 kg/jam  762,4558 kmol / jam   = log   1,1454 kmol / jam 

= 2,8233 Diinginkan 99,5 % Metanol keluar dari bottom KD – 01 LK = [x.Metanol]d N5 Metanol

= 169,6892 kmol/jam × 0,15 % = 0,2545 kmol/jam

F5 Metanol

= 8,1451 kg/jam

HK = [x.Metanol]b N10 Metanol

= 169,6892 kmol/jam × 99,85 % = 169,4346 kmol/jam

10

F Metanol

= 5.421,9079 kg/jam

Log (Xd/Xb)

 0,2545 kmol / jam   = log  169,4346 kmol / jam  

= -2,8233 Diinginkan 99,85 % Air keluar dari bottom KD – 01 LK = [x.Air]d


N5 Air

= 768,1330 kmol/jam × 0,15 % = 1,1522 kmol/jam

5

F Air

= 20,7396 kg/jam

HK = [x.Air]b N10 Air

= 768,1330 kmol/jam × 99,85 % = 766,9808 kmol/jam

F10 Air

= 13805,6552 kg/jam Tabel LA. 6. Neraca Massa Kolom Destilasi (KD – 01) Input (kg/jam)

Komponen

Output (kg/jam) Top

Bottom

Alur 4

Alur 5

Alur 10

5430,0530

35.072,9667

52,6885

CH3OH

13.826,3947

8,1451

5421,9079

H2O

35.125,6552

20,7396

13.805,6552

Total

54.382,1029

35.101,8514

19.280,2515

CH3OCH3

54.382,1029

LA.5. Condensor (CD-02) Fungsi : Untuk merubah fasa produk atas destilasi KD - 01 menjadi fasa cair

F5  CH3OCH3 (g)  H2O(g)  CH3OH (g)

CD-02

5

6

F6  CH3OCH3 (l)  H2O(l)  CH3OH (l)

Gambar LA.5. Diagram alir condenser (CD-02) Neraca Massa Total untuk CD – 01 F5 = F6 Neraca massa komponen : a. Dimetil eter : N5 Dimetil eter

= 762,4558 kmol/jam


F5 Dimetil eter

= 35.072,9667 kg/jam

6

= 762,4558 kmol/jam

6

= 35.072,9667 kg/jam

N Dimetil eter F Dimetil eter


= 0,2545 kmol/jam

F5 Metanol

= 8,1451 kg/jam

6

N Metanol

= 0,2545 kmol/jam

F6 Metanol

= 8,1451 kg/jam

c. Air : N5 Air

= 1,1522 kmol/jam

F5 Air

= 20,7396 kg/jam

6

N Air

= 1,1522 kmol/jam

F6 Air

= 20,7396 kg/jam Tabel LA. 6. Neraca Massa Condenser (CD – 02) Masuk

Keluar

Alur 5 (kg/jam)

Alur 6 (kg/jam)

CH3OH

8,1451

8,1451

H2O

20,7396

20,7396

CH3OCH3

35.072,9667

35.072,9667

Total

35.101,8514

35.101,8514

Komponen


LA.6. Splitter (SP-01) Fungsi

: Untuk membagi aliran destilat yang berasal dari CD - 02 menjadi aliran refluks dan aliran destilat produk


F7  CH3OCH3  H2O  CH3OH 7 9

8 SP-01


Gambar LA.6. Diagram alir splitter (SP-01)

Refluks Rasio = 0,1008 (Dimian dan Bildea, 2008): Neraca massa total : F7 = F8 + F9 Neraca massa komponen : a. Dimetil eter : N7 Dimetil eter

= 762,4558 kmol/jam

F7 Dimetil eter

= 35.072,9667 kg/jam

N9 Dimetil eter

= 0,1008 × 762,4558 kmol/jam = 76,8174 kmol/jam

F9 Dimetil eter

= 3.533,6014 kg/jam

N8 Dimetil eter


F8 Dimetil eter

= 31.539,3653 kg/jam


= 0,2545 kmol/jam

F7 Metanol

= 8,1451 kg/jam

N9 Metanol

= 0,1008 × 0,2545 kmol/jam = 0,0256 kmol/jam

9

F Metanol

= 0,8206 kg/jam

N8 Metanol

= 0,2545 kmol/jam - 0,0256 kmol/jam


= 0,2289 kmol/jam 8

F Metanol

= 7,3245 kg/jam

c. Air : N7 Air

= 1,1522 kmol/jam

F7 Air

= 20,7396 kg/jam

N9 Air

= 0,1008 × 1,1522 kmol/jam = 0,1161 kmol/jam

F9 Air

= 2,0895 kg/jam

N8 Air


F8 Air

= 18,6501 kg/jam Tabel LA.8. Neraca Massa Total Splitter (SP – 01)

Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam) Refluks

Destilat

Alur 7

Alur 9

Alur 8

35.072,9667

3.533,6014

31.539,3653

CH3OH

8,1451

0,8206

7,3245

H2O

20,7396

2,0895

18,6501

Total

35.101,8514

3.536,5115

31.565,3398

CH3OCH3

35.101,8514

LA.7. Reboiler (RB-01)


Fungsi

: Untuk menguapkan sebagian campuran produk bottom KD-01 F11 (V*)  CH3OCH3  H2O  CH3OH

11

RB-101

F10 (L*)  CH3OCH3  H2O  CH3OH

10 12

F12 (B*)  H2O  CH3OH  CH3OCH3

Gambar LA.7. Diagram alir reboiler (RB-01) Keterangan : V* : Aliran Vapor (Refluks) RB-01 L* : Aliran Feed RB-01 B* : Aliran Bottom Produk RB-01 Kondisi Uap kondenser : P = 8,0 atm = 810,6 kPa T = 159 oC = 432 oK q=

 jumlah mol cair  jumlah mol total

=

169,6892  768,1330 = 0,5512 1701,4234

Sehingga : B* = 1109,5345 kmol/jam V* = V - ( 1- q ) x F

(Geankoplis, 1997)

= 763,8625 + ( 1 – 0,5512 ) × 1701,4234 kmol/jam = 0,2613 kmol/jam Neraca Total : L* = B* + V* = 1109,5345 kmol/jam - 0,2613 kmol/jam = 1109,7958 kmol/jam Perhitungan : a. Dimetil eter N10 Dimetil eter

= 0,0012 × 1109,7958 kmol/jam = 1,3558 kmol/jam

10

F Dimetil eter

= 62,3676 kg/jam


N11 Dimetil eter

= 0,0012 × 0,2613 kmol/jam = 0,2613 kmol/jam

11

F Dimetil eter

= 0,0147 kg/jam

N12 Dimetil eter

= 0,0012 × 1109,5345 kmol/jam = 1,3555 kmol/jam

F12 Dimetil eter

= 62,3530 kg/jam

b. Metanol N10 Metanol

= 0,1807 × 1109,7958 kmol/jam = 200,5607 kmol/jam

F10 Metanol

= 6417,9415 kg/jam

N11 Metanol

= 0,1807 × 0,2613 kmol/jam = 0,0472 kmol/jam

11

F Metanol

= 1,5113 kg/jam

N12 Metanol

= 0,1807 × 1109,5345 kmol/jam = 200,5134 kmol/jam

F12 Metanol

= 6416,4302 kg/jam

c. Air N10 Air

= 0,8181 × 1109,7958 kmol/jam = 907,8793 kmol/jam

F10 Air

= 16.341,8281 kg/jam

N11 Air

= 0,8181 × 0,2613 kmol/jam = 0,2138 kmol/jam

11

= 3,8481 kg/jam

12

= 0,8181 × 937,2995 kmol/jam

F Air N Air

= 907,6656 kmol/jam F12 Air

= 16337,9800 kg/jam

Tabel LA.9. Neraca Massa Total Reboiler (RB-01)


Input (kg/jam)

Komponen


Bottom

Alur 10

Alur 11

Alur 12

62,3676

0,0147

62,3530

CH3OH

6.417,9415

1,5113

6.416,4302

H2O

16.341,8281

3,8481

16.337,9800

Total

22.822,1373

5,3741

22.816,7632

CH3OCH3

22.822,1373

LA.8. Heater (H-01) Fungsi : Untuk meningkatkan temperatur dari produk reboiler (RB-01) pada suhu bubble pointnya.


H-01

12

13


Gambar LA.8. Diagram alir heater (H-01) Neraca Massa Total untuk H – 01 F12 = F13 Neraca massa komponen :

a. Dimetil eter : N12 Dimetil eter

= 1,3555 kmol/jam

F12 Dimetil eter

= 62,3530 kg/jam

N13 Dimetil eter

= 1,3555 kmol/jam

F13 Dimetil eter

= 62,3530 kg/jam


= 200,5134 kmol/jam

F12 Metanol

= 6.416,4302 kg/jam


N13 Metanol

= 200,5134 kmol/jam

13

F Metanol

= 6.416,4302 kg/jam

c. Air : N12 Air

= 907,6656 kmol/jam

F12 Air

= 16.337,9800 kg/jam

N13 Air

= 907,6656 kmol/jam

13

F Air

= 16.337,9800 kg/jam Tabel LA.10. Neraca Massa Heater (H – 01) Masuk

Keluar

Alur 12 (kg/jam)

Alur 13 (kg/jam)

CH3OH

6.416,4302

6.416,4302

H2O

16.337,9800

16.337,9800

62,3530

62,3530

22.816,7632

22.816,7632

Komponen

CH3OCH3 Total

LA.9. Kolom Destilasi (KD – 02) Fungsi : untuk memisahkan campuran metanol dengan air. F14

14

F13

 H2O  CH3OH  CH3OCH3


enriching section

13

KD-01

stripping section

F19

19


Gambar LA.9. Diagram alir kolom destilasi (KD – 02) Neraca Massa Total untuk KD – 02


F13

= Umpan (F14 + F19) Tabel LA.11. Komposisi Umpan Masuk Kolom Destilasi (KD – 02) Komponen

xi

N (kmol/jam)

F (kg/jam)

CH3OCH3

0.0012

1,3555

62,3530

CH3OH

0.1807

200,5134

6.416,4302

H2O

0.8181

907,6656

16.337,9800

Total

1.0000

1.109,5345

22.816,7632

Yang diinginkan adalah 99,85% Dimetil Eter keluar dari atas kolom destilasi. Metode Hengstebeck’s

(R.K.Sinnott)

Light key (LK)

: Metanol

Heavy key (HK)

: Air

Distribusi LK dan HK adalah 99,85% = 0,9985 Diinginkan 99,85 % Metanol keluar dari atas KD - 02 LK = [x.Metanol]d N14 Metanol

= 200,5134 kmol/jam × 99,85 % = 200,2127 kmol/jam

14

F Metanol

= 6.406,8056 kg/jam

[x.Metanol]b N19 Metanol

= 200,5134 kmol/jam × 0,15 % = 0,3008 kmol/jam

F19 Metanol

= 9,6246 kg/jam

Log (Xd/Xb)

 200,2127 kmol / jam   = log   0,3008 kmol / jam 

= 2,8233 Diinginkan 99,85 % Air keluar dari bawah KD - 02 HK = [x.Air]b N14 Air

= 907,6656 kmol/jam × 99,85 % = 906,3041 kmol/jam

F14 Air

= 16.313,4731 kg/jam


LK = [x.Air]d N19 Air

= 907,6656 kmol/jam × 0,15 % = 1,3615 kmol/jam

F19

= 24,5070 kg/jam

Diinginkan 99,85 % Dimetil eter keluar dari atas KD - 02 LK = [x. Dimetil eter]d N14 Metanol

= 1,3555 kmol/jam × 99,85 % = 1,3535 kmol/jam

F14 Dimetil eter

= 62,2594 kg/jam

[x. Dimetil eter]b N19 Dimetil eter

= 1,3555 kmol/jam × 0,15 % = 0,3008 kmol/jam

F19 Dimetil eter

= 0,0935 kg/jam

Tabel LA. 12. Data Neraca Massa Total Kolom Destilasi (KD – 02)

Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam) Top

Bottom

Alur 13

Alur 14

Alur 15

62,3530

62,2594

0,0935

CH3OH

6.416,4302

6.406,8056

9,6246

H2O

16.337,9800

24,5070

1.6313,4731

Total

22.816,7632

6.493,5720

1.6323,1912

CH3OCH3

22.816,7632

LA.10. Condensor (CD-03)


Fungsi : Untuk merubah fasa produk atas destilasi KD - 02 menjadi fasa cair


CD-03

14

15

F15  CH3OCH3  H2 O  CH3OH

Gambar LA.10. Diagram alir condensor (CD-03) Neraca Massa Total untuk CD – 03 F14 = F15 Neraca massa komponen : a. Dimetil eter : N14 Dimetil eter

= 1,3535 kmol/jam

F14 Dimetil eter

= 62,2594 kg/jam

15

N Dimetil eter

= 1,3535 kmol/jam

F15 Dimetil eter

= 62,2594 kg/jam


= 200,2127 kmol/jam

F14 Metanol

= 6406,8056 kg/jam

15

N Metanol

= 200,2127 kmol/jam

F15 Metanol

= 6406,8056 kg/jam

c. Air : N14 Air 14

= 1,3615 kmol/jam

F Air

= 24,5070 kg/jam

N15 Air

= 1,3615 kmol/jam

F15 Air

= 24,5070 kg/jam

Tabel LA. 13. Neraca Massa Condensor (CD – 03)


Masuk

Keluar

Alur 14 (kg/jam)

Alur 15 (kg/jam)

6.406,8056

6.406,8056

H2O

24,5070

24,5070

CH3OCH3

62,2594

62,2594

6.493,5720

6.493,5720

Komponen CH3OH

Total

LA.11. Splitter (SP-02) Fungsi

: Untuk membagi aliran destilat yang berasal dari CD - 03 menjadi aliran refluks dan aliran destilat F16  CH3OCH3  H2O  CH3OH F18  CH3OCH3  H2O  CH3OH

16 17

18 SP-01


Gambar LA.11. Diagram alir splitter (SP-02)

Refluks Rasio = 0,01 Neraca massa total : F16 = F17 + F18 Neraca massa komponen : a. Dimetil eter : N16 Dimetil eter 16

= 1,3535 kmol/jam

F Dimetil eter

= 62,2594 kg/jam

N18 Dimetil eter

= 0,01 × 1,3535 kmol/jam = 0,0135 kmol/jam

F18 Dimetil eter

= 0,6226 kg/jam

N17 Dimetil eter


F17 Dimetil eter

= 61,6368 kg/jam



= 200,2127 kmol/jam

16

F Metanol

= 6406,8056 kg/jam

N18 Metanol

= 0,01 × 200,2127 kmol/jam = 2,0021 kmol/jam

F18 Metanol

= 64,0681 kg/jam

N17 Metanol


F17 Metanol

= 6342,7375 kg/jam

c. Air : N16 Air

= 1,3615 kmol/jam

F16 Air

= 24,5070 kg/jam

18

N Air

= 0,01 × 1,3615 kmol/jam = 0,0136 kmol/jam

F18 Air

= 0,2451 kg/jam

N17 Air


F17 Air

= 24,2619 kg/jam Tabel LA.14. Neraca Massa Total Splitter (SP – 02)

Komponen

Input (kg/jam)


Destilat

Alur 16

Alur 18

Alur 17

62,2594

0,6226

61,6368

6406,8056

64,0681

6342,7375

H2O

24,5070

0,2451

24,2619

Total

6493,5720

64,9357

6428,6362

CH3OCH3 CH3OH

6493,5720

LA.12. Reboiler (RB - 02)


Fungsi : Untuk menguapkan sebagian campuran produk bottom KD - 02

F20 (V*)  CH3OCH3  H2O  CH3OH

20

RB-102

F19 (L*)  CH3OCH3  H2O  CH3OH

19

21

F21 (B*)  CH3OCH3  H2O  CH3OH

Gambar LA.12. Diagram alir reboiler (RB-02) Keterangan : L* [F19] 20

: Aliran vapor RB-102

V* [F ]

: Aliran Refluks RB-102

B* [F21]

: Aliran Bottom Produk RB-102

Kondisi Uap kondenser : P = 8,0 atm = 8,1062 kPa T = 177 oC = 432 oK q=

 jumlah mol cair  jumlah mol total

=

907 ,6656 = 0,8181 1109 ,5345

Sehingga : B* = 911,2722 kmol/jam V* = V - ( 1- q ) x F

(Geankoplis, 1997)

= 202,9276 + ( 1 – 0,8181 ) × 1109,5345 kmol/jam = 1,0587 kmol/jam Neraca Total : L* = V* + B* = 1,0587 kmol/jam + 911,2722 kmol/jam = 910,2135 kmol/jam

Perhitungan : a. Dimetil eter


N19 Dimetil eter

= (2,2060×10-6) × 910,2135 kmol/jam = 0,0020 kmol/jam

19

F Dimetil eter

= 0,0940 kg/jam

N20 Dimetil eter

= (2,22×10-6) × 1,0587 kmol/jam = 2,3504 × 10-6 kmol/jam

F20 Dimetil eter

= 0,0001 kg/jam

N21 Dimetil eter

= (2,2060×10-6) × 911,2722 kmol/jam = 0,0020 kmol/jam

F21 Dimetil eter

= 0,0939 kg/jam

b. Metanol N19 Metanol

= 0,0003 × 910,2135 kmol/jam = 0,3023 kmol/jam

19

F Metanol

= 9,6742 kg/jam

N20 Metanol

= 0.0003 × 1,0587 kmol/jam = 0,0004 kmol/jam

F20 Metanol

= 0,0112 kg/jam

N21 Metanol

= 0,0003 × 911,2722 kmol/jam = 0,3020 kmol/jam

21

F Metanol

= 9,6629 kg/jam

c. Air N19 Air

= 0,9997 × 910,2135 kmol/jam = 910,9678 kmol/jam

19

F Air 20

N Air

= 16,397,4202 kg/jam = 0,9997 × 1,0587 kmol/jam = 1,0583 kmol/jam

F20 Air

= 19,0501 kg/jam

N21 Air

= 0,9997 × 911,2722 kmol/jam = 909,9094 kmol/jam

21

F Air

= 16378,3701 kg/jam


Tabel LA. 15. Neraca Massa Total Reboiler (RB - 02) Output (kg/jam)

Input (kg/jam)

Komponen

Refluks

Bottom

Alur 19

Alur 20

Alur 21

CH3OCH3

0,0940

0,0001

0,0939

CH3OH

9,6742

0,0112

9,6629

16.397,4202

19,0501

16378,3701

19,0615

16.388,1269

H2O Total

16.407,1884

16.407,1884

LA.13. Cooler (C-01) Fungsi : Untuk mendinginkan produk bawah reboiler (RB-02)


C-01

21

22


Gambar LA.13. Diagram alir cooler (C-01) Neraca Massa Total untuk C – 01 F21 = F22 Neraca massa komponen :

a. Dimetil eter : N21 Dimetil eter 21

= 0,0020 kmol/jam

F Dimetil eter

= 0,0939 kg/jam

N22 Dimetil eter

= 0,0020 kmol/jam

F22 Dimetil eter

= 0,0939 kg/jam

b. Metanol : N21 Metanol 21

= 0,3020 kmol/jam

F Metanol

= 9,6629 kg/jam

N22 Metanol

= 0,3020 kmol/jam


F22 Metanol

= 9,6629 kg/jam

c. Air : N21 Air

= 909,9094 kmol/jam

F21 Air

= 16378,3701 kg/jam

N22 Air

= 909,9094 kmol/jam

F22 Air

= 16378,3701 kg/jam Tabel LA. 16. Neraca Massa Cooler (C – 01)

Komponen CH3OH H2O CH3OCH3 Total

Masuk

Keluar

Alur 21 (kg/jam)

Alur 22 (kg/jam)

9,6629

9,6629

16.378,3701

16.378,3701

0,0939

0,0939

16.388,1269

16.388,1269


LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS

Kapasitas

: 250.000 ton/tahun

Operasi Pabrik

: 330 hari/tahun

Basis Perhitungan

: 1 Jam operasi

Temperatur Referensi : 25oC = 298o K Satuan Panas

: kilo Joule (kJ)

Panas yang dihitung pada neraca panas ini. meliputi : -

Panas yang dihitung apabila terjadi perubahan temperatur. Q = n.Cp .ΔT dengan : ΔT = T - To Q : Panas yang dihasilkan/dikeluarkan. kJ. Cp : Kapasitas panas. kJ/kmol.K. N : Mol senyawa. kmol. To : Temperatur referensi. 25oC T : Temperatur senyawa. oC

Keterangan : T

C p .T   C p dT To

Kapasitas panas cairan T



  A  B.T

To

  CT 2  DT 3  dt 

 A T  To  

B 2

T

2

 To

2

  T C 3

3



D 4

T

4

 To

4





D 4

T

4

 To

4

  T

 To  3

Kapasitas panas gas T



  A  B.T

To

  CT 2  DT 3  ET 4  dt 

 A T  To  

B 2

T

2

 To

2

  T C 3

3

 To  3

E 5

5

 To

5




Tabel LB.1. Kapasitas panas gas Cp(g) = a + bT + cT2 + dT3+eT4 (J/mol.K) Komponen

a

b

c

d

e

CH3OH

34,4925

-0,0291887

2,86844E-04

-3,12501E-07

1,09833E-10

CH3OCH3

48,903

-0,00881692

4,24399E-04

-5,12852E-07

1,93182E-10

H2O

34,0471

-0,00965064

3,29983E-05

-2,04467E-08

4,30228E-12

Tabel LB.2. Kapasitas panas cair Cp(l) = a + bT + cT2 + dT3 (J/mol.K) Komponen

a

b

c

d

CH3OH

-258,25

3,3582

-0,0116388

1,40516E-05

CH3OCH3

39,0853

0,807754

-0,0037009

6,32701E-06

H2O

18,2964

0,472118

-0,00133878

1,31424E-06

Tabel LB.3. Sifat Fisik Komponen

-

∆Hf

Komponen

Berat Molekul

Titik didih (K)

CH3OH

32,042

337,671

-48,08

35.270,4

CH3OCH3

46,068

248,321

-43,99

21.510,1

H2O

18,016

373,161

-57,80

40.656,2

NH3

17,032

239,731

-10,92

23.351,0

(kcal/gmol)

Hvl (J/mol)

Panas reaksi. untuk menghitung panas yang dihasilkan dari reaksi kimia di reaktor. ΔHR(298 oK)

= ΔHf produk – ΔHf reaktan

dengan : ΔHf = Panas pembentukan suatu senyawa pada 25oC. kJ/kmol. Untuk kondisi temperatur reaksi bukan pada 25oC. panas reaksi dihitung dengan menggunakan rumus : ΔHR(oK) = ΔHR (298 oK) +

 n CpdT   n CpdT

produk

dQ dT

= r . ΔHR ( ToK) +

reak tan

 n CpdT   n CpdT

produk

reak tan


LB.1. Fired Heater (FH-01) Fungsi :

Meningkatkan temperatur dan merubah fasa metanol dari fasa cair

menjadi fasa gas

FH-01 Q1 T = 300 oC

1 1. 2.

Q2

2 1. 2.

CH3OH (l) H2O (l) T = 30 oC

CH3OH (g) H2O (g) T = 250 oC P = 10 atm

Gambar LB.1. Diagram alir fired heater (FH-01) Panas Masuk  303 K  Qin  Ni    Cp.dT   o   298 K  o

Tabel LB.4. Perhitungan Panas Masuk pada Fired Heater (FH-01) 303o K

Alur

Komponen

N (kmol/jam)

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

o

298 K

1

CH3OH H2O

1696,8916

405,9901

688.921,1957

4,5318

374,6878

1.698,0261

Total

690.619,2218

Panas Keluar  523 K   Ni    Cp.dT   o   298 K  o

Qout

Tabel LB.5. Perhitungan Panas Keluar pada Fired Heater (FH-01) 523o K

Alur

Komponen

N (kmol/jam)

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

o

298 K

2

CH3OH H2O

1.696,8916

11.791,6344

20.009.124,79

4,5318

7.741,1999

35.081,8945

Total

20.044.206,68


o o  523 K    303 K  dQ      Niout   Cp.dT   Niin   Cp.dT   o    o  dT   298 K    298 K  

= Q out – Q in = 20.044.206,68 kJ/jam – 690.619,2218 kJ/jam = 19.353.587,46 kJ/jam

Panas yang diperlukan = 19.353.587,46 kJ/jam Fuel Mass Flow

= 904,8120 kg/jam (Hysis)

Efficiency

= 80 %

Fraction Excess Air

= 15 %

Qt

=

Panas diperlukan Fuel Mass Flow

=

19.353.587 ,46 kJ/jam 904,8120 kg/jam

= 21.389,6218 kg/jam Qn

=

Qt Efficiency

=

21.389,621 8 kg/jam 80%

= 26.737,0273 kJ/kg 10 6 G f Qn

 840  8 xt with fuel oil lb/MBtu heat release

Fuel Oil Rate, Gf

= 22,0090 kg/jam (Walas, 218)

Tabel LB.6. Neraca Panas pada Fired Heater (FH-01) Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)

Umpan

690.619,2218

-

Produk

-

20.044.206,68

Panas yang diserap

19.353.587,46

-

Total

20.044.206,68

20.044.206,68


LB.2. Reaktor (R-01) Fungsi : Sebagai tempat terjadinya reaksi dehidrasi metanol sehingga menghasilkan dimetil eter yang akan dimurnikan pada proses berikutnya. Reaksi

: 2 CH3OH

CH3OCH3 + H2O Q3  CH3OCH3 (g)  H2O (g)  CH3OH (g) T=? 3

Air pendingin

T = 250oC P = 12 atm R-01 Air pendingin

2

T = 40 oC

Q2  CH3OH (g) 99,5% T = 250 oC

Gambar LB.2. Diagram alir reaktor (R-01)

Panas Masuk  523 K   Ni    Cp.dT   o   298 K  o

Qout

Tabel LB.7. Perhitungan panas masuk pada reaktor (R-01) 523o K

Alur

Komponen N (kmol/jam)

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

o

298 K

2

CH3OH H2O

1.696,8916

11.791,6344

20.009.124,79

4,5318

7.741,1999

35.081,8945

Total

20.044.206,68

Panas Keluar


Perhitungan suhu keluar reaktor dQ dT

r

= r . ΔHR (

o

K)

+  N out

T

 Cp.dT

250o C in  XN CH 3OH

 CH OH

=

3

- 0,90  1696,8916 = 763,6012 kmol = 763.601,2 mol/jam -2

Panas standard reaksi H R (25 o C ) = H ofCH 3OCH 3  H ofH 2O  H ofCH 3

= -43,99 + (-57,08) – (-48,08) = -52,99 kcal/gmol Panas reaksi 250oC dapat dihitung dengan persamaan H R (250 C ) = o

ΔHR ( 25oC)



+

250o C out

 Cp.dT

25o C

H R (250 o C ) = -52,99

kcal/gmol + [7741,1999 + 19.522,1668 – (2 ×

11.791,6344)] cal/gmol = - 49,3099 kcal/gmol (∆HR < 0, reaksi eksoterm) diasumsikan kapasitas panas konstan, maka 0 = 763.601,1994 × (- 49,3099) + [768,1330 × 7741,1999 + 763,6012 × 19.522,1668 + (2 × 11.791,6344) × 2.000.912,479] × ( T2 – 250 ) T – 250 = 1,6475 T2 = 251,6475 oC = 524,6475 K  524, 64  Qout  Ni    Cp.dT   298 

Tabel LB.8. Perhitungan Panas Keluar Pada Reaktor (R-01) 524, 64o K

Alur

Komponen

N (kmol/jam)

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

o

298 K

3

CH3OH

169,6892

11.892,5668

2.018.039,619

H2O

768,1330

7.799,5740

5.991.110,555

CH3OCH3

763,6012

19.689,5012

15.034.926,72

Total

23.044.076,89


= r × H R (250 o C )

Panas reaksi

= 763,6011994 kmol/jam × ( - 0,0493099) kcal/kmol = -37,6531 kcal/jam = -157,5406 kJ/jam = r × H R (250 o C )  Qout  Qin

Q

= 2.999.712,668 kJ/jam Air pendingin untuk mengkontrol suhu agar tetap pada 250 oC Kondisi suhu masuk = 25 oC Kondisi suhu keluar = 40 oC H(40 oC)

= 167,5 kJ/kg

(Reklaitis)

H(25 oC)

= 125,8 kJ/kg

(Reklaitis)

Mair pendingin

=

Q H(40 C) - H(25 o C )

Mair pendingin

=

2.999.712, 668 167,5 - 125,8

Mair pendingin

= 71.935,556 kg/jam

o

Tabel LB.9. Neraca Panas pada Reaktor (R-01) Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)

Umpan

20.044.206,68

Produk

-

23.044.076,89

Panas reaksi

-

-157,5406

2.999.712,668

-

23.043.919,35

23.043.919,35

Air pendingin Total

LB.3. Condensor (CD-01)


Fungsi :

Untuk menurunkan temperatur produk reaktor serta merubah fasa

menjadi cairan jenuh agar memudahkan proses pemisahan di kolom destilasi Air pendingin T = 25oC Q3

Q4 CD-01

 CH3OCH3 (g)  H2O (g)  CH3OH (g) T = 253,5 oC

3

 CH3OCH3 (l)  H2O (l)  CH3OH (l) T = 69oC

4

P = 12 atm

Kondensat T = 40oC

Gambar LB.3. Diagram alir condenser (CD-01)

Panas Masuk  524, 64 K  Q  Ni    Cp.dT   o   298 K  o

Tabel LB.10. Perhitungan Panas Masuk pada Condensor (CD-01) Alur

3

Komponen

N (kmol/jam)

524, 64o K

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

298o K

CH3OH

169,6892

11.892,5668

2.018.039,619

CH3OCH3

763,6012

19.689,5012

15.034.926,72

H2O

768,1330

7.799,5741

5.991.110,555

Total

23.044.076,89

Panas Keluar  343 K  Q  Ni    Cp.dT   o   298 K  o

Tabel LB.11. Perhitungan Panas Keluar pada Condensor (CD-01)


343o K

Alur Komponen

 Cp.T

N (kmol)

(kJ/kmol.K)

Q(kJ/jam)

298o K

4

CH3OH

169,6892

3.844,4873

652.367,806

CH3OCH3

763,6012

5.693,0375

4.347.210,308

H2O

768,1330

3.390,5215

2.604.371,594

Total

7.603.949,707

Panas yang diserap ammonia (Q) adalah : o o  524,64 K   343 K   dQ       Niout   Cp.dT   Niin  Cp . dT  o    o  dT   298 K    298 K  

Qamonia

= Qout - Qin = 7.603.949,707 kJ/jam – 23.044.076,89 kJ/jam = -15.440.127,19 kJ/jam

Kondisi air pendingin masuk pada T = 25oC ; 1 atm Kondisi air pendingin keluar pada T = 40oC ; 1 atm H (25 oC)

= 125,8 kJ/kg

(Reklaitis)

H (40 oC)

= 167,5 kJ/kg

(Reklaitis)

Maka jumlah air pendingin yang dibutuhkan : Mammonia

=

=

Q H (40 C) - H (25 o C) o

15.440.127 ,19 kJ/jam 167,5 kJ/kg - 125,8 kJ/kg

= 370.266,8391 kg/jam

Tabel LB.12. Neraca Panas pada Condensor (CD-01) Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)

Umpan

23.044.076,89

-

Produk

-

7.603.949,707

Air pendingin

-

15.440.127,19

23.044.076,89

23.044.076,89

Total LB.4. Kolom Destilasi 1 (KD – 01)


Fungsi : Untuk memisahkan campuran

metanol dan air sebagai produk bawah

dengan dimetil eter sebagai produk atas. Q5 5

 H2O(g)  CH3OH (g)  CH3OCH3 (g) T = 70oC

Q4  H2O(l)  CH3OH (l)  CH3OCH3 (l) T = 70oC

4

P = 8 atm KD-01

Q10

P = 8 atm 10

 H2O(l)  CH3OH (l)  CH3OCH3 (l) T = 70oC

Gambar LB.4. Diagram alir kolom destilasi (KD-01)

Kondisi Feed : bubble point Menentukan suhu umpan masuk : Umpan yang masuk ke kolom destilasi merupakan cairan jenuh. Untuk menentukan suhu umpan, maka dilakukan perhitungan bubble point dengan cara trial suhu umpan hingga syarat ∑ Ki.xi = 1 terpenuhi. Tabel LB.13 Komposisi Bahan Masuk Kolom Destilasi (KD – 01) Komponen

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

Fraksi mol (xi)

CH3OH

5420,3966

169,3874

0,0997

13.801,8070

766,7671

0,4515

52,6738

1,1451

0,4488

54.382,1029

1701,4234

1.0000

H2O CH3OCH3 Total

 B  o Persamaan Antoine : ln Pi = A -   , dimana P = kPa, T = K T  C  4 Kondisi umpan masuk [F ] : P = 8 atm = 810,6 kPa T

= 70 oC = 343 oK


Tabel LB.14. Nilai Bilangan Antoine Komponen

A

B

C

CH3OH

16,4948

3.593,39

-35,2249

H2O

16,5392

3.985,44

-38,9974

CH3OCH3

14,3448

2.176,84

-24,6733

Dengan menggunakan persamaan antoine maka diperoleh : Menghitung Tekanan pada Dimetil Eter : ln PiDME

 B  =A-   T  C 

  2176,84 = 14,3448-    343  (-24,6733 )  = 7,5064 Pi

= 1819,6813 kPa

Menghitung tekanan pada Metanol :

 B  ln PiMetanol = A -   T  C    3.593,39 = 16,4948 -    343  (-35,2249 )  = 4,8194 Pi

= 123,8937 kPa

Menghitung tekanan pada Air : ln PiAir

 B  =A-   T  C    3.985,44 = 16,5392 -    343  (-38,9974 )  = 3,4293

Pi

= 30,8554 kPa

Menghitung nilai Ki


Ki = Pi/P a. Dimetil Eter Ki

=

123,8937 = 0,1528 810,6

b. Metanol Ki

=

30,8554 = 0,0381 810,6

c. Air Ki

=

1.819,6813 = 2,2449 810,6

Menentukan Harga Yi Yi = Ki × Xi a. Dimetil Eter Yi = 0,1528 × 0,0997 = 0,0152 b. Metanol Yi = 0,0381 × 0,4515 = 0,0172 c. Air Yi = 2,2449 × 0,4488 = 1,0075 Berikut data yang diperoleh : Tabel LB.15. Perhitungan untuk temperatur umpan masuk (bubble point) Ki 

Pi P

Komponen

xi

Pi

CH3OCH3

0,0997

123,8937

0,1528

0,0152

CH3OH

0,4515

30,8554

0,0381

0,0172

H2O

0,4488

1.819,6813

2,2449

1,0075

Total

Yi = Ki . xi

1,0399

Panas Masuk


 343 K  Q  Ni    Cp.dT   o   298 K  o

Tabel LB.16. Perhitungan Panas Masuk pada Kolom Destilasi (KD-01) 343o K

Alur Komponen

 Cp.T

N (kmol)

(kJ/kmol.K)

Q(kJ/jam)

o

298 K

4

CH3OH

169,6892

3.844,4873

652.367,806

CH3OCH3

763,6012

5.693,0375

4.347.210,308

H2O

768,1330

3.390,5215

2.604.371,594

Total

7.603.949,707

Panas Keluar  343 K  Q  Ni    Cp.dT  Hvl   o   298 K  o

Tabel LB.17. Perhitungan Panas Keluar Destilat Kolom Destilasi (KD-01) 343o K

Alur Komponen

N (kmol)

∆Hvl

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

o

298 K

CH3OH 5

CH3OCH3 H2O

0,2545

35.270,4

2.046,6958

9.498,4597

762,4558

-

3.367,5468

2.567.605,6138

1,1522

40.656,2

1.517,3376

48.592,3316

Total

3.717.829,808

 343 K  Q  Ni    Cp.dT  Hvl   o   298 K  o

Tabel LB.18. Perhitungan Panas Keluar Bottom Kolom Destilasi (KD-01) 343o K

Alur Komponen

N (kmol)

∆Hvl

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

o

298 K

10

CH3OH CH3OCH3 H2O

200,5607 1,3559 21.510,1 907,8794 Total

3.844,4873 5.693,0376 3.390,5215

771.052,9587 36.882,5107 3.078.184,43 3.886.119,899


Panas Refluks Kondensor  315 K  Q  Ni    Cp.dT   o   298 K  o

Tabel LB.19. Perhitungan Panas Refluks Kondensor 315o K

Alur Komponen

N (kmol)

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q(kJ/jam)

o

298 K

CH3OH 9

CH3OCH3

0,8206

1398,8626

1147,90665

3.533,6014

2060,6975

7.281.683,571

2,0895

1276,2024

2.666,6249

H2O

Total

7.288.164,727

Panas Refluks Reboiler QRB

= Q destilat + Qbottom + Qrefluks kondensor – Qin = 3.717.829,808 + 3.886.119,899 + 7.288.164,727 – 7.603.949,707 = 7.288.164,727 kJ/jam

Tabel LB. 20 Neraca Energi Total Kolom Destilasi (KD-01) Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)

Umpan

7.603.949,707

Qdestilat

3.717.829,808

QRB

7.288.164,727

Qbottom

3.886.119,899

-

Qkondensor

7.288.164,727

Total

14.892.114,4300

14.892.114,4300

LB.5. Condensor (CD-02) Fungsi : Mengubah fasa metanol dan air yang berfasa gas menjadi fasa cair dari produk top kolom destilasi


Air pendingin T = 25oC Q5

Q6

CD-02

5

 CH3OCH3 (g)  H2O(g)  CH3OH (g) T = 70oC

6

 CH3OCH3 (l)  H2O(l)  CH3OH (l) T = 42oC

Air pendingin bekas T = 40oC

Gambar LB.5. Diagram alir Condensor (CD-02) Perhitungan untuk titik embun (dew point) berdasarkan trial hingga ∑

yi 1 Ki

Berikut adalah data trial terakhir dengan menggunakan suhu 42 oC Tekanan

: 8 atm

= 810,600 kPa

Temperatur

: 42 oC

= 315 oK

Berikut adalah trial terakhir yang dilakukan Menentukan harga yi yi

= Mol/Total mol

yi DME

=

981,2801 983,0906

= 0,9982 yi metanol

=

= yi air

0,3276 983,0906

0,0003 =

1,4829 983,0906

= 0,0015

Menentukan harga Pi ln Pi DME

 B  =A-   T  C 


  2.176,84 = 14,3448-    315  (-24,6733 )  Pi

= 940,9612 kPa


 B  ln Pi Metanol = A -   T  C    3.593,39 = 16,4948 -    315  (-35,2249 )  Pi

= 38,5112 kPa

Menghitung tekanan pada Air : ln Pi Air

 B  =A-   T  C    3.985,44 = 16,5392 -    343  (-38,9974 ) 

Pi

= 8,1607 kPa

Menentukan harga Ki Ki

= Pi/P

Ki DME

=

940,9612 810,6000

= 1,1608 Ki Metanol

=

38,5112 810,6000

= 0,0070 Ki Air

=

8,1607 810,6000

= 0,0101 Menentukan harga xi xi DME

=

xf Ki


=

0,9982 1,1608

= 0,8599 xi Metanol

=

0,0003 0,0475

= 0,0070 xi Air

=

=

0,0015 0,0101

0,1498 Tabel LB.21. Data trial akhir temperatur titik embun (dew point) Komponen

yi

Ki 

Pi

Pi P

xi 

yi Ki

CH3OCH3

0,9982 940,961

1,1608

0,8599

CH3OH

0,0003 38,5112

0,0475

0,0070

H2O

0,0015

0,0101

0,1478

Total

1,0000

8,1607

1,0167

Panas masuk  343 K  Q  Ni    Cp.dT  Hvl   o   298 K  o

Tabel LB.22. Perhitungan Panas Umpan Masuk Condensor (CD-02) 343o K

Alur Komponen

N (kmol)

∆Hvl

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

298o K

CH3OH 5

CH3OCH3 H2O

0,2545

35.270,4

2.046,6958

9.498,4597

762,4558

-

3.367,5468

2.567.605,6138

1,1522

40.656,2

1.517,3376

48.592,3316

Total

2.625.696,4051


Tabel LB.23. Perhitungan Panas Umpan Keluar Condensor (CD-02)


315o K

Alur

Komponen

N (kmol)

 Cp.T

∆Hvl

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

298o K

CH3OH 6

CH3OCH3 H2O

0,2545

-

1.398,8626

356,0577

762,4558

-

2.060,6975

1.571.190,781

1,1522

-

1.276,2024

1.470,4398

Total

1.573.017,278

Panas yang diserap air (Q) adalah : o o  315 K    343 K  dQ      Niout   Cp.dT  Hvl   Niin   Cp.dT  Hvl   o    o  dT   298 K    298 K  

Qair pendingin

= Qout - Qin = 1.573.017,278 kJ/jam - 2.625.696,4051 kJ/jam = -1.052.679,127 kJ/jam

Kondisi air pendingin masuk pada T = 25oC ; 1 atm Kondisi air pendingin keluar pada T = 40oC ; 1 atm H (25oC)

= 125,8 kJ/kg

(Reklaitis)

H (40oC)

= 167,5 kJ/kg

(Reklaitis)

Maka jumlah air pendingin yang dibutuhkan : Mair pendingin

=

Q H (40 C) - H (25 o C)

=

1.052.679, 127 kJ/jam 208 kJ/kg - 125,8 kJ/kg

o

= 25.244,1038 kg/jam

Tabel LB.24. Neraca Panas pada Condensor (CD-02) Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)

Umpan

2.625.696,4051

-

Produk

-

1.573.017,278


Air pendingin Total

-

1.052.679,127

2.625.696,4051

2.625.696,4051

LB.6. Reboiler (RB-01) Fungsi :

Untuk menguapkan kembali dimetil eter yang masih tersisa di bottom

kolom destilasi Steam T=180oC

Q11 (V)  CH3OCH3 (g)  H2O(g)  CH3OH (g) T= 159 oC

11

RB-01

Q12 (B)

Q10 (L) 10

 CH3OCH3 (l)  H2O(l)  CH3OH (l) T = 70oC

12 Kondensat T = 180oC

 CH3OCH3 (l)  H2O(l)  CH3OH (l) T= 159oC

P = 10 atm

Gambar LB.6. Reboiler (RB-01) Perhitungan untuk titik didih (bubble point) berdasarkan trial hingga ∑ y i .xi  1 Berikut adalah trial akhir dengan menggunakan temperatur 159 oC

Menentukan harga xi xi

= Mol/Total mol

xi DME

=

1,4741 1206 ,6403

= 0,0012 xi metanol

=

= xi air

218,0623 1206 ,6403

0,1807 =

987 ,1039 1206 ,6403

= 0,8181


Menentukan harga Pi ln Pi DME

 B  =A-   T  C 

  2176,84 = 4,3448-    432  (-24,6733 )  Pi

= 8107,8547 kPa


 B  ln Pi Metanol = A -   T  C 

  3593,39 = 16,4948 -    432  (-35,2249 )  Pi

= 1699,8738 kPa

Menghitung tekanan pada Air : ln Pi Air

 B  =A-   T  C 

  3985,44 = 16,5392 -    432  (-38,9974 )  Pi

= 600,7617 kPa

Menentukan harga Ki KiDME

= Pi/P =

8107,8547 810,6000

= 10,0023 KiMetanol

=

1699,8738 810,6000

= 2,0971 KiAir

=

600,7617 810,6000

= 0,7411


Menentukan harga yi yi

= xi × Ki

yi DME

= 0,0012 × 10,0023 = 0,0122

yi Metanol

= 0,1807 × 2,0971

= 0,3790 yi Air

= 0,8181 × 0,7411 = 0,6063

Tabel LB.25. Data trial error temperatur titik didih (bubble point) Reboiler Komponen

xi

Ki 

Pi

Pi P

yi = xi.Ki

CH3OCH3

0,0012 8.107,8547

10,0023

0,0122

CH3OH

0,1807 1.699,8738

2,0971

0,3790

H2 O

0,8181

0,7411

0,6063

Total

1,0000

600,7617

0,9975

Panas Masuk  343 K  Q  Ni    Cp.dT  Hvl   o   298 K  o

Tabel LB.26. Perhitungan Panas Umpan Masuk Reboiler (RB-01) 343o K

Alur Komponen

N (kmol)

∆Hvl

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

298o K

CH3OH 10

CH3OCH3 H2O

200,5607

-

3.844,4873

771.052,9587

1,3559

21.510,1

5.693,0376

36.882,5107

907,8794

-

3.390,5215

3.078.184,43

Total

3.886.119,899



Tabel LB.27. Perhitungan Panas Refluks Reboiler (RB-01) 432o K

Alur Komponen

 Cp.T

∆Hvl

N (kmol)

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

o

298 K

11

CH3OH

0,0472

6.546,6779

309,1829

CH3OCH3

0,0003

10.819,4568

3,4543

H2O

0,2138

4.559,2093

9.666,3667

40656,2 Total

9.979,0039

Tabel LB.28. Perhitungan Panas Keluar Bottom Reboiler (RB-01) 432o K

Alur Komponen

∆Hvl

N (kmol)

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

298o K

CH3OH 12

CH3OCH3 H2O

200,5135

-

14.178,6192

2.843.003,771

1,3555

-

20.549,7502

57.012,0848

907,6656

-

10.226,6547

9.282.382,231

Total

12.182.398,09

Panas yang dibutuhkan (Q) adalah : o o  432 K    432 K  dQ      Nirefluks   Cp.dT  Hvl   Nibottom   Cp.dT  Hvl   o    o  dT   298 K    298 K   o   343 K    Niin   Cp.dT  Hvl   o    298 K 

Qsteam = (Qrefluks + Qbottom )- Qin = (9.979,0039 kJ/jam + 12.182.398,09 kJ/jam) - 3.886.119,899 kJ/jam = 8.306.257,191 kJ/jam Kondisi steam masuk adalah saturated steam pada T = 179,9oC ; 10 atm Kondisi kondensat keluar pada T = 179,9oC ; 10 atm Steam H (179,9 oC)

= 2776.2 kJ/kg

(Reklaitis)

Kondensat H (179,9 oC)

= 762,6 kJ/kg

(Reklaitis)

Maka jumlah steam yang dibutuhkan : Msteam

=

Q H steam (179,9 C) - H kondensat (179,9 o C) o


=

8.306.257, 191 kJ/jam 2.776,2 kJ/kg - 762,6 kJ/kg

= 4.125,0781 kg/jam

Tabel LB.29. Neraca Panas pada Reboiler (RB-01) Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)

Umpan

3.886.119,899

-

Refluks

-

9.979,0039

Bottom

-

12.182.398,09

Steam

8.306.257,191

-

12.192.377,09

12.192.377,09

Total

LB.7. Heater (H-01) Fungsi : Meningkatkan temperatur umpan hingga 165 oC yang akan disuplai ke kolom destilasi 2 sesuai titik didihnya agar lebih memudahkan pemisahan metanol dengan air. Steam T= 180 oC P = 10 atm 12

Q

H-01

Q13  H2O(l)  CH3OH (l)  CH3OCH3 (l) T= 165 oC

 H2O(l)  CH3OH (l)  CH3OCH3 (l) T= 159 oC Kondensat T= 180 oC

Gambar LB.7. Diagram alir heater (H-01)

Panas Masuk  432 K  Q  Ni    Cp.dT   o   298 K  o

Tabel LB.30. Panas Umpan Masuk pada Heater (H-01)


432o K

Alur

Komponen

 Cp.T

N (kmol)

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

298o K

CH3OH 12

CH3OCH3 H2O

200,5135

14.178,6192

2.843.003,771

1,3555

20.549,7502

27.855,1658

907,6656

10.226,6547

9.282.382,231

Total

12.153.241,17

Panas Keluar  438 K  Q  Ni    Cp.dT   o   298 K  o

Tabel LB.31. Panas Keluar pada Heater (H-01) 438o K

Alur

Komponen

N (kmol)

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

298o K

CH3OH 13

CH3OCH3 H2O

200,5135

15.119,7958

3.031.722,325

1,3555

21.815,5314

29.570,9309

907,6656

10.697,7572

9.709.985,76

Total

12.771.279,02

Panas yang diberikan steam, Qs : o o  438 K    432 K  dQ      Niout   Cp.dT   Niin   Cp.dT   o    o  dT   298 K    298 K  

Qs

= Qkeluar – Qmasuk = (12.771.279,02 – 12.153.241,17) kJ /jam = 618.037,8477 kJ/jam

Kondisi steam masuk adalah saturated steam pada T = 179,9oC ; 10 atm Kondisi kondensat keluar pada T = 179,9oC ; 10 atm Steam H (179,9 oC)

= 2676 kJ/kg

(Reklaitis)

Kondensat H (179,9 oC)

= 419,4 kJ/kg

(Reklaitis)

Maka jumlah steam yang dibutuhkan :


Msteam

=

Q H steam (179,9 C) - H kondensat (179,9 o C)

=

618.037,84 77 kJ/jam 2.776,2 kJ/kg - 762,6 kJ/kg

o

= 306,9318 kg/jam

Tabel LB.32. Neraca Panas pada Heater (H-01) Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)

Umpan

12.153.241,17

-

Produk

-

12.771.279,02

Steam

618.037,8477

-

12.771.279,02

12.771.279,02

Total

LB.8. Kolom Destilasi 2 (KD – 02) Fungsi : Untuk memisahkan campuran, dimana air sebagai produk bawah dan metanol sebagai produk atas 14

 H2O(g)  CH3OH g)  CH3OCH3 (g) T = 136 oC

Q13  H2O(l)  CH3OH (l)  CH3OCH3 (l) T = 165 oC

13

Q14

KD-02

Q19

19

 H2O(l)  CH3OH (l)  CH3OCH3 (l) T = 177 oC

Gambar LB.8. Diagram alir kolom destilasi (KD-02)

 B  o Persamaan Antoine : ln Pi = A -   , dimana P = Bar, T = K T  C  Dengan melakukan perhitungan trial error bubble point untuk mendapatkan suhu titik didih maka didapatkan kondisi umpan masuk KD – 102 : P = 9,2 atm = 932,19 kPa T = 165 oC = 438 oK


Tabel LB.33. Nilai Bilangan Antoine Komponen

A

B

C

CH3OH

16,4948

3593,3900

-35,2249

H2O

16,5392

3985,4400

-38,9974

CH3OCH3

14,3448

2176,8400

-24,6733

Dengan menggunakan persamaan antoine maka diperoleh : Menghitung Tekanan pada DME : ln PiDME

 B  = A-   T  C 

  2176,84 = 14,3448-    438  (-24,6733 )  Pi

= 8.761,8916 kPa


 B  ln PiMetanol = A -   T  C    3593,39 = 16,4948 -    438  (-35,2249 )  Pi

= 1.945,3957 kPa


 B  = A-   T  C    3985,44 = 16,5392 -    438  (-38,9974 ) 

Pi

= 699,7294 kPa

Menghitung nilai Ki Ki = Pi/P a. Dimetil Eter


Ki

=

8.214,6684 = 9,3993 932,19

b. Metanol Ki

=

1.739,0203 = 2,0869 932,19

c. Air Ki

=

616,4251 932,19

= 0,7506

Menentukan Harga Yi Yi = Ki × Xi a. Dimetil Eter Yi = 9,3993 × 0,0012 = 0,0115 b. Metanol Yi = 2,0869 × 0,1807 = 0,3771 c. Air Yi = 0,7506 × 0,8181 = 0,6141 Berikut data yang diperoleh :

Tabel LB.34. Kondisi Umpan Masuk Kolom Destilasi (KD-02) Komponen

Ki 

Pi P

xi

Pi

CH3OCH3

0,0012

8.761,8916

9,3993

0,0115

CH3OH

0,1807

1.945,3957

2,0869

0,3771

H2O

0,8181

699,7294

0,7506

0,6141

1,0000

11.407,0167

Total

Yi = Ki. xi

1,022


Tabel LB.35. Panas Masuk Kolom Destilasi (KD-02) 438o K

Alur

Komponen

N (kmol)

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

o

298 K


CH3OH 13

CH3OCH3 H2O

200,5135

15.119,7958

3.031.722,325

1,3555

21.815,5314

29.570,9309

907,6656

10.697,7572

9.709.985,76

Total

12.771.279,02


Tabel LB.36. Perhitungan Panas Keluar Destilat Kolom Destilasi (KD-02) 409o K

Alur Komponen

N (kmol)

 Cp.T

∆Hvl

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

o

298 K

CH3OH 14

200,2127 35.270,4

6.872,3779

2.437.518,245

CH3OCH3

1,3535

-

11.359,9203

15.375,2629

H2O

1,3615

-

4.766,5947

6.489,7107

Total

3.010.644,367

 438 K  Q  Ni    Cp.dT  Hvl   o   298 K  o

Tabel LB. 37. Perhitungan Panas Keluar Bottom Kolom Destilasi (KD-02) 438o K

Alur Komponen

N (kmol)

 Cp.T (kJ/kmol.K)

∆Hvl

Q (kJ/jam)

o

298 K

CH3OH CH3OCH3 H2O

0,3023 35.270,4 19 0,0020 21.510,1 910,9678 Total Panas Refluks Kondensor

15.119,7958 21.815,5314 10.697,7572

15.233,8579 88,5451 9.745.312,25 9.760.634,653

 438 K  Q  Ni    Cp.dT   o   298 K  o

Tabel LB.38. Perhitungan Panas Refluks Kondensor 438o K

Alur Komponen

N (kmol)

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q(kJ/jam)

o

298 K


18

CH3OH

64,0681

10.936,9223

700.707,8316

CH3OCH3

0,6226

16.065,3910

10.002,31245

H2O

0,2451

8.436,5589

2.067,8006

Total

712.777,9446

Panas Refluks Reboiler QRB

= Q destilat + Qbottom + Qrefluks kondensor – Qin = 3.010.644,367 + 9.760.634,653 + 712.777,9446 – 12.771.279,02 = 712.777,9446 kJ/jam

Tabel LB. 39. Neraca Energi Total Kolom Destilasi (KD-01) Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)

Umpan

12.771.279,02

Qdestilat

3.010.644,367

QRB

712.777,9446

Qbottom

9.760.634,653

-

Qkondensor

712.777,9446

Total

13.484.056,96

13.484.056,96

LB.9. Condensor (CD-03) Fungsi : Mengkondensasikan air produk dari menara destilasi Air pendingin T = 25oC Q15

Q14  CH3OCH3 (g)  H2O(g)  CH3OH (g) T = 165 oC

CD-03

14

15

 CH3OCH3 (l)  H2O(l)  CH3OH (l) T = 136 oC



Gambar LB.9. Diagram alir condensor (CD-03) Perhitungan untuk titik embun (dew point) berdasarkan trial hingga ∑

xi 1 Ki

Berikut adalah data trial terakhir dengan menggunakan suhu 136 oC Tekanan

: 9,2 atm

= 932,19 kPa

Temperatur

: 136 oC

= 409 oK

Berikut adalah trial terakhir yang dilakukan Menentukan harga xi xi

= Mol/Total mol

xi DME

=

1,1434 171,4268

= 0,0067 xi metanol

=

169 ,1333 171,4268

=

1,1502 171,4268

= 0,9866 xi air

= 0,0067 Menentukanharga Pi ln PiDME

 B  = A-   T  C    2.176,84 = 14,3448-    409  (-24,6733 ) 

Pi

= 5.888,5478 kPa


 B  ln PiMetanol = A -   T  C 


  3.593,39 = 16,4948 -    409  (-35,2249 )  Pi

= 973,6231 kPa


 B  = A-   T  C    3.985,44 = 16,5392 -    409  (-38,9974 ) 

Pi

= 319,8385 kPa

Menentukan harga Ki Ki =

Pi P

a. Dimetil Eter Ki =

5.888,5478 = 6,3269 932,19

b. Metanol Ki =

973,6231 = 1,0444 932,19

c. Air Ki =

319,8385 = 0,3431 932,19

Menentukan harga Yi Yi

=

Yi DME

=

xi Ki

0,0067 6,3169

= 0,0011 Yi metanol

=

0,9866 1,0444

= 0,9446


Yi air

=

1,1502 0,3431

= 0,0196 Tabel LB.40. Data trial error titik embun (dew point) Komponen

Ki 

Pi P

xi

Pi

Yi = xi /Ki

CH3OCH3

0,0067

5888,5478

6,3169

0,0011

CH3OH

0,9866

973,6231

1,0444

0,9446

H2O

0,0067

319,8385

0,3431

0,0196

Total

1,0000

0,9652

Panas masuk  438 K  Q  Ni    Cp.dT  Hvl   o   298 K  o

Tabel LB.41. Perhitungan Panas Umpan Masuk Condensor (CD-03) 438o K

Alur Komponen

∆Hvl

N (kmol)

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

o

298 K

CH3OH 14

200,2127 35.270,4

6.872,3779

8.437.518,245

CH3OCH3

1,3535

-

11.359,9203

15.375,2629

H2O

1,3615

-

4.766,5947

6.489,7107

Total

8.459.383,219

Panas Keluar  409  Q  Ni    Cp.dT  Hvl   298 

Tabel LB.42. Perhitungan Panas Keluar Condensor (CD-03) 409o K

Alur Komponen

N (kmol) ∆Hvl

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

298o K

15

CH3OH CH3OCH3

200,2127

-

10.936,9223

2.189.710,455

1,3535

-

16.065,3910

21.743,9566


H2O

1,3615

-

8.436,5589

11.486,3611

Total

2.222.940,773

Panas yang diserap air (Q) adalah : o o  409 K    438 K  dQ   Niout    Cp.dT  Hvl   Niin    Cp.dT  Hvl   o    o  dT   298 K    298 K  

Qair pendingin

= Qout - Qin = 2.222.940,773 kJ/jam – 8.459.383,219 kJ/jam = -6.236.442,446 kJ/jam

Kondisi air pendingin masuk pada T = 25 oC ; 1 atm Kondisi air pendingin keluar pada T = 40 oC ; 1 atm H (25oC)

= 125,8 kJ/kg

(Reklaitis)

H (40oC)

= 167,5 kJ/kg

(Reklaitis)


= =

Q H (40 C) - H (25 o C) o

6.236.442, 446 kJ/jam 167,5 kJ/kg - 125,8 kJ/kg

= 149.554,9747 kg/jam

Tabel LB.43. Neraca Panas pada Condenser (CD-03) Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)

Umpan

8.404.157,215

-

Produk

-

2.093.547,103

Air pendingin

-

6.236.442,446

8.404.157,215

8.404.157,215

Total

LB.11. Reboiler (RB-02) Fungsi : Untuk menguapkan sebagian metanol pada bottom kolom destilasi Steam Q20 (V)  CH3OCH3 (g)  H2O(g)  CH3OH (g) T= 177oC

T=180 oC 20

RB-102


Q21 (B)

Q19 (L)  CH3OCH3 (l)  H2O(l)  CH3OH (l) T = 165oC

19 21 Kondensat

 H2O(l)  CH3OH (l)  CH3OCH3 (l) T= 177oC

T = 180 oC

Gambar LB.10. Diagram alir reboiler (RB-02) Perhitungan untuk titik didih (bubble point) berdasarkan trial hingga ∑ y i .xi  1 Berikut adalah data trial akhir dengan menggunakan temperatur 177 oC

Menentukan harga Yi Yi

= Mol/Total mol

YiDME

=

0,0017 765,8727

= 2,2196 × 10-6 Yimetanol

=

0,2541 765,8727

=

765,6169 765,8727

= 0,0003 Yi air

= 0,9997 Menentukan harga Pi ln PiDME

 B  = A-   T  C    2176,84 = 14,3448-    450  (-24,6733 ) 

Pi

= 10165,5293 kPa


 B  ln PiMetanol = A -   T  C 


  3593,39 = 16,4948 -    450  (-35,2249 )  Pi

= 2518,2864 kPa


 B  = A-   T  C    3985,44 = 16,5392 -    450  (-38,9974 ) 

Pi

= 936,6663 kPa

Menentukan harga Ki KiDME

= =

Pi P 10165,5293 932,19

= 10,9050 KiMetanol

=

2518,2864 932,19

= 2,7015 KiAir

=

936,6663 932,19

= 1,0048 Menentukan harga xi xi

= Ki × Y i

xi DME

= 10,9050 × 2,2196 × 10-6 = 2,420 × 10-5

xi Metanol

= 2,7015 × 0,0003

= 0,0009 xi Air

= 1,0048 × 0,9997 = 1,0045

Tabel LB. 44. Data Trial Error Bubble Point Reboiler (RB-02)


10.165,5293

Pi P 10,9050

2,420 × 10-5

0,0003

2518,2864

2,7015

0,0009

H2O

0,9997

936,6663

1,0048

1,0045

Total

1,0000

Komponen

Yi

Pi

2,2196 × 10-6

CH3OH

CH3OCH3

Ki 

xi = Ki.Yi

1,0048

Panas Masuk  438 K  Q  Ni    Cp.dT  Hvl   o   298 K  o

Tabel LB. 45. Perhitungan Panas Umpan Masuk Reboiler (RB-02) 438o K

Alur Komponen

∆Hvl

N (kmol)

 Cp.T (kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

o

298 K

19

CH3OH

0,3023

35.270,4

15.119,7958

15.233,8579

CH3OCH3

0,0020

21.510,1

21.815,5314

88,5451

910,9678

-

10.697,7572

9.745.312,25

H2O

Total

9.760.634,653


Tabel LB.46. Perhitungan Panas Refluks Reboiler (RB-02) 450o K

Alur Komponen

N (kmol)

∆Hvl

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

298o K

CH3OH 20

CH3OCH3 H2O

0,0004

-

7.532,3262

2,6456

2,37E-06

-

12.455,1686

0,0296

1,0583

-

5.182,3349

5.484,6793

Total

5.487,3544

Tabel LB.47. Perhitungan Panas Keluar Bottom Reboiler (RB-02)


450o K

Alur Komponen

∆Hvl

N (kmol)

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

298o K

21

CH3OH

0,3020

35.270,4

17.140,153

15.826,2401

CH3OCH3

0,002

21.510,1

24.479,497

93,8803

910,2135

-

11.646,1568

10.596.948,16

H2O

Total

10.612.868,28

Panas yang dibutuhkan (Q) adalah : o o  450 K    450 K  dQ      Nirefluks   Cp.dT  Hvl   Nibottom   Cp.dT  Hvl   o    o  dT   298 K    298 K   o   438 K    Niin   Cp.dT  Hvl   o    298 K 

Qsteam = (Qrefluks + Qbottom )- Qin = (5.487,3544 kJ/jam + 10.612.868,28 kJ/jam) – 9.760.634,653 kJ/jam = 857.720,9806 kJ/jam Kondisi steam masuk adalah super steam pada T = 179,9oC ; 10 atm Kondisi kondensat keluar pada T = 179,9oC ; 10 atm Steam H (179,9oC)

= 2676 kJ/kg

(Reklaitis)

o

Kondensat H (179,9 C)= 419,4 kJ/kg

(Reklaitis)

Maka jumlah steam yang dibutuhkan :

Msteam

=

Q H steam (179,9 C) - H kondensat (179,9 o C)

=

857.720,98 06 kJ/jam 2.776 kJ/kg - 762,6 kJ/kg

o

= 425,9639 kg/jam

Tabel LB.48. Neraca Panas pada Reboiler (RB-02) Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)


Umpan

9.760.634,653

-

Refluks

-

5.487,3544

Bottom

-

10.612.868,28

Steam

857.720,9806

-

10.618.355,63

10.618.355,63

Total

LB.12. Cooler (C – 01) Fungsi : Untuk menurunkan temperatur produk dari reboiler (RB-02) Air pendingin T = 25oC Q21

Q22

C-01

 CH3OCH3 (l) 21  H2O(l)  CH3OH (l) T = 177 oC

22

 CH3OCH3 (l)  H2O (l)  CH3OH (l) T = 30 oC


Gambar LB.11. Diagram alir cooler (C-01)


Tabel LB.49. Perhitungan Panas Masuk pada Cooler (C-01) 450o K

Alur

Komponen

N (kmol)

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

o

298 K

21

CH3OH

0,30197

17.140,15295

5.175,7549

CH3OCH3

0,0021

24.479,4970

49,9709

909,9095

11.646,1569

10.596.948,16

H2O

Total

10.602.173,88

Panas Keluar


 303 K  Q  Ni    Cp.dT   o   298 K  o

Tabel LB.50. Perhitungan Panas Keluar pada Cooler (C-01) 303o K

Alur

Komponen

N (kmol)

 Cp.T

(kJ/kmol.K)

Q (kJ/jam)

o

298 K

22

CH3OH

0,30197

405,9901

122,5955

CH3OCH3

0,0021

596,5609

1,2178

909,9095

374,6878

340.932,0048

H2O

Total

341.055,8181

Panas yang diserap air pendingin (Q) adalah : o o  303 K    450 K  dQ      Niout   Cp.dT   Niin   Cp.dT   o    o  dT   298 K    298 K  

Qair pendingin

= Qout - Qin = 341.055,8181 kJ/jam – 10.602.173,88 kJ/jam = -10.261.118,07 kJ.jam

Kondisi air pendingin masuk pada T = 25oC ; 1 atm Kondisi air pendingin keluar pada T = 40oC ; 1 atm H (40oC)

= 167,5 kJ/kg

(Reklaitis)

H (25oC)

= 125,8 kJ/kg

(Reklaitis)


=

=

Q H (40 C) - H (25 o C) o

10.261.118 ,07 kJ/kg 167,5 kJ/kg - 125,8 kJ/kg

= 246.069,9776 kg/jam

Tabel LB.51. Neraca Panas pada Cooler (C-01) Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)


Umpan

10.602.173,88

-

Produk

-

341.055,8181

Air pendingin

-

10.261.118,07

10.602.173,88

10.602.173,88

Total


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT 1. Tangki Penyimpanan Metanol Fungsi

: Menyimpan metanol untuk kebutuhan 30 hari

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-285 Grade C

Bentuk

: Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Jenis sambungan

: Single welded butt joints

Jumlah

: 4 unit

TT-102 - 01

Gambar LC.1. Tangki Penyimpanan Metanol (T-01)  Kondisi operasi : Tekanan

= 1 atm

Temperatur

= 30 C

Laju alir massa

= 54.382,10289 kg/jam

Densitas

= 791,5 kg/m3

Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

= 10 %

 Perhitungan: a. Volume tangki Volume larutan,Vl

=

2.915.716, 939 kg/jam  30 hari  24 jam/hari 791,5 kg / m 3

= 55.256 m3 Terdapat 4 tangki maka

=

55.256 m 3 4

= 13.814,19902 m3 Volume tangki, Vs

= (13.814 × 0,1) + 24734,75305 m3 = 15.195,61892 m3


b. Diameter dan tinggi shell Direncanakan : -

Tinggi shell : diameter (Hs : D = 3 : 2)

-

Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4)

-

Volume shell tangki ( Vs) Vs

=

3  D3 8

Di

=

 8 Vs  x    3 

D

= 23,4559 m

1/ 3

- Volume tutup tangki (Vh) Vh

=

 24

D3

= 1688,4005 - Volume tangki (V) V

= Vs + Vh = 15.195,61892 + 16.88,4005 = 16.884,0194 m3

- Tinggi tangki (H) Hs

= 3/2D = (3/2) × 23,4559 m = 35,1839 m

c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup

= diameter tangki

Hh

=

Ht

= Hs + 2Hh

1 1 D   28,4826 4 4

= 48,906 m = 5,8640 m = 46,9118 m

d. Tebal shell tangki

13.814,199 02 m 3 Tinggi cairan dalam tangki = × 46,9118 m = 38,3824 m 16.884,019 4 m 3 PHidrostatik

=×g×l = 418,9981 kPa = 4,1352 atm


P0

= Tekanan operasi = 1 atm

Faktor kelonggaran = 5 % Pdesign

= (1 + 0,05) × (2,9383 atm + 1 atm) = 4,1352 atm

D

= 23,4559 m

r

= 11,7280 m

Joint efficiency (E)

= 0,85

Allowable stress (S) = 932,2297 atm Faktor korosi

(Brownell,1959) (Brownell,1959)

= 0,0003 m

Tebal shell tangki: t

P.R C S .E  0,6.P

(Peters, 1991)

t = 0,0617 m t = 6,1716 cm Tebal shell standar yang digunakan = 2,5 in

(Brownell, 1959)

e. Tebal tutup tangki t

P.D C 2S .E  0,2.P

(Peters, 1991)

t = 0,0616 m = 6,1555 cm Tebal tutup standar yang digunakan = 2,5 in

(Brownell,1959)

2. Tangki Penyimpanan Dimetil Eter (T-02) Fungsi

: Menyimpan dimetil eter untuk kebutuhan 30 hari

Bahan konstruksi : Low Alloys Steel SA 202 B Bentuk

: Silinder Horizontal dengan penutup torrispherical dished head

Jenis sambungan : Single welded butt joints Jumlah

: 1 unit


T-02

Gambar LC.2. Tangki Penyimpanan Dimetil Eter (T-02)  Kondisi operasi : Tekanan

= 9,2 atm

Temperatur

= 42 C = 303 oK

Laju alir massa

= 31565,6566 kg/jam

Densitas

= 1970 kg/m3

Kondisi

= liquid

Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Total penyimpanan

= 31565,6566 kg/jam × 30 × 24 jam = 22.727.272,75 kg

Faktor kelonggaran

= 20 %

 Perhitungan: a. Volume tangki Kapasitas tangki, Vg =

22.727.272 ,75 kg = 11.536,686 68 m3 1970 kg/m 3

Volume Spherical, Vt

= (1 + 0,2) × 11.536,68668 m3 = 13.844,02401 m3

b. Volume 2 Tutup dan Shell Direncanakan : H/D = 4/3 = 1,33 L/D = 3/1 = 3 Volume 2 Tutup, Vh = 2[0,0778 D3 (2) (H/D)2 (1,5-H/D)] 3

(Walas,2010)

2

= 2[0,0778 D (2) (01,33) (1,5-1,33)] = 0,09220 D3 Φ = 2 Arc Cos (1-1,6)

(Walas,2010)


= 4,4286 rad Volume Shell

=

π 1  D2  L      sin   4 2π

=

π 1  D2  L    4, 4286  sin 4, 4286  4 2π

= 0,6736 D2 L Karena L = 3 D ; maka Volume Shell

= 0,6736 (3) D2 = 2,0207 D3

Volume 2 Tutup + Shell = 0,0922 D3 + 2,0207 D3 = 2,1129 D3 c. Diameter (D) dan Tinggi Tangki Diameter, D

=

3

3461,0060 2,1129

= 11,7879 m Jari-jari, r

= 1,0564m

Tinggi Shell

= 15,748 m

Tinggi Tutup

= 1,0564 m

Tinggi Total

= 17,86093 m

d. Tebal Shell dan Head dan Bottom Allowable Stress, SA

= 21250 psi

Joint Efficiency, E

= 0,80

Corrotion Factor, Ca

= 0,125 in/thn = 0,00138 m/thn

P Operasi

= 9,2 atm

Faktor kelonggaran

= 0,2

Umur

= 10 Tahun

P hidrostatik

= 2.230,269912 kPa

P design

= 3.794,9519 kPa

Tebal Shell,

t

= 146513,5863 kPa

= 932,19 kPa

P.R C S .E  0,6.P

(peters, 1991)


t

P.R C S .E  0,6.P

t = 0,03182 m t = 1,2527 in Tebal shell standar yang digunakan = 2 in r/L

= 5,9055

L=D

= 11,7879 m

(Brownell, 1959)

3   L/r 

1/2

M

= =

(Walas, 1988)

4 3  (1 / 0,02981) 1 / 2 4

= 2,1978 m Tebal head

=

PLM + Ca  n 2  S  E - 0,2  P

(Walas, 1988)

= 0,13690 m = 1,2526 in Tebal head standar yang digunakan = 1,5 in

(Brownell, 1959)

3. Fired Heater (FH-01) Fungsi

: Meningkatkan

temperatur

umpan

hingga

250oC

dan

menguapkkannya Refraktori

: Chrome

Bahan bakar : Solar Tipe

: Two Radiant Chamber

Gambar LC.3. Fired Heater


1. Volumetric Flowrate, V’

= 64,3575182 m3/jam

Mass flowrate, m

= 54.382,1029 ft3/s

Waktu tinggal, τ

= 0,9 s

Volume of Reaction, Vr

= 0,0161 m3

Velocity, v

= 0,0069791 ft2/s

2. Short radius

= 11,75 in = 0,29845 m

3. Efficiency

= 80 %

4. Fraction excess air

= 15 %

5. Cracking heat

= 75,6 kJ/mol

Act. Cracking heat

= 58,48416 kJ/mol

Panas yang dibutuhkan

= 19.353.587,46 kJ/jam

Heat cracking/kg fuel, Qt

= 1702,16249 kJ/kg

6. Panas yang dikeluarkan, Qn = 2127,70311 kJ/kg 7. Panas yang diserap, QR

= 1,28 × 103

8. Radiant Heat Flux, Q/A

= 8000 Btu/jam.ft2 = 25,23672 kJ/jam.ft2

9. Radian surface, A

= 25,23672 m2

Panjang tube

= 194,829761 m

10. Spesifikasi tube Diameter dalam, ID

5 in 12,7 cm

Diameter luar, OD

14,9225 cm

Exposed length

16 m

Center to center

29,845 cm


D log mean

13,7813947 cm

keliling

43,2735795 cm

Volume 1 tube

= 0,2026 m3

A tube

= 0,01266 m3 = 0,1363 ft2

Burner Type : Kapasitas

= 12500 Mbtu = 13188250 kJ/jam

Jumlah Burner 11. Jumlah tube

= 1,3260 burner = 2 burner = 13,0482 = 14 tube

12. Fuel Oil Rate 10 6 G f Qn

 840  8 xt with fuel oil lb/MBtu heat release

Fuel Oil Rate, Gf

= 22,0090 kg/jam (Walas, 218)

13. Susunan tube 90 radiant tubes Figure 8.22: 4 pada shields, 14 pada ceiling, and 36 pada tiap dinding

14. Clod Plane Area, Acp Acp = (exposed tube length) (jarak antar center-to-center)


(jumlah tube terutama pada tube shield) Cold Plane Area, Acp = 4,7752 m2 15. Permukaan dalam shell, As Lebar, W

= 12 m

Tinggu, H

= 10 m

Panjang, L

= 16 m

As = 2[W(H+L)+H×L)] Permukaan dalam shell, As = 676 m2

16. Center to center/OD = 2 Tipe : Row of tube α = 1-[0,0277 + 0,0927 (x-1)](x-1) X= (jarak antar center to center)/(diameter tube luar) α = 0,8796

17. A shield

= 240 m2

α shied

=1

α Acp

= -4.2

Efektifitas Absoptivity, αAR

= Ashield + αAcp = 235,799734 m2

Z

= (Aw/ αAR) = 2,887

18. Mean Beam Length L

= 2/3 (furnace volume)1/3 = 8,2859 m

19. Partial Pressure P

= 0,288 -0,229x + 0,09 x2

P

= 0,255675 atm

X

= fraction excess air

20. P × L = 2,1185 atm.m


21. Q Convective = 4372169,68 kJ/jam

22. Mean Tube Wall temp. Tt T1 (proses dalam)

= 250 oC = 482 oF

T2 (outlet process)

= 600 oC = 1112 oF

Tt = 100 + 0,5 (T1-T2) = 1089 oC = 1992,1 oF 23. Emisi gas, Ф Z

= (Tg + 460)/1000

A

= 0,47916 – 0,19847z + 0,022569.Z2

= 0,4821

b

= 0,047029 + 0,0699z – 0,01528Z2

= 0,1169

c

= 0,000803 – 0,00726z + 0,001597 Z2

= 0,0007

Ф

= a+ b(PL) + c(PL)

Z

= 0,7329

Exchange factor, F Ф = gas emissivity Z = Aw/ αAR a = 0,00064 + 0,0591z + 0,00101 z2 = 0,00151881 b = 1,0256 + 0,4908z + 0,058z2

= 1,03288344

c = -0,144 – 0,552z + 0,040z2

= 0,13580278

F = a + b Ф + c Ф2

= 0,83151972

Enthalpi, Qg/Qn Z = fraction excess air a = 0,22048 – 0,35027z + 0,92344z2

= 0,1887

b = 0,016086 + 0,29393z – 0,48139z2

= 0,0494

Qg/Qn = [a+b(T/1000-0,1)](T/1000-0,1) = 0,7317

Gas keluar dari Zona Radian, Tg Qn A R F

Q  1  0,02  g  Qn 

 TR  460  4  Tt  460  4     1730     7(T g  Tt )     1000    1000  


(Walas,1998) Q Qn  1  0,02  g A R F  Qn

  = 10,0803998 

 TR  460  4  Tt  460  4  1730    = 9,69727216    1000    1000 

7(Tg  Tt ) = 0,38317803 Tg = 1364,03 oC = 2487,255 oF Selisih 5 × 10-5 24. Panas yang diserap 6905,47817 Btu/lb

= 1,6 × 104 kJ/kg

Selisish 2

= 5,57

25. Q Convective

= 10689,2436 kJ/kg

26. T inlet, Tli

= 153 oC

T outlet, Tlo

= 600 oC

Temperature Stack, Ts= 242,5 oC  (Tg1  TL1 )  (TS  TL 0 )  T f  0,5TL1  TL 0   ln Tg1  TL1  / TS  TL 0   





(Walas,1998)

= 236,5 Tf = 549,7504 oC 27. Spesifikasi Convective Tube Diameter dalam, ID

5 in 12,7 cm

Diameter luar, OD

14,9225 cm

Exposed length

16 m

Center to center

29,845 cm

D log mean

13,7813947 cm


keliling

43,2735795 cm

28. Mass Velocity, G 1,4 kg/s.m2 pilih 0,3-0,4 lb/s.ft2 0,3 = 1,466 kg/s.m2 0,4 = 1,954 kg/s.m2

29. Overall Heat Transfer Coeff., Uc a = 2,461 – 0,759z + 1,625 z2

= 2,584393

b = 0,7655 + 21,373z – 9,6625z2

= 10,0592

c = 9,7938 – 30,809z +14333z2

= -3,45988

Average Outside Film Temp.z

= 0,5947504

2

0,25

Uc = (a + bG + cG )(4,5/d)

= 7,32587287

30. Convection Tube Surface Area Ac

= 1459,10852 m2

Panjang yang dibutuhkan

= 3371,82304 m

Jumlah Tube

= 210,73894 tube = 211 tube

W

: 12 m

H

: 10 m

L

: 16 m

W Convective 5 m

31. Jumlah Convection Section Jumlah = 7,27586207 = 8 section Tinggi tiap section

= 0,5969 m

Tinggi Convection section

= 4,7752 m

Baris 1

= 15 tube

Baris 2

= 14 tube

Jumlah 1 section

= 15 +14 = 29 tube


32. Radiant Section Tube Arrangement Jumlah tube

= 154 tube

Shield Area

=5m

= 15 tube

Ceiling Area

=7

= 24 tube

Right & left Area

=3m

= 11 tube

Wal Height

=7m

= 1 chamber 47 tube

Amount of Radiant Section

= 2 section

= burner/section 6,333

Type : Two Radiant Chamber = 2 burner

3. Reaktor (R-01) Fungsi : Sebagai

tempat

terjadinya

reaksi

dehidrasi

metanol

sehingga

menghasilkan dimetil eter. Tipe

: Multi Tubular Reactor

Gambar :

Gambar LC.4. Multi Tubular Reactor

Kondisi reaktor Temperatur (T)

= 250 oC

Tekanan (P)

= 12 atm

Konversi Acrolein

= 90 %

= 523 K


Densitas Campuran, ρcamp = 791,8 kg/m3

Data katalis : Nama katalis

: Alumina Silika (Zeolit)

Porositas, υ

: 0,35

Diameter katalis

: 0,5 cm

Bulk density katalis, b

: 780 kg/m3

Reaksi: 2 CH3OH(g) A

CH3OCH3(g)

+

B

H2O(g) C

a. Laju Reaksi Konstanta kecepatan reaksi (k) dicari dengan persamaan Arhenius : A . e-E/RT

k

=

A

   B  N  A  10 3 2  

k

   B  N  A  10 3 2  

 1 1   8 kT   M M B   A

2

2

dimana

 1 1  . e-E/RT  8 kT    MA MB 

(2.34 Levenspiel)

:

N

= Bilangan Avogadro

= 6,02.1023

K

= Konstanta Boltzman

= 1,3.10-16

CH3OH

= 32 kg/kmol

Air = 18 kg/kmol C = 4,418 A

= 4,418 .10-8 cm

B = 3,433 A

= 3,433 .10-8 cm

E

= Energi Aktivasi = 6,3102 kkal/mol

R

= 0,0020 kkal/mol. K

T

= 250 o C = 523 K

-E/RT

= -(6,3102 kkal/mol/(0,0020 kkal/mol.K × 523 K) = -6,0721

e-E/RT

= 2,3062 x 10-3


Maka: 2

8 8 23 k =  4,418.10  3,433.10  6,023.10 8(3.14).(1,3x10 16 ).(523). 1  1   0,0023062 3  



2



10

 32 18 

k = 1,21 × 106 kmol/(m3.kPa) FAO = 1.696.892 kmol/jam FBO = 13,6433 kmol / jam = 0,0038 kmol/s Laju Alir Massa (W) = 54.382,1029 kg/jam Volumetrik Flowrate

W

Q Q



cam p

12626,2626 3 791,8

= 15,9463 m3 / jam = 0,0044 m3/s

b. Menentukan Volume Reaktor, VTR Volume Tube Reaktor, VTR

Vt 

FA0 KC A0

  1 AX A 1   A  ln 1 X A  

FA0

= 1.696.892 kmol/jam

k

= 1,21 × 106 kmol (m3 reactor h kPa)

CA0

=

(Levenspiel,1999)

(Bondiera)

PA0 RT

12,01325  10 2 kpa = 8,314 kPa . m 3 kmol . K  523 K

= 0,276 kmol/m3 ɛA XA

= 22 0 2 = 0,9

Volume reaktor V

1.696.892  1  0 ln 1  0(0,9)  11,699 m 3  6 0,1 1,21  10  0,276  


c. Menghitung jumlah tube Dalam perancangan ini digunakan orifice / diameter gelembung dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD)

= 1,46 in

- Jenis tube

= 10 BWG

- Pitch (PT)

= 1,46+0,25 = 1,71 square pitch

- Panjang tube (L)

= 7,5 m = 24,6062 ft

Dari Tabel 8, hal, 840, Kern, 1965, diperoleh UD = 100 - 200, faktor pengotor (Rd) = 0,0032 Luas permukaan untuk perpindahan panas, A   .L2 / 4 

3,14  24,6062 2  475,29 ft 2 4

Luas permukaan luar (a) = 0,0104 ft2/ft

(Tabel 11, Kern)

A 475,29 ft 2   1858 L  a " 24,6062 ft  0,0104 ft 2 /ft

Jumlah tube, N t  d. Tebal tube Tekanan operasi

= 12,01325 × 102 kPa

Faktor kelonggaran

=5%

Maka, Pdesign

= (1,05) (12,01325 × 102 kPa) = 1261,3912 kPa

Joint efficiency

= 0,8

Allowable stress

= 11.200 psia = 77.221,142 kPa

t

=

PR SE - 0,6P

 0,75  (182,9395 psi)  2    (11200psi) (0,8) - 0,6(182,93 95)

= 0,00775 in Faktor korosi

= 0,0098 in/tahun

Umur alat

= 10 tahun

Maka tebal tube yang dibutuhkan = 0,00775 in + (0,0098)(10) in = 0,1057 in Tebal tube standar yang digunakan = ¼ in

(Brownwll,1959)


e. Diameter dan tinggi shell Diameter shell (D) = (1,27 × 44)

2 + 2 (0,25)

= 106,9055 in = 2,7154 m Tinggi shell (H)

= panjang tube = 7,5 m

f. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 2,7154 m Rasio axis = 2 : 1 Tinggi tutup =

1  2,7154     0,68m 2 2 

g. Tebal shell dan tebal tutup Tekanan operasi

= 12,01325 × 102 kPa

Faktor kelonggaran

=5%

Maka, Pdesign

= (1,05) (12,01325 × 102 kPa) = 12613,39 kPa = 182,9396 psi

Joint effisiensi

= 0,8

(Brownell, 1959)

Allowable stress

= 11200 psia

(Brownell, 1959)

t

PR SE - 0,6P

t

(182,9396 )(106,9055 / 2in) (11200)(0, 8) - 0,6(182,93 96)

= 1,1049 in Faktor korosi

= 0,0098 in

Umur alat

= 10 tahun

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,1049 in + (0,0098).(10) in = 1,2029 in Tebal shell standar yang digunakan = 1 ¼ in

(Brownell,1959)

Tebal tutup = tebal shell = 1 ¼ in


h. Menentukan Volume dan Berat Katalis Reaktor Menghitung Volume Katalis : Vk  (1  φ) VT R

dimana : φ = 0,35 = (1 – 0,35) 0,3748 m3

Vk

= 0,2436 m3 Menghitung Berat Katalis : Densitas katalis = 780 kg/m3 Wk = ρ K .VK = (780 kg/m3).( 0,2436 m3) = 190,0425 kg i. Residence Time, 



VTR QT



11,7 m 3 = 612,565 s 0,0191 m 3 / s

4. Kolom Destilasi (KD-01) Fungsi

: Memisahkan produk dimetil eter dari campuran metanol dan air

Tipe

: Sieve Tray Tower

Gambar LC.5 Kolom Destilasi (KD-01)


a. Kondisi operasi. Kondisi operasi kolom destilasi (KD-101):  Feed P

= 8 atm

= 810,6 kPa

T

= 70 oC

= 343 oK

Menentukan nilai Xi Xi(CH3OH)

= laju alir(CH3OH) / laju alir total = 169,6892 / 1.701,4234 = 0,0997

Menentukan nilai Ki Ki(CH3OH) = Pi(CH3OH) / P(CH3OH) = 30,8554 /123,8937 = 0,1528 Menentukan nilai fraksi mol Yi Yi(CH3OH) = Xi(CH3OH) × Ki(CH3OH) = 0,0997 × 0,1528 = 0,0172 Untuk hasil perhitungan CH3OCH3 dan H2O dapat dilihat pada tabel dibawah ini : Tabel LC.1 Hasil perhitungan kondisi umpan pada kolom destilasi (KD-01) Tekanan

Laju alir

Fraksi mol

(pi)

(kmol)

(xi)

(ki)

(yi = xi.ki)

CH3OH

30,8554

169,6892

0,0997

0,0381

0,0172

CH3OCH3

123,8937

763,6012

0,4488

0,1528

0,0152

H2O

1819,6813

768,1331

0,4515

2,2449

1,0075

1701,4234

1,0000

Komponen

Total

Kesetimbangan Fraksi mol

1,0000

 Top P = 8 atm o

T = 42 C

= 810,6 kPa = 315 oK

Menentukan nilai fraksi mol Zi


Zi(CH3OH)

= laju alir(CH3OH) / laju alir total = 0,2545 / 763,8625 = 0,0003

Menentukan nilai Xi Xi(CH3OH)

= Zi(CH3OH) / Ki(CH3OH) = 0,0003 / 0,0475 = 0,0070

Untuk hasil perhitungan CH3OCH3 dan H2O dapat dilihat pada tabel dibawah ini : Tabel LC.2 Hasil Perhitungan Top Produk Kolom Destilasi (KD-01) Komponen CH3OH CH3OCH3 H2O Total

Laju alir

Fraksi mol

Kesetimbangan

Fraksi mol

(kmol)

(Zi)

(Ki = Pi/P)

(xi = Zi / Ki)

0,2545

0,003

0,0475

0,0070

762,4558

0,9982

1,1608

0,8599

1,1522

0,00150839

0,0101

0,1498

839,7523

1,0000

1,0167

 Bottom P = 8 atm

= 810,6 kPa

T = 159 oC

= 432 oK

Menentukan nilai fraksi mol Xi Xi(CH3OH) = laju alir(CH3OH) / laju alir total = 169,4346/937,5609 = 0,1807 Menentukan nilai Yi Zi(CH3OH) = Xi(CH3OH) × Ki(CH3OH) = 0,1807 × 2,0971 = 0,3790 Untuk hasil perhitungan CH3OCH3 dan H2O dapat dilihat pada tabel dibawah ini : Tabel LC.3 Hasil Perhitungan Bottom Produk Kolom Destilasi (KD-101) Komponen

Laju alir (kmol/jam)

Fraksi mol (Xi)

Kesetimbangan Fraksi mol (Ki = Pi/P) (Yi = Xi . Ki)


169,4346

0,1807

2,0971

0,3790

1,1454

0,0012

10,0023

0,0122

H2O

766,9808

0,8181

0,7411

0,6063

Total

937,5609

1,0000

CH3OH CH3OCH3

0,9975

b. Desain Kolom Destilasi  Menentukan Relatif Volatilitas, α Komponen kunci Light Key : air Heavy Key : Metanol



K LK K HK

(Ludwig,E.q 8.13)

αD = KLK / KHK = 4,7191 αB = KLK / KHK = 4,7697

 Avg 



top

  bottom  2

(Ludwig,E.q 8.11)

= 4,7444  Menentukan Stage Minimum Dengan menggunakan metode Fenske ( R. Van Wingkle;eg : 5.118 ; p 236) NM 

NM 

Log  X LK / X HK  D   X HK / X LK  B  Log ( Avg )

Log 0,9982 / 0,0003  D  0,8181 / 0.1807  B  Log (4,7444 )

N M  6,1112

Karena menggunakan reboiler maka Nm = 5,1112  Mencari Refluks Ratio Minimum


Rm  Rm 

1  X d LK  1  X d LK      1  X F LK 1  X F LK  

 0,9982 4,7444 1  0,9982   1  1  0,4488   4,7444  1  0,4488

R m  0,5897  Teoritical Tray Pada Actual reflux – Methode Gilliland Diketahui: Rm = 0,5897 Nm = 6,1112 Untuk menentukan jumlah plate toritis digunakan korelasi gilliland sehingga didapat nilai R = 0,43 dan N teoritis = 8,2 = 8 O’Conneil’s correlation Dimana:

μa

= Viskositas liquid molar rata-rata,Ns/m2

αa

= Relatif Volatility rata-rata LK

Eo

= 50 %

 Actual Stage N’ actual = = N actual

Nteoritis Eo 8 = 16 0,5

= 16 + 1 (stage reboiler) = 17

 Menentukan Feed Location. Feed location ditentukan dengan menggunakan metode Kirkbride.

   X LK B      F   X HK D 

m Log p

 B  X = 0,206 Log   HK  D  X LK

m Log p

 937,5609  0,0997   0,8181  2    = 0,206 Log     763,8625  0,4515   0,00150839  

Log

m p

= 1,0098

m p

= 10,2273

m

= 10,2273 p

2

  (Coulson vol.6 Eq 11.62) 


N

= m+p

(RE.Treyball, p.311)

17 = 10,2273 p + p p

= 2

m

= 17 - 2,3132 = 15,4858 = 16

Dari perhitungan diketahui :  m (Rectifying section )

= 16 tray

 p (Striping section )

= 2 tray

Jadi Feed masuk pada stage ke 2 dari puncak kolom destilasi.

c. Desain kolom bagian atas (Rectifying section)  Data fisik untuk rectifying section D = 31565,3398 kg/jam = 8,7681 kg/s L = R.D = 0,1008 (31565,3398 kg/jam) = 3536,5115 kg/jam = 0,9824 kg/s V = L+D = 31565,3398 kg/jam + 3536,5115 kg/jam = 35101,8514 kg/jam = 9,7505 kg/s Tabel LC.4 Data Fisik Kolom Destilasi (KD-101) Data Fisik

Vapour

Liquid

0,9824

9,7505

Density (kg/m )

998,60

62,880

Volumetric Flow rate (m3/det)

0,0010

0,1551

Mass Flow rate (kg/det) 3

Surface tention (N/m)

0,5954

 Diameter kolom - Liquid –Vapour Flow Factor (FLV)


V L

FLV =

LW VW

FLV =

3536,5115 kg / jam 62,88 35101,8514 kg / jam 998,6

(J M.Couldson. Eq.11.82)

= 0,0253 - Ditentukan tray spacing = 0,3 m - Dari figure 11.27 buku Chemical Engineering, vol. 6, 1 . JM. Couldson didapat nilai konstanta K1 = 0,060 - Koreksi untuk tegangan permukaan

 K1* =    20 

0, 2

K1

0,5954  =    20 

0, 2

0,06

= 0,0297

- Kecepatan Flooding (uf ) `uf

 L  V V

= K1 *

= 0,0297


(998,6  62,88) 62,88

= 0,1146 m/s 

- Desain untuk 85 % flooding pada maksimum flow rate ( u ) 

u

= 0,85 . uf

(J M.Couldson. p.472)

= 0,85 . 0,1146 m/s = 0,0974 m/s - Maksimum volumetric flow rate (Uv maks) Uv maks =

=

V V . 3600


35101,8514 kg / jam 62,88 kg / m 3 . 3600

= 0,1551 m3/s


- Net area yang dibutuhkan (An) An

=

U V maks




u =

0,1551m 3 / s 0,0974 m / s

= 1,5917 m2 - Cross section area dengan 12 % down cormer area (Ac) Ac

=

An 1  0,12


1,5917 m 2 = = 1,8088 m2 1  0,12 - Diameter kolom (Dc) Dc

=

4 Ac 3,14

=

4 (1,8088) m 2 ) 3,14


= 1,5180 m  Desain plate - Diameter kolom (Dc)

= 1,5180 m

- Luas area kolom (Ac) Ac = =

Dc 2 . 3,14 4


(1,5180 ) 2 . 3,14 4

= 1,8088 m2 - Downcomer area (Ad) Ad = persen downcomer × Ac


= 0,12 (1,8088 m2) = 0,2171 m2 - Net area (An) An = Ac – Ad


= 1,8088 m2 – 0,2171 m2 = 1,5917 m2 - Active area (Aa) Aa = Ac – 2 Ad


= 1,8088 m2 – 2 (0,2171 m2) = 1,3747 m2 - Hole area (Ah) ditetapkan 10% dari Aa sebagai trial pertama Ah = 10 % . Aa = 0,1375 m2 - Nilai weir length (Iw) ditentukan dari figure 11.31, JM. Couldson ed 6 Ordinat

=

Ad 100 Ac

=

0,2171 100 1,8088

= 12 Absisca

=

Iw Dc

= 0,76 Sehingga : Iw

= Dc . 0,76 = 1,5180 m . 0,76 = 1,1536 m

-

Maks vol liquid rate

= L/ρL. 3600 = 0,0010 m3/s

Dari figure 11.28 untuk nilai maks vol liquid rate= 0,0010 m3/s digunakan reverse flow. - Penentuan nilai weir height (hw) , hole diameter (dh), dan plate thickness, (nilai ini sama untuk kolom atas dan kolom bawah) Weir height (hw)

= 50 mm


Hole diameter (dh)

= 5 mm


Plate thickness

= 5 mm


d. Pengecekan


 Check weeping - Maximum liquid rate (Lm,max) Lm,max

=

3536,5115 kg / jam L = 3600 3600

( J.M.Couldson. p.473)

= 0,9824 kg/s - Minimum liqiud rate (Lm,min) Minimum liquid rate pada 70 % liquid turn down ratio Lm,min = 0,7 Lm, max (J.M.Couldson. p.473) = 0,7 (0,9824 kg/s) = 0,6877 kg/s - Weir liquid crest (how) how

 Lm  = 750     l Iw 

2

3

( J.M.Couldson. Eq.11.85)

how,maks  Lm, maks  = 750     l Iw 

2

3

 0,9824 kg / det  = 750   3  998,6 kg / m  1,1536 

2

3

= 6,7442 mm liquid how,min  Lm, min  = 750     l Iw 

2

3

  0,6877 kg / det = 750   3  998,6 kg / m  1,1536 

2

3

= 5,3170 mm liquid Pada rate minimum hw + how

= 50 mm + 5,3170 mm = 55,3170 mm

Dari figure 11.30 JM. Couldson ed 6 K2

= 30,2


- Minimum design vapour velocity (ŭh) Ŭh

=

=

K 2  0,90 25,4  dh 1  V  2 30,2  0,90 25,4  5 1 62,88 2

(J.M.Couldson. Eq.11.84)

= 1,4931 m/s - Actual minimum vapour velocity (Uv,min actual) Uv,min actual =

0,7  Uv maks Ah

=

0,7  0,0340 0,0301

(J.M.Couldson..Eq.11.84)

= 0,7896 m/s - Jadi minimum operating rate harus berada diatas nilai weep point.  Plate pressure drop - Jumlah maksimum vapour yang melewati holes (Ǚh) Ǚh =

Uv, maks Ah

(J.M.Couldson..p.473)

= 1,128 m/s - Dari figure 11.34 JM. Couldson ed 6, untuk : Plate thicness = 1 hole diameter Ah Ah = = 0,1 Aa Ap Ah x 100 = 10 Ap

Sehingga didapat nilai Orifice coeficient (Co) = 0,84 - Dry plate drop (hd) 2

hd

   Uh  = 51   V  Co   L  


= 5,791 mm liquid - Residual head (hr)


hr

=

=

12,5 .10 3


L 12,5 .10 3 998,6

= 12,5175 mm liqiud - Total pressure drop (ht) ht

= hd + ( hw + how ) + hr


= 75,5057 mm liquid

Asumsi pressure drop 100 mm liquid per plate, sehingga ht = 75,5057 mm dapat diterima.  Downcomer liquid backup - Downcomer pressure loss (hap)

Hap

= hw – (10 mm)


= 50 – 10 = 40 mm - Area under apron (Aap) Aap

= hap . Iw


-3

= 40 x 10 × 1,1536 m = 0,0461 m2 - Head loss in the downcomer (hdc) hdc

 Lm, max  = 166     L Aap 

2

  0,9824 = 166    998,6 . 0,0461 

(J.M.Couldson..Eq.11.92) 2

= 0,0754 mm - Back up di downcomer (hb) Hb

= (hw + how) + ht + hdc


= 131,8725 mm = 0,1319 m


hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2 (plate spacing + weir height)/2 = 0,175 m, Ketentuan bahwa nilai hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2, telah terpenuhi. (J.M.Couldson..p.474)  Check resident time (tr) Tr

=

Ad  hdc  L Lm, maks

=


0,2171  131,8725  998,6 0,9824

= 29,0967 s Ketentuan bahwa nilai tr harus lebih besar dari 3 s , telah terpenuhi.  Check Entrainment - Persen flooding actual. uv

=

Uv maks An

=

0,0805 0,8260


= 0,0974 m/s % flooding

=

uv 100 uf

=

0,0974  100 0,0805


= 85% - Untuk nilai FLV = 0,0651 dari figure 11.29 JM. Couldson ed 6 Didapat nilai 0,05. Ketentuan bahwa nilai

ψ=

ψ harus lebih kecil dari 1, telah terpenuhi.


e. Trial plate layout Digunakan plate type cartridge, dengan 50 mm unperforted strip mengelilingi pinggir plate dan 50 mm wide calming zones.


- Dari figure 11.32 JM. Couldson ed 6 pada

Iw 0,8310 = = 0,76 Dc 1,0935

Di dapat nilai θC = 102O - Sudut subtended antara pinggir plate dengan unperforated strip (θ) θ

= 180 - θC


= 180 – 102 = 78O - Mean length, unperforated edge strips (Lm)    Lm = Dc  hw x 3,14    180 


 78  = 1,5180  50 10 3   3,14    180 

= 1,9974 m

- Area of unperforated edge strip (Aup) Aup = hw . Lm


= 50 x 10-3 × 1,9974 m = 0,0999 m2 - Mean length of calming zone (Lcz) Lcz

  = ( Dc  hw) sin  C   2 


 102  = (1,5180  50 10 3 ) sin    2 

= 1,1408 m - Area of calming zone (Acz) Acz = 2 ( Lcz . hw)


= 2 (1,1408 × 50 .10-3) = 0,1141 m2 - Total area perforated (Ap) Ap

= Aa – (Aup + Acz)


= 1,3747 – (0,0999 + 0,1141) = 1,1607 m2


Dari figure 11.33 JM. Couldson ed 6 di dapat nilai Ip/dh = 2,6 untuk nilai Ah/Ap = 0,1184 - Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh) dh 2 Aoh = 3,14 4

= 3,14


(50 10 3 ) 2 4

= 0,00001963 m2 Jumlah holes

=

Ah Aoh

=

0,1375 0,00001963


= 7004,7657 = 7005 holes f. Ketebalan minimum kolom bagian atas. Ketebalan dinding bagian head, thead t=

P.Da  Cc 2.S .E j  0,2.P

( Peter Tabel.4 Hal 537)

Ketebalan dinding bagian silinder, tsilinder t=

P.ri  Cc S .E j  0,6.P


Dimana : P

= Tekanan Design

= 8 atm

D

= Diameter tanki

= 15,5317 m

ri

= Jari-jari tanki

= 7,7659 m

S

= Tekanan kerja yang diinginkan = 932,2297 atm

Cc = Korosi yang diinginkan

= 0,02 m

Ej

= Efisien pengelasan

= 0,85

a

=2 thead

=

8 atm  1,5180 m  0,02 m 2.(932,2297 atm  0,85)  0,2  8 atm

= 0,0277 m = 2,767 cm


tsilinder =

8 atm  0,7590 m  0,02 m (932,2297 atm  0,85)  0,6  8 atm

= 0,0277 m = 2,7709 cm Sehingga : OD = ID + 2tsilinder = 1,5734 m + 2 (0,0277 m) = 1,5734 m

g. Desain kolom bagian bawah (Striping section)  Data fisik untuk rectifying section F

= 22816,7632 kg/jam = 6,3380 kg/s

L*

= 22822,1373 kg/jam = 6,3395 kg/s

V*

= 5,3741 kg/jam = 0,0015 kg/s Tabel LC.5 Data Fisik Kolom Destilasi (KD-101) Data Fisik Mass Flow rate (kg/det) Density (Kg/m3) 3

Volumetric Flow rate (m /det) Surface tention (N/m)

Vapour

Liquid

12,6775

0,0015

1015

34,0500

0,0046

0,0000 0,2191

 Diameter kolom -

Liquid –Vapour Flow Factor (FLV)

V L

FLV =

LW VW

FLV =

45.638,900 5 kg / jam 34,05 5,3741 kg / jam 1015


= 0,1680 -

Ditentukan tray spacing = 0,3 m


-

Dari figure 11.27 buku Chemical Engineering, vol. 6, JM. Couldson didapat nilai konstanta K1 = 0,054

-

Koreksi untuk tegangan permukaan K1*

 =    20 

0, 2

K1

 0,2191  =    20 

0, 2

0,054

= 0,0219 -

Kecepatan Flooding (uf ) = K1 *

uf

 L  V V

= 0,0219


1015  34,05 34,05

= 0,1175 m/s 

- Desain untuk 85 % flooding pada maksimum flow rate ( u ) 

u = 0,85 . uf


= 0,85 . 0,1175 m/s = 0,0999 m/s - Maksimum volumetric flow rate (Uv maks) Uv maks =

V V . 3600


= 0,0004 m3/s - Net area yang dibutuhkan (An) An =

U V maks




u = 0,0043 m2 - Cross section area dengan 12 % downcormer area (Ac) Ac =

An 1  0,12


= 0,0049 m2 - Diameter kolom (Dc)


4 Ac 3,14

Dc =


= 0,0789 m  Desain plate - Diameter kolom (Dc) = 1,4675 m - Luas area kolom (Ac) Ac =

Dc 2 . 3,14 4


= 0,0049 m2 - Downcomer area (Ad) Ad = persen downcomer x Ac


= 0,12 × (0,0049 m2) = 0,0006 m2 -

Net area (An) An = Ac – Ad = 0,0049 m2 – 0,0006 m2 = 0,0043 m2

-

Active area (Aa) Aa = Ac – 2 Ad


= 1,6906 m2 – 2 (0,2029 m2) = 1,2848 m2 -

Hole area (Ah) ditetapkan 10% dari Aa sebagai trial pertama Ah = 10 % . Aa = 0,0004 m2

-

Nilai weir length (Iw) ditentukan dari figure 11.31, JM. Couldson ed 6 Ordinat

=

Ad x 100 Ac

= 12 Absisca

=

Iw Dc

= 0,76 Sehingga : Iw

= Dc . 0,76


= 0,0789 m . 0,76 = 0,0600 m -

Maks vol liquid rate = L/ρL. 3600 = 0,0015 m3/s Dari figure 11.28 untuk nilai maks vol liquid rate= 0,0046 digunakan reverse flow.

- Penentuan nilai weir height (hw) , hole diameter (dh), dan plate thickness, (nilai ini sama untuk kolom atas dan kolom bawah) Weir height (hw)

= 50 mm


Hole diameter (dh)

= 5 mm


Plate thickness

= 5 mm


 Pengecekan Check weeping - Maximum liquid rate (Lm,max) Lm,max = =

L 3600

(J.M.Couldson. p.473)

5421,9079 3600

= 1,5061 kg/det - Minimum liqiud rate (Lm,min) Minimum liquid rate pada 70 % liquid turn down ratio Lm,min = 0,7 x Lm, max


= 0,7 × 1,5061 kg/det = 1,0543 kg/det - Weir liquid crest (how) how

 Lm  = 750     l Iw 

2

3


 Lm, maks  how,maks= 750     l Iw 

2

3

= 63,6737 mm liquid


 Lm, min  how,min = 750     l Iw 

2

3

= 50,1987mm liquid Pada rate minimum hw + how = 50 mm + 50,1987 mm = 100,1987 mm Dari figure 11.30 JM. Couldson ed 6 K2

= 30,3

- Minimum design vapour velocity (ŭh) Ŭh =

K 2  0,90 25,4  dh (J.M.Couldson. Eq.11.84) 1  V  2

= 2,0462 m/s - Actual minimum vapour velocity (Uv,min actual) Uv,min actual

=

0,7  Uv maks Ah


= 0,8096 m/s - Jadi minimum operating rate harus berada diatas nilai weep point. Plate pressure drop - Jumlah maksimum vapour yang melewati holes (Ǚh) Ǚh =

Uv, maks Ah


= 1,1566 m/s - Dari figure 11.34 JM. Couldson ed 6, untuk : Plate thicness hole diameter

= 1

Ah Ah = Aa Ap

= 0,1

Ah x 100 Ap

= 10

Sehingga didapat nilai Orifice coeficient (Co) = 0,84 - Dry plate drop (hd)


2

   Uh  hd = 51   V (J.M.Couldson..Eq.11.88)  Co   L  

= 3,2434 mm liquid - Residual head (hr) hr =

12,5 .10 3

L


= 12,3153 mm liqiud - Total pressure drop (ht) ht

= hd + (hw + how) + hr


= 129,2324 mm liquid Ketentuan bahwa nilai ht harus lebih kecil dari 100 mm liquid telah terpenuhi. (J.M.Couldson..p.474) Downcomer liquid backup - Downcomer pressure loss (hap) hap = hw – 10 mm


= 50 – 10 = 40 mm - Area under apron (Aap) Aap = hap . Iw


= 0,0446 m2 Karena nilai Aap lebih kecil dari nilai Ad (0,0856 m2), maka nilai Aap yang digunakan pada perhitungan head loss di downcomer (hdc) - Head loss in the downcomer (hdc)  Lm, max  hdc = 166     L Aap 

2


= 63,4869 mm - Back up di downcomer (hb) hb = (hw + how) + ht + hdc


= 306,3930 mm = 0,1557 m hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2


(plate spacing + weir height)/2 = 0,175 m, Ketentuan bahwa nilai hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2, telah terpenuhi. (J.M.Couldson..p.474)

Check resident time (tr) tr

=

Ad  hdc  L (J.M.Couldson..Eq.11.95) Lm, maks

= 2,8 s Nilai tr mendekati 3 s.

Check Entrainment - Persen flooding actual. uv =

Uv maks An


= 0,0999 m/s % flooding =

uv x 100 uf


= 85%

- Untuk nilai FLV = 0,1344 dari figure 11.29 JM. Couldson ed 6 Didapat nilai ψ = 0,025 Ketentuan bahwa nilai


(J.M.Couldson..p.475)  Trial plate layout Digunakan plate type cartridge, dengan 50 mm unperforted strip mengelilingi pinggir plate dan 50 mm wide calming zones. - Dari figure 11.32 JM. Couldson ed 6 pada

Iw = 0,76 Dc


= 180 - θC


= 180 – 102 = 78O


- Mean length, unperforated edge strips (Lm)    Lm = Dc  hw 3,14    180 


= 0,0394 m - Area of unperforated edge strip (Aup) Aup = hw . Lm


= 50 x 10-3 . 0,0394 m = 0,0020 m2 - Mean length of calming zone (Lcz)   Lcz = ( Dc  hw) sin  C   2 


= 0,0222 m - Area of calming zone (Acz) Acz = 2 ( Lcz . hw)


= 2 (0,0222 × 50 .10-3) = 0,0022 m2 - Total area perforated (Ap) Ap = Aa – (Aup + Acz) = 0,0005 m


2

Dari figure 11.33 JM. Couldson ed 6 di dapat nilai Ip/dh = 2,6 untuk nilai Ah/Ap = 0,7953 - Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh) Aoh = 3,14 = 3,14

dh 2 4


(5  10 3 ) 2 4

= 0,0000196 m2 Jumlah holes =

Ah Aoh


= 18,9373 = 19 holes  Ketebalan minimum kolom bagian bawah.


Ketebalan dinding bagian head, thead t=

P.Da  Cc 2.S .E j  0,2.P



P.ri  Cc S .E j  0,6.P


Dimana : P

= Tekanan Design

= 8 atm

D = Diameter tanki

= 0,0789 m

ri

= Jari-jari tanki

= 0,0395 m

S

= Tekanan kerja yang diinginkan = 932,226 atm

Cc = Korosi yang diinginkan = 0,02 m Ej = Efisien pengelasan = 0,85 A= 2 thead

=

8 atm  0,0789 m  0,02 m 2.(932,226 atm  0,85)  0,2  8 atm

= 0,0204 m = 2,0399 cm tsilinder =

8 atm  0,395 m  0,02 m (932,226 atm  0,85)  0,6  8 atm

= 0,0204 m = 2,0401 cm Sehingga : OD = ID + 2tsilinder = 0,0789 m + 2 (0,020401 m) = 0,1197 m  Efisiensi Tray Perhitungan Efisiensi Tray menggunakan Van Winkle’s Correlation = 0,07 . (Dg)0,14 . (Sc)0,25 . (Re)0,08

EmV Dimana : µL

= 9,64 × 10-3 N.s/m2

µV

= 1,22 x 10-2 N.s/m2


=

1,173 x10 13 ..M  .T . Vm 0,6

=

1,173  10 13 .1  18,0125  .323 = 6,28 × 10-8 2 0, 6 1,22 10 . (0,074)

0.5

DLK

0.5

hw

= 50 mm

FA (Fractional Area) = Ah / Ac = 0,076 uV

= Superficial vapour velocity = 0,0868 m/s

σL

= 0,4073 N/m

Dg

=

 L      L . uv 

Sc

=

 L   pL . DLK

Re

=

 hw . uv . pv    = 372,6233  . FA  L 

EmV

= 0,07 x (486,7279)0,14 x (143,6398)0,25 x (372,6233)0,08

= 486,7279

  

= 143,6398

= 0,9254 = 92,54 %  Tinggi tangki H

= [N1.Tray spacing1 + (N2 + 1). Tray spacing2] / EmV = [(15 . 0,3) + (2 + 1) . 0,3] / 0,9254 = 5,8352 m

He = tinggi tutup ellipsoidal = ¼ × ID = 0,0197 m Ht = H + 2 . He = 5,8352 m + 2 . (0,0197 m) = 5,8747 m 5. Reboiler (RB - 01) Fungsi

: Menguapkan kembali bottom product KD - 01

Tipe

: Kettle Reboiler Vapor ke KD - 01

Steam in

Universitas Sumatera Utara Steam out Bottom KD - 01 Out Bottom KD - 01 in

Gambar LC.6. Reboiler (RB – 01)

Fluida Panas

: Saturated Steam

Fluida Dingin

W

= 4.125,0781 kg/jam = 9.075,1718 lb/jam

T1

= 180 oC = 356 oF

T2

= 180 oC = 356 oF

: Bottom Produk KD-01 w

= 1109,7958 kg/jam = 2441,5508 lb/jam

t1

= 70 oC = 158 oF

t2

= 159 oC = 318 oF

Perhitungan: a.

Beban Panas RB-01 Q = 8.306.257,1910 kJ/jam = 7.866.739,8980 Btu/jam

b.

LMTD Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin (oF)

Selisih

356

Suhu tinggi

158

198

356

Suhu rendah

318

38

0

Selisih

160

160

LMTD = Isothermal Boiling Point LMTD

c.

= 198 oF

Tc = 355,82 oF tc = 238,1 oF dimana: tc = ta

-

Asumsi UD

= 100 Btu/hr.ft2.oF


A

= 397,6716 ft2

Jumlah tube, Nt

= 98,8864 tube

Pada tabel 9 Kern, jumlah tube yang memenuhi adalah 99 tube - Rencana Klasifikasi Tube Side Length

= 15 ft

OD = 1 in BWG

= 16

Pitch

= 1,25 in

Pass

=8

a’= 0,2618 ft2/ft Tube Bundle Tube bundle diameter

Nt = do    Ki 

1

ni

Tabel 12.4 Coulson, Ki = 0,0365 dan Ni = 2,6750 Tube bundle diameter

 614  = 1 in ×    0,0365 

1

2 , 285

= 37,9985 in

Shell Side Digunakan shell tipe K (kettle type reboiler) 12 in circular bundle dalam 33 in shell ID Hot fluid: Tube Side, Bottom Product KD - 01 a.

Flow Area, at a’t

= 0,2277 in2

at

= Nt.a’t/144n = 0,1214 ft2

b.

Laju Alir Massa, Gt Gt

= w/at = 74778,3596 lb/hr.ft2

c.

Pada tc = 500 oF μ

= 0,0186 cp

= 0,0450 lb/ft.hr

ID

= 0,87 in

= 0,0725 ft

Ret

= D.Gt/μ


= 120.379,4074 L/D

= 206,8966

d.

JH

= 450

e.

Prandl Number

(Fig.24 Kern)

k = 0,0226 Btu/hr.ft.oF c = 0,4745 Btu/lb.oF c 3  0,4757  0,045  Pr =   =   0,0226  k    1

f.

k c hi = JH   D  k 

1

3

      w 

1

3

= 0,9439

0 ,14

= 137,8454 Btu/hr.ft2.oF g.

hio = hi × ID/OD = 119,9255 Btu/hr.ft2.oF

Cold fluid: Shell Side, Saturated Steam a. Asumsi ho = 75 Btu/hr.ft2.oF b. tw

= tc +

hio (Tc – tc) hio  ho

= 310,5258 oF (Δt)w = tw - tc = 72,4258 oF Dari gambar 15.11 Kern, hv > 300, maka dipakai ho 300 c. Clean Overall Coefficient, Uc Uc =

hio  ho = 85,6763 Btu/hr.ft2.oF hio  ho

d. Dirt Factor, Rd Rd =

UC  UD = 0,0504 hr.ft2.oF/Btu U C U D

Pressure drop Hot fluid: Tube Side, Saturated Steam Ret = 120379,4074


= 0,0001 ft2/in2

ƒ

(Fig.26 Kern)

Gt = 647253,7657 lb/hrft ΔPt =

2

fGt 2 Ln 5,22  1010 Dst

= 0,0195 Psi 2

V /2g S

= 0,0082

(Fig.27 Kern)

= 0,77

ΔPr = (4n/s)(V2/2g) = 0,3408 Psi ΔPT = ΔPt + ΔPr = 0,3603 Psi Cold fluid : Shell Side, Bottom Produk KD-01 Res = 219,0144 f

= 0,0024

(Fig 29, Kern)

s

= 1,0590

Gs

= 4439,1833 lb/hr.ft2

Ds

= 0,0593 ft

Number of crosses, N + 1 = 12 L/D = 15 ΔPs

fGs 2 Ds( N  1) = = 0,0006 Psi 5,22  10 10 Des

Tabel LC.6. Hasil perhitungan Reboiler - 01 SUMMARY hio = 119,9255

h outside UC

=

85,6763

UD

=

16,1053

Rd Calculated

=

0,0504

ho = 44,4602

0,3603 psi

Calculated ΔP, Psi

0,0006 psi

10 psi

Allowable ΔP, Psi

10 psi


6. Condensor (CD - 02) Fungsi

: Tempat mengkondensasikan top produk KD - 01.

Type

: Shell And Tube Heat Exchanger.

Bahan

: Carbon Steel

Gambar LC.7. Condensor (CD – 02)

Fluida Panas : Top produk KD - 01 W1 = 35101,8514 kg/jam

= 77224,0730 lb/jam

o

T1 = 70 C

= 158 oF

T2 = 420 oC

= 107 oF

Fluida Dingin : Air pendingin W1 = 2628241,81 kg/jam

= 25244,1038 lb/jam

t1

= 30 oC

= 86 oF

t2

= 69 oC

= 104 oF

Perhitungan berdasarkan “Process Heat Transfer”, Kern.  Beban Panas CD - 01 Q = 166754905,6 kJ/hr

= 157931236,5251 Btu/hr

 Menghitung ∆T Fluida Panas

Fluida Dingin

Selisih


158

Temp. Tinggi

156

1,8

107

Temp. Rendah

86

21,6

70,2

-19

0 LMTD (∆T) ∆T

= (∆T2 - ∆T1) / ln (∆T2/ ∆T1)

(Pers. 5.14, Kern)

= 7,9681

Tc dan tc Tc = 132 oF tc = 121,1 oF 1.

Trial UD

= 50 - 100

Asumsi UD

= 50 Btu/ jam FT2oF

A

= Q / UD . ∆T

(Tabel 8, Kern)

= 2502,4206 ft2 2.

Karena A > 200 ft2, maka digunakan Shell & Tube Heat Exchanger dengan

spesifikasi sebagai berikut : Dari Tabel 10, Kern : Panjang Tube (L) = 17 ft OD

= 1 in = 0,083 ft

BWG

= 16

Pass

= 4

Tube sheet

= 1 1 4 in, triangular pitch

a”

= 0,2618 ft2

 Jumlah Tube a.

Jumlah Tube

Nt 

A L.a ''

= 51 tube b.

Ambil Nt pada tabel 9 Kern yang mendekati, sesuai dengan ukuran tube yang

telah dipilih, Nt = 51  Data Spesifikasi Karena UD mendekati asumsi, maka dari tabel 9 Kern diperoleh data sebagai berikut :


1. Tube side : Nt

= 51

PT

= 1,25 in = 0,104 ft

C’’

= (PT – OD tube) = (1,25 in – 1 in) = 0,25 in = 0,021 ft

Tube Passes

= 4

Tube OD

= 1 in = 0,083 ft

2. Shell Side : ID

= 39 in

Baffle space (B)

= 7,8 inch

Pass

= 1

(table 9, Kern)

 Tube Side : Air Pendingin 1. Flow area, at a't

= 0,2277 ft2

at



N t .a' t n

= 4,3251 ft2 2. Laju alir massa, Gt Gt



w at

= 12.840,5928 lb/jam ft2 3. Bilangan Reynold, Ret Pada, tc

= 95 oF



= 0,6514 cP = 1,5759 lb / ft hr

De

= ID

Ret



= 0,87 in = 0,0725 ft

G t . De



= 7088,9971 4. Dari gambar 24, Kern hal. 834 Pada, Ret

= 597341,6209

L/D

= 234,4828 didapat

jH

= 27


5. Prandl Number, Pr Cp. k k

= 1,01 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

Cp

= 1,01 Btu/lb.oF

Pr

= 4,3618

hi

 k   . C p = jH   .  D  k

  

1/ 3

(Pers. 6.15, Kern)

= 220,9478 Btu/jam.ft2.oF hio

= hi (ID/OD)

(Pers. 6.9, Kern)

= 192,2246 Btu/jam.ft2.oF  Shell Side : Top produk KD - 01 Pada Tc

= 132,8 oF

B

= 7,8 in

C”

= 0,25 in

Luas area laluan, as

IDxC" xB  144 xPt 

as

=

as

= 0,4225 ft2

1. Laju alir, Gs W as

Gs

=

Gs

= 182.778 lb/jam ft2

2. Bilangan Reynold, Res Pada, Tc

= 122 oF



= 1,22 x 10-2 cP = 2,95 x 10-2 lb / ft hr

De

= 0,7118 in = 0,0593 ft

Res



Res

= 367.333,9080

jH

= 540

G s . De



( Fig.28 Kern )

3. Prandl Number, Pr


Cp. k

Pr

=

k

= 1,45 x 10-2 Btu/jam.ft.oF

Cp

= 0,5085 Btu/lb.oF

Pr

= 1,0329

4. Koefisien perpindahan panas, ho ho

= jH (k/D) (c/k)1/3 = 133,7 Btu/hr.ft2oF

5. Clean Overall Coefficient, Uc



Uc

h io . h o h io  h o

= 78,8539 Btu/jam ft2.oF 6. Koreksi UD 1/UD



1  Rd Uc

= 0,0199 Btu/jam ft2.oF UD

= 50 Btu/jam ft2.oF

 Pressure Drop 1. Tube Side Untuk Ret = 7.088,9971 f

= 0,0001

s

= 0,9986

Pt



(Fig 26, Kern)

f . G 2t . L . n 5,22 . 1010 . D.s.  t

= 0,0003 psi = 12.840,5928 lb/ft2 jam

Gt

Maka, dari Fig. 27 Kern hal. 837 didapat : V2/2g’

= 0,3

Pr



4.n v2 x ' s 2g

= 4,8067 psi PT

= Pt + Pr = 4,8070 psi


2. Shell side Faktor friksi Re

= 367.333,9080

f

= 0,0001

(Fig.29, Kern)

Number of cross, (N+1) N + 1 = 12 L / B = 26,1538 Ds

= ID/12 = 3,2500 ft

s

= 0,9986

ΔPs

f Gs Di ( N  1) = 5,22 x1010 x D S  e s = 0,1102 psi 2

Tabel LC.7. Hasil perhitungan kondensor (CD – 01) SUMMARY ho = 133,7

h outside UC

=

78,8539

UD

=

50

hio = 192,2246

0,0003 psi

Calculated ΔP, Psi

0,1102 psi

10 psi

Allowable ΔP, Psi

10 psi

7. KOLOM DISTILASI (KD – 02) Fungsi

: Memisahkan Metanol dari campuran Air

Tipe

: Sieve Tray Tower

Gambar

:


Gambar LC.8. Kolom Destilasi (KD - 02)  Menentukan kondisi operasi. Dengan Trial and Error, didapatkan kondisi operasi ; FEED P = 9,2 atm

= 932,19 kPa

T = 165 oC

= 438 oK

Menentukan nilai Xi Xi(CH3OH) = laju alir(CH3OH) / laju alir total = 200,5135 / 1.109,5345 = 0,1807 Menentukan nilai Ki Ki(CH3OH) = Pi(CH3OH) / P(CH3OH) = 1.945,3957 / 932,19 kPa = 2,0869 Menentukan nilai fraksi mol Yi Yi(CH3OH) = Xi(CH3OH) × Ki(CH3OH) = 0,0003 × 1,0850 = 0,0004 Untuk hasil perhitungan CH3OCH3 dan H2O dapat dilihat pada tabel dibawah ini : Tabel LC.8. Hasil perhitungan kondisi umpan pada kolom destilasi - 02 Tekanan

Laju alir

Fraksi mol


(Pi)

(kmol)

(xi)

(ki)

(yi = xi.ki)

CH3OH

1,0994

0,229080249

0,0003

1,0850

0,0004

CH3OCH3

3,4933

1,030861122

0,0015

3,4475

0,0051

H2O

0,4142

699,8327646

0,9982

0,4088

0,4080

180,229958

1,0000

Komponen

Total

0,4135

TOP


P = 9,2 atm o

T = 136 C

= 932,19 kPa = 409 oK

Menentukan nilai Zi Zi(CH3OH) = laju alir(CH3OH) / laju alir total = 200,2127 / 202,9276 = 0,9866 Menentukan nilai fraksi mol Yi Yi(CH3OH) = Zi(CH3OH) / Ki(CH3OH) = 0,9866 / 1,0444 = 0,9446 Untuk hasil perhitungan CH3OCH3 dan H2O dapat dilihat pada tabel dibawah ini : Tabel LC.9. Hasil perhitungan kondisi top produk pada kolom destilasi - 02 Laju alir

Fraksi


(kmol)

mol (Zi)

(Ki = Pi/P)

200,2127

0,9866

1,0444

0,9446

CH3OCH3

1,3535

0,0067

6,3169

0,0011

H2O

1,3615

0,0067

0,3431

0,0196

Total

202,9276

1,0000

Komponen CH3OH

(Yi = Zi/Ki)

0,9652

BOTTOM P = 9,2 atm o

T = 177 C

= 932,19 kPa = 343 oK

Menentukan nilai Xi Xi(CH3OH) = laju alir(CH3OH) / laju alir total = 0,3008 / 906,6069 = 0,000331754 Menentukan nilai fraksi mol Yi Yi(CH3OH) = Xi(CH3OH) × Ki(CH3OH) = 0,000331754 × 2,7015 = 0,0009 Untuk hasil perhitungan CH3OCH3 dan H2O dapat dilihat pada tabel dibawah ini : Tabel LC.10. hasil perhitungan kondisi bottom produk pada kolom destilasi - 02


Laju alir

Fraksi

Kesetimbangan

Fraksi mol

Komponen

(kmol)

mol (xi)

(Ki = Pi/P)

(Yi = Xi . Ki)

CH3OH

0,3008

0,0003317

2,7015

0,0009

CH3OCH3

0,0020

0,000002

10,9050

0,0000

H2O

906,3041

0,9997

1,0048

1,0045

Total

906,6069

1,0000

0,4088

a. Desain Kolom Destilasi  Menentukan Relatif Volatilitas, α Komponen kunci : Light Key : Metanol Heavy Key : Dimetil Eter



K LK K HK

(Ludwig,E.q 8.13)

αD = KLK / KHK = 48,3075 αB = KLK / KHK = 0,3719

 Avg 



top

  bottom 

(Ludwig,E.q 8.11)

2

= 24,3397  Menentukan Stage Minimum Dengan menggunakan metode Fenske NM 

NM 

( R. Van Wingkle;eg : 5.118 ; p 236)

Log  X LK / X HK  D   X HK / X LK  B  Log ( Avg )

Log 0.2158 / 0,0480  D  0,000007 / 0,000093  B  Log (3,1623 )

N M  4,0730

Karena menggunakan reboiler maka Nm = 3,0730  Mencari Refluks Ratio Minimum


Rm 

1  X d LK  1  X d LK      1  X F LK 1  X F LK  

Rm 

 0,9866 24,3397 1  0,9866   1  1  0,1807   24,3397  1  0,1807

Rm  0,2169  Teoritical Tray Pada Actual reflux – Methode Gilliland Diketahui:

Rm = 0,2169 Nm = 3,0730

Untuk menentukan jumlah plate toritis digunakan korelasi gilliland sehingga didapat nilai R = 1 dan N teoritis = 4 O’Conneil’s correlation Eo = 51- [32,5 × log (µa × αa)] Dimana: μa

= Viskositas liquid molar rata-rata,Ns/m2

αa

= Relatif Volatility rata-rata LK

Eo

= 53 %

 Actual Stage N’ actual = =

Nteoritis Eo 4 0,53

= 8 N actual

= 8 + 1 (stage reboiler) = 9

 Menentukan Feed Location. Feed location ditentukan dengan menggunakan metode Kirkbride. m Log p

 B  X = 0,206 Log   HK  D  X LK

   X LK B      F   X HK D 

2

  (Coulson vol.6 Eq 11.62) 


Log

m p

= -1,8792181237

m p

= 0,0132

M

= 1,0132 p

N

= m+p

9

= 1,0132 p + p

p

= 9

m

= 1

(RE.Treyball, p.311)

Dari perhitungan diketahui : 

m (Rectifying section )



p (Striping section ) = 9 tray

= 1 tray

Jadi Feed masuk dari puncak kolom destilasi.

b. Desain kolom bagian atas (Rectifying section)  Data fisik untuk rectifying section D

= 6493,5720 kg/jam = 1,8038 kg/s

L

= R.D = 0,01 (6493,5720 kg/jam) = 6493,5720 kg/jam = 1,8038 kg/s

V

= L+D = 6493,5720 kg/jam + 6493,5720 kg/jam = 12987,1439 kg/jam = 3,6075 kg/s Tabel LC.11. data fisik kolom destilasi (KD-02) Data Fisik Mass Flow rate (kg/det) 3

Density (kg/m ) 3

Volumetric Flow rate (m /det) Surface tention (N/m)

Vapour

Liquid

3,6075

1,8038

15,7700

1052

0,2288

0,0017 0,0208


 Diameter kolom -

Liquid –Vapour Flow Factor (FLV) FLV

=

LW VW

V L


= 0,0612 -

Ditentukan tray spacing = 0,3 m

-

Dari figure 11.27 buku Chemical Engineering, vol. 6, 1 . JM. Couldson didapat nilai konstanta K1 = 0,056

-

Koreksi untuk tegangan permukaan K1*

 =    20 

0, 2

K1

 0,0208  =    20 

0, 2

0,056

= 0,0142 -

Kecepatan Flooding (uf ) uf

= K1 *

 L  V V

= 0,0560


(1052 15,77) 15,77

= 0,1149 m/s 

-

Desain untuk 85 % flooding pada maksimum flow rate ( u ) 

u

= 0,85 . uf


= 0,85 . 0,1149m/s = 0,0976 m/s -

Maksimum volumetric flow rate (Uv maks) Uv maks

= =

V V . 3600


12.987,143 9 kg / jam 15,77 kg / m 3 . 3600

= 0,2288 m3/s


-

Net area yang dibutuhkan (An) An

=

U V maks 


u =

0,2288 m 3 / s 0,0976 m / s

= 2,3429 m2 -

Cross section area dengan 12 % downcormer area (Ac) Ac

-

=

An 1  0,12

=

2,3429 m 2 = 2,3429 m2 1  0,12


Diameter kolom (Dc) Dc

=

4 Ac 3,14

=

4 (2,6624 m 2 ) 3,14


= 1,8416 m c. Desain plate -

Diameter kolom (Dc) = 1,8416 m

-

Luas area kolom (Ac) Ac

=

Dc 2 . 3,14 4

=

(1,8416 ) 2 (3.14) 4


= 2,6624 m2 -

Downcomer area (Ad) Ad

= persen downcomer × Ac


2

= 0,12 (2,6624 m ) = 0,3195 m2 -

Net area (An) An

= Ac – Ad = 2,6624 m2 – 0,3195 m2


= 2,3429 m2 -

Active area (Aa) Aa

= Ac – 2 Ad


= 2,6624 m2 – 2 (0,3195 m2) = 2,0235 m2 -

Hole area (Ah) ditetapkan 10% dari Aa sebagai trial pertama Ah

= 10 % . Aa = 0,2023 m2

-

Nilai weir length (Iw) ditentukan dari figure 11.31, JM. Couldson ed 6 Ordinat =

Ad x 100 = Ac

Absisca =

Iw = 0,76 Dc

0,3195 100 2,6624

= 12

Sehingga : Iw

= Dc . 0,76 = 1,8416 m . 0,76 = 1,3996 m

Maks vol liquid rate = L/ρL. 3600 = 0,0017 m3/s Dari figure 11.28 untuk nilai maks vol liquid rate= 0,0001 m3/s

digunakan

reverse plate. -

Penentuan nilai weir height (hw) , hole diameter (dh), dan plate thickness,

(nilai ini sama untuk kolom atas dan kolom bawah) Weir height (hw) = 50 mm


Hole diameter(dh) = 5 mm


Plate thickness


= 5 mm

d. Pengecekan Check weeping - Maximum liquid rate (Lm,max) Lm,max =

6.493,5720 kg / jam L = (J.M.Couldson. p.473) 3600 3600

= 1,8038 kg/s -

Minimum liqiud rate (Lm,min)


Minimum liquid rate pada 70 % liquid turn down ratio Lm,min

= 0,7 Lm, max


= 0,7 (1,8038 kg/s) = 1,2626 kg/s - Weir liquid crest (how) 2

how

 Lm  = 750     l Iw 

how,max

 Lm, maks  = 750     l Iw 

3

(J.M.Couldson. Eq.11.85) 2

3

  1,8038 kg / det = 750   3 1052 kg / m  1,3996 

2

3

= 8,5867 mm liquid how,min

 Lm, min  = 750     l Iw 

2

3

  1,2626 kg / det = 750   3 1052 kg / m  1,3996 

2

3

= 6,7695 mm liquid Pada rate minimum hw + how = 50 mm + 5,4672 mm = 6,7695 mm Dari figure 11.30 JM. Couldson ed 6 K2 = 30,2 - Minimum design vapour velocity (ŭh) Ŭh =

=

K 2  0,90 25,4  dh (J.M.Couldson. Eq.11.84) 1  V  2 30,2  0,90 25,4  5 1 15,77  2

= 0,7914 m/s - Actual minimum vapour velocity (Uv,min actual) Uv,min actual

=

0,7  Uv maks (J.M.Couldson..Eq.11.84) Ah


=

0,7  0,2288 0,2023

= 0,7914 m/s - Jadi minimum operating rate harus berada diatas nilai weep point.

Plate pressure drop - Jumlah maksimum vapour yang melewati holes (Ǚh) Ǚh =

Uv, maks Ah


= 1,1305m/s - Dari figure 11.34 JM. Couldson ed 6, untuk : Plate thicness hole diameter

= 1

Ah Ah = = 0,1 Aa Ap Ah × 100 = 10 Ap


   Uh  V hd = 51  (J.M.Couldson..Eq.11.88)  Co   L   = 1,3848 mm liquid - Residual head (hr) hr =

=

12,5 .10 3

L


12,5 .10 3 1052

= 11,8821 mm liqiud - Total pressure drop (ht) ht = hd + (hw + how) + hr


= 71,8537 mm liquid


Asumsi pressure drop 100 mm liquid per plate, sehingga ht = 70,2017 mm dapat diterima. Downcomer liquid backup - Downcomer pressure loss (hap) hap = hw – (10 mm)


= 50 – 10 = 40 mm - Area under apron (Aap) Aap

= hap . Iw


= 40 × 10-3 . 1,3996 m = 0,0560 m2 Karena nilai Aap lebih kecil dari nilai Ad (0,3195 m2), maka nilai Aap yang digunakan pada perhitungan head loss di downcomer (hdc) - Head loss in the downcomer (hdc) 2

 Lm, max  hdc = 166   (J.M.Couldson..Eq.11.92)   L Aap    1,8038 = 166   1052 . 0,0560 

2

= 0,1557 mm - Back up di downcomer (hb) hb = (hw + how) + ht + hdc


= 130,5960 mm = 0,1306 m hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2 (plate spacing + weir height)/2 = 0,175 m, Ketentuan bahwa nilai hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2, telah terpenuhi. (J.M.Couldson..p.474)

Check resident time (tr) tr = =

Ad  hdc  L (J.M.Couldson..Eq.11.95) Lm, maks 0,3195  0,1306 1052 1,8038


= 24,3347 s Ketentuan bahwa nilai tr harus lebih besar dari 3 s , telah terpenuhi.

Check Entrainment - Persen flooding actual. uv = =

Uv maks An


0,0341 0,3496


=

uv 100 uf


0,0976 100 0,1149

= 85% - Untuk nilai FLV = 0,1150 dari figure 11.29 JM. Couldson ed 6 Didapat nilai ψ = 0,033 Ketentuan bahwa nilai



e. Trial plate layout Digunakan plate type cartridge, dengan 50 mm unperforted strip mengelilingi pinggir plate dan 50 mm wide calming zones. - Dari figure 11.32 JM. Couldson ed 6 pada

Iw 0,5407 = = 0,76 Dc 0,7114


= 180 - θC


= 180 – 102 = 78O - Mean length, unperforated edge strips (Lm) Lm =

Dc  hw x 3,14  

   180 



 78  = 1,8416  50 10 3   3,14    180 

= 2,4378 m - Area of unperforated edge strip (Aup) Aup

= hw . Lm


= 50 x 10-3 × 2,4378 = 0,1219 m2 - Mean length of calming zone (Lcz)   Lcz = ( Dc  hw) sin  C   2 


 102  = (1,8416  50 10 3 ) sin    2 

= 1,3724 m2 - Area of calming zone (Acz) Acz = 2 ( Lcz . hw)


= 2 (1,3724 × 50 .10-3) = 0,1372 m2 - Total area perforated (Ap) Ap = Aa – (Aup + Acz)


= 2,0235 – (0,1219 + 0,1372) = 1,7643 m2 Dari figure 11.33 JM. Couldson ed 6 di dapat nilai Ip/dh = 2,5 untuk nilai Ah/Ap = 0,1147 - Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh) Aoh

= 3,14

dh 2 4

= 3,14

(50 10 3 ) 2 4


= 0,000019625 m2 Jumlah holes

=

Ah Aoh



=

0,2023 0,000019625

= 10310,5992 = 10311 holes

f. Ketebalan minimum kolom bagian atas.  Ketebalan dinding bagian head, thead t=

P.Da  Cc 2.S .E j  0,2.P



P.ri  Cc S .E j  0,6.P


Dimana : P

= Tekanan Design

= 9,2 atm

D

= Diameter tanki

= 0,7114 m

ri

= Jari-jari tanki

= 0,3557 m

S

= Tekanan kerja yang diinginkan

Cc

= Korosi yang diinginkan

Ej

= Efisien pengelasan = 0,85

a

=2

thead

=

= 932,2297 atm

= 0,02 m

9,2 atm  1,8416 m  0,02 m 2.(932,2297 atm  0,85)  0,2  9,2 atm

= 0,037 m = 3,0704 cm

tsilinder =

19,2atm  0,9208 m  0,02 m (932,2297 atm  0,85)  0,6  9,2 atm

= 0,0307661 m = 3,0766 cm Sehingga : OD = ID + 2tsilinder = 1,9031 m


 Data fisik untuk rectifying section F

= 16.388,1269 kg/jam = 4,5523 kg/s

L*

= F + L = 16407,1884 kg/jam = 4,5576 kg/s = V + (q–1)xF

V*

= 19,0615 kg/jam = 0,0053 kg/s Tabel LC.12. Data fisik kolom destilasi (KD-02) Data Fisik

Liquid

Vapor

Mass Flow rate (kg/det)

9,1098

0,0053

1059

14,7

0,0086

0,0004

Density (kg/m3) Volumetric Flow rate (m3/det) Surface tention (N/m)

0,0207

Diameter kolom Liquid –Vapour Flow Factor (FLV)

V L

FLV

=

LW VW

FLV

=

16.407,188 4 kg / jam 14,7 19,0615 kg / jam 1059


= 101,4117 Ditentukan tray spacing = 0,3 m Dari figure 11.27 buku Chemical Engineering, vol. 6,. JM. Couldson didapat nilai konstanta K1 = 0,03  Koreksi untuk tegangan permukaan K1*

  =    20 

0, 2

K1

 0,0207  =    20 

0, 2

0,03

= 0,0076


 Kecepatan Flooding (uf ) uf

= K1 *

 L  V V

= 0,0076


1059  14,7 14,7

= 0,0639 m/s 

 Desain untuk 85 % flooding pada maksimum flow rate ( u ) 

u

= 0,85 . uf


= 0,85 . 0,0639 m/s = 0,0544 m/s  Maksimum volumetric flow rate (Uv maks) Uv maks =

V V . 3600


= 0,0004 m3/s  Net area yang dibutuhkan (An) An

=

U V maks 


u = 0,0066 m2  Cross section area dengan 12 % downcormer area (Ac) Ac

=

An 1  0,12


= 0,0075 m2  Diameter kolom (Dc) Dc

=

4 Ac 3,14


= 0,0979 m Desain plate  Diameter kolom (Dc) = 0,0979 m  Luas area kolom (Ac) Ac

=

Dc 2 . 3,14 4



= 0,0075 m2  Downcomer area (Ad) Ad

= persen downcomer x Ac


= 0,12 (0,0075 m2) = 0,0009 m2  Net area (An) An

= Ac – Ad = 0,0075 m2 – 0,0009 m2 = 0,0066 m2

 Active area (Aa) Aa

= Ac – 2 Ad


= 0,0075 m2 – 2 (0,0009 m2) = 0,0057 m2  Hole area (Ah) ditetapkan 10% dari Aa sebagai trial pertama Ah

= 10 % . Aa = 0,0006 m2

 Nilai weir length (Iw) ditentukan dari figure 11.31, JM. Couldson ed 6 Ordinat= Absisca =

Ad 100 = 12 Ac Iw = 0,76 Dc

Sehingga : Iw

= Dc . 0,76 = 0,0979 m × 0,76 = 0,0744 m

Maks vol liquid rate = L/ρL. 3600 = 0,0043 Dari figure 11.28 untuk nilai maks vol liquid rate = 0,0043 digunakan reverse flow.  Penentuan nilai weir height (hw) , hole diameter (dh), dan plate thickness, (nilai ini sama untuk kolom atas dan kolom bawah) Weir height (hw)

= 50 mm

Hole diameter (dh)= 5 mm

(J M.Couldson. p.571) (J M.Couldson. p.573)


Plate thickness

= 5 mm


 Pengecekan Check weeping -

Maximum liquid rate (Lm,max) Lm,max

=

L 3600


= 4,5576 kg/det -

Minimum liqiud rate (Lm,min) Minimum liquid rate pada 70 % liquid turn down ratio Lm,min= 0,7 × Lm, max


= 0,7 (4,5576 kg/det) = 3,1903 kg/det -

Weir liquid crest (how) how

 Lm  = 750     l Iw 

2

3


 Lm, maks  = 750     l Iw 

how,maks

2

3

= 112,1402 mm liquid  Lm, min  = 750     l Iw 

how,min

2

3

= 88,4083 mm liquid Pada rate minimum hw + how = 50 mm + 88,4083 mm = 138,4083 mm Dari figure 11.30 JM. Couldson ed 6 K2 -

= 30,3 Minimum design vapour velocity (ŭh) Ŭh

=

K 2  0,90 25,4  dh 1  V  2


= 3,1142 m/s -

Actual minimum vapour velocity (Uv,min actual)


Uv,min actual =

0,7  Uv maks Ah


= 0,4406 m/s -

Jadi minimum operating rate harus berada diatas nilai weep point.

Plate pressure drop -

Jumlah maksimum vapour yang melewati holes (Ǚh) Ǚh

=

Uv, maks Ah


= 0,6294 m/s -

Dari figure 11.34 JM. Couldson ed 6, untuk :

Plate thicness = 1 hole diameter Ah Ah = = 0,1 Aa Ap Ah x 100 = 10 Ap


   Uh  hd = 51   V (J.M.Couldson..Eq.11.88)  Co   L  

= 0,3974 mm liquid - Residual head (hr) hr =

12,5 .10 3

L


= 11,8036 mm liqiud - Total pressure drop (ht) ht = hd + (hw + how) + hr


= 174,3412 mm liquid

Ketentuan bahwa nilai ht harus lebih kecil dari 100 mm liquid telah terpenuhi. (J.M.Couldson..p.474)


Downcomer liquid backup - Downcomer pressure loss (hap) hap = hw – 10 mm


= 50 – 10 = 40 mm - Area under apron (Aap) Aap = hap . Iw = 0,03 m


2

Karena nilai Aap lebih kecil dari nilai Ad (0,0352 m2), maka nilai Aap yang digunakan pada perhitungan head loss di downcomer (hdc) - Head loss in the downcomer (hdc) 2

 Lm, max  hdc = 166   (J.M.Couldson..Eq.11.92)   L Aap 

= 346,8070 mm - Back up di downcomer (hb) hb = (hw + how) + ht + hdc (J.M.Couldson..p.474) = 683,2883 mm = 0,6833 m Check resident time (tr) tr

=

Ad  hdc  L (J.M.Couldson..Eq.11.95) Lm, maks

= 2,5 s Nilai tr Mendekti 3 s jadi memenuhi. Check Entrainment - Persen flooding actual. uv =

Uv maks An



uv 100 uf


= 85 - Untuk nilai FLV = 0,6747 dari figure 11.29 JM. Couldson ed 6


Didapat nilai ψ = 0,002 Ketentuan bahwa nilai


(J.M.Couldson..p.475)  Trial plate layout Digunakan plate type cartridge, dengan 50 mm unperforted strip mengelilingi pinggir plate dan 50 mm wide calming zones. - Dari figure 11.32 JM. Couldson ed 6 pada

Iw = 0,76 Dc


= 180 - θC


= 180 – 102 = 78O - Mean length, unperforated edge strips (Lm) Lm

   = Dc  hw x 3,14    180 


= 0,0652 m - Area of unperforated edge strip (Aup) Aup

= hw . Lm


-3

= 50 × 10 . 0,0652 m = 0,0033 m2 - Mean length of calming zone (Lcz) Lcz

  = ( Dc  hw) sin  C   2 


= 0,0367 m - Area of calming zone (Acz) Acz

= 2 ( Lcz . hw)


= 2 (0,0367 × 50 .10-3) = 0,0037 m2

- Total area perforated (Ap)


= Aa – (Aup + Acz)

Ap

= 0,0012 m


2

Dari figure 11.33 JM. Couldson ed 6 di dapat nilai Ip/dh = 2,5 untuk nilai Ah/Ap = 0,1304 - Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh) Aoh

= 3,14

dh 2 4

= 3,14

(5 x10 3 ) 2 4


= 0,00001963 m2 Jumlah holes =

Ah Aoh


= 29,1621 = 30 holes  Ketebalan minimum kolom bagian bawah. Ketebalan dinding bagian head, thead t=

P.Da  Cc 2.S .E j  0,2.P



P.ri  Cc S .E j  0,6.P


Dimana : P

= Tekanan Design

= 9,2 atm

D

= Diameter tanki

= 0,0979 m

ri

= Jari-jari tanki

= 0,0490 m

S

= Tekanan kerja yang diinginkan

= 932,226 atm

Cc = Korosi yang diinginkan

= 0,02 m

Ej = Efisien pengelasan

= 0,85

a

=2 thead

=

9,2 atm  0,0979 m  0,02 m 2.(932 ,226 atm  0,85)  0,2  9,2 atm


= 0,0206 m = 2,0569 cm

tsilinder =

9,2 atm  0,4938 m  0,02 m (932,226 atm  0,85)  0,6  9,2 atm

= 0,0206 m = 2,0573 cm Sehingga : OD = ID + 2tsilinder = 0,0979 m + 2 (0,0206 m) = 0,1391 m = 5,4758 in  Efisiensi Tray Perhitungan Efisiensi Tray menggunakan Van Winkle’s Correlation EmV

= 0,07 . (Dg)0,14 . (Sc)0,25 . (Re)0,08

Dimana : µL

= 0,2857 N.s/m2

µV

= 0,0083 N.s/m2 =

1,173 x10 13 ..M  .T . Vm 0,6

=

1,173 x10 13 .1  60,0526  0,00830 . (0,074) 0,6

0.5

DLK

0.5

hw

.438

= 2,288 × 10-7

= 50 mm

FA (Fractional Area) = Ah / Ac = 0,076 uV

= Superficial vapour velocity = 0,0433 m/s

σL

= 0,0207N/m

Dg

=

 L     . u  L v

Sc

=

 L   pL . DLK

= 1,6756

  

= 1187,0625


 hw . uv . pv    = 1,5718   L . FA 

Re

=

EmV

= 0,07 . (1,6756)0,14 . (1.187,0625)0,25 . (1,5718)0,08 = 0,4579 = 45,79 %

 Tinggi tangki H = [N1.Tray spacing1 + (N2 + 1). Tray spacing2] / EmV = [(1 . 0,3) + (9 + 1) . 0,3] / 0,4579 = 7,2061 m He = tinggi tutup ellipsoidal = ¼ x ID = 0,0245 m Ht = H + 2 . He = 7,2061 m + 2 . (0,0245 m) = 7,2551 m 8. Reboiler (RB-02) Fungsi

: Menguapkan kembali keluaran bottom KD - 02

Tipe

: Kettle Reboiler

Steam in

Steam out

Gambar LC.9. Reboiler (RB-02) Fluida Panas : Saturated steam Flowrate,

W1 = 425,9639 kg/jam

939,0885 lb/hr

T1

= 165 oC

= 329 oF

T2

= 177 oC

= 350,6 oF

Fluida Dingin : Flowrate,

=

Produk bottom KD - 02

W2 = 16.407,1884 kg/jam = 36.171,6157 lb/hr t1

= 70 oC

= 158 oF

t2

= 70 oC

= 158 oF


Perhitungan design sesuai dengan literatur pada Donald Q. Kern (1965). a. Beban Panas RB - 02 Q = 857.720,9806 kJ/jam = 812.974,5348 Btu/hr b. LMTD Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin (oF)

Selisih

329 (T1)

Suhu Tinggi (th)

158 (t2)

18

350 (T2)

Suhu Rendah (tc)

158 (t1)

18

0

0

selisih

c. Temperatur rata-rata Tc = T avg

= 0,5 (176 + 176)

= 176 oF

tc = t avg

= 0,5 (158+ 158)

= 158 o F

Penentuan tipe Heater : Asumsi UD = 100 Btu/hr.ft2.F A

Q U D  t

A

640057,633 4 100  18

A = 355,5876 ft2 Karena A > 200 ft2 , maka dipilih jenis Double Pipe Heat Exchanger (Geankoplis ,1997) Dari Tabel.10 Kern didapat spesifikasi data :

d. Rencana Klasifikasi Data Pipa

Annulus

Inner Pipe

IPS (in)

2

1,5

SN

40

40

OD (in)

2,38

1,9

ID (in)

2,067

1,610

0,622

0,498

2

a” (ft /ft)

Hot Fluid : Annulus


 Flow Area, aa D2

= 2,067 inch

= 0,1723 ft

D1

= 1,9 inch

= 0,1583 ft

aa = =

 (D22 – D12) 4  (0,17232 – 0,15832) 4

= 0,0036 ft2 Equivalent Diameter

D =

2

2

De

 D1 D1

2

0,1723 =



 0,1583 2 0,1583 2



= 0,0291 ft  Kecepatan Massa, Ga Ga = W/aa =

8159,8519 0,0036

= 755849160,4798 lb/hr.ft2 Pada T= 176 oF μ

= 0,0186 lb/ft.hr

Rea = De.Ga/μ =

0,0291  2259417,26 14 0,045

= 487922279,67 JH = 12000

(Fig. 24,Kern) 2 o

k

= 0,0227 Btu/hr.ft ( F/ft)

c

= 0,4752 Btu/lb.oF

3  0,4752 x0,0186   c     = 0,0227  k    1

1

3

= 0,9808  Koefisien perpindahan panas


k  c  = JH   De  k 

ho

= 12000 ×

1

3

    w

  

0 ,14

0,0227 × 0,9808 × 1 0,0291

= 7652,3169 Btu/hr.ft2.oF Cold Fluid: Inner Pipe -

Flow Area, ap

D

= 1,61 Inch = 0,1342 ft

ap

=

 2 D 4

=

 (0,1342)2 4

= 0,0141 ft2 - Kecepatan Massa, Gp Gp

= w/ap =

130085,681 1 0,0141

= 0,0141 lb/hr.ft2 Pada 158 oF μ

= 1,0689 lb/ft.hr

Rep = D.Gp/μ =

0,1342  9205991,69 00 1,0689

= 1.155.506,6342 JH

= 25

k

= 0,0810 Btu/hr.ft2(oF/ft)

c

= 0,5821 Btu/lb.oF

3  0,5821  1,06898   c     = 0,0810  k    1

1

3

= 1,9717 - Koefisien Perpindahan Panas


k  c  hi = JH   De  k 

= 170

1

3

    w

  

0 ,14

0,0810 1,9717 × 1 0,1342

= 29,7627 Btu/hr.ft2.oF Koreksi hi pada permukaan OD io

= hi × ID/OD = 29,7627 x (1,610/1,90) Btu/hr.ft2.oF = 25,22 Btu/hr.ft2.oF

- Clean Overall Coefficient, UC UC

=

hio  ho hio  ho

=

25,22  7652,3169 25,22  7652,3169

= 25,1372 Btu/hr.ft2.oF

- Design Overall Coefficient, UD 1 1   Rd U D UC

Rd diasumsikan 0,003 1 1   0,003 U D 25,1372

UD = 23,3745 Btu/hr.ft2.oF

-

Required Surface A

=

Q U D  t

=

640057,633 4 23,3745  18

= 1521,2659 ft2


Dari tabel 11 Kern, untuk 1,5-in IPS standard pipe, external surface/foot length = 0,498 ft2. Required length =

1521,2659 = 3054,7509 ft 0,498

Diambil panjang 1 hairpin = 20 ft, maka jumlah hairpin yang dibutuhkan = 3055

-

Dirt Factor, Rd Actually Length =20 x (84 x 2) = 3360 ft Actually surface = 3360 x 0,498 ft = 1673,2800 ft2 UD =

640057,633 4 1673,28 x 18

= 21,2509 Btu/hr.ft2.oF Rd =

U C U D U C U D = 0,0073 hr.ft2.oF/Btu

Pressure drop Hot Fluid: Annulus  De’

= (D2 – D1)

...(6.4)

= (0,1723-0,1583) ft = 0,0139 ft Rea

= De’.Ga/μ = 487922279,67

f

= 0,0035 

0,264 (Re a ' ) 0, 42

= 0,0036 ρ

= 62,5 lb/ft3

 ΔFa =

4 fGa 2 L 2 g 2 De

= 6311,1413 ft


 Va

Ga = 3600 

= 10,0419 fps

V 2   = jumlah hairpin x   2g 

 Fl

= 4,6975  Δpa

=

(Fa  Fl )  144

= 2741,2495 Psi Cold Fluid: Inner Pipe 

Rep

= 273100,5724 = 0 ,0035 

ƒ

0 , 264 (Re p ) 0 , 42

= 0,0049 ρ 

c.

= 65 lb/ft3

ΔFp

4 fGp 2 L = 2 g 2 D

ΔPp

= 654,5618 ft Fp .  = 144 = 295,4619 Psi

Tabel LC.13. Hasil reboiler (RB-02) SUMMARY Ho = 267,8311

h outside

hio = 171,4960

Uc

=

104,5507

UD

=

308,1242

RD calculated

=

0,0063

RD required

=

0,0030

12,2588

∆ P Calculated (psi)

295,4619

10,000

∆ P Allowable (psi)

10,000


9. Condensor (CD-03) Fungsi

: Tempat mengkondensasikan produk top KD-02

Tipe

: Double Pipe Heat Exchanger

Gambar LC.10. Condensor (CD-02) Fluida Panas : Top Produk KD-02 W

= 6.493,5720 kg/jam = 14.285,8583 lb/jam

T1

= 165C

= 329 oF

T2

= 136 oC

= 276 oF

Fluida Dingin : Air Pendingin W

= 149.554,9747 kg/jam = 329.020,9443 lb/jam

t1

= 30 oC

= 86 oF

t2

= 40 oC

= 104 oF

Perhitungan: a. Beban Panas C-01 Q = 6.236.442,4460 kJ/jam = 5.906.447,3304 Btu/jam

b. LMTD Fluida Panas

Fluida Dingin

(oF)

(oF)

LMTD =

Selisih

329

Suhu tinggi

104

225

276

Suhu rendah

86

190

Selisih

18

34

t 2  t1 = 207,4303 oF ln ( t 2 / t1 )

c. Tc = 302 oF

; tc = 95 oF


Asumsi UD = 100 Btu/hr.ft2.oF A =

5.906.447, 3304 = 284,7437 ft2 100  207 ,4303

Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE jenis Double Pipe Heat Exchanger.

Rencana Klasifikasi Data Pipa

Outer Pipe

Inner Pipe

IPS (in)

4

3

SN

40

40

OD (in)

4,5

3,5

ID (in)

4,026

3,068

1,178

0,917

2

a” (ft /ft)

Cold Fluid (air) : Annulus a. Flow Area, aa D2 = 4,026/12 = 0,3355 ft D1 = 3,5/12 = 0,2917 ft aa = =

 (D22 – D12) 4

(Pers. 6.3)

 (0,33552 – 0,29172) 4

= 0,0216 ft2

Equivalent Diameter, De

D De =

2

2

 D1 D1

2

 = 0,3355



 0,2917 2 = 0,0943 ft 0,2917 2

b. Kecepatan Massa, Ga Ga = W/aa = 14.285,8583 /0,0216 = 661.986,6266 lb/hr.ft2 c. Reynold number, Re


Pada Tavg = 104 oF μ

= 1,5764 lb/hr ft

Rea

= De.Ga/μ =

0,0943  661986,626 6 = 39581,0001 1,5764

JH = 150

(Fig. 24, Kern)

d. k = 0,3649 Btu/hr.ft2(oF/ft) c = 0,9206 Btu/lb.oF k  c  e. ho = JH   De  k 

1

3

    w

  

0 ,14

= 769,8452 Btu/hr.ft2.oF

Hot Fluid : Inner Pipe -

Flow Area, ap D = 3,068 in/12 = 0,2557 ft ap =

-

 2 D 4

=

 (0,2557)2 = 0,0513 ft2 4

Kecepatan Massa, Gp Gp = w/ap = 6.412.179,4704 lb/hr ft2

-

Reynold number, Re Pada Tavg = 158 oF μ

= 0,1936 lb/ft.hr

Rep

= D.Gp/μ = 8.467.874,7483

-

JH = 1500000 k

(Fig. 24, Kern) 2 o

= 0,104 Btu/hr.ft ( F/ft)

cp = 0,52 Btu/lb.oF -

hi

k  c  = JH   De  k 

1

3

    w

  

0 ,14

= 534.045,2212 Btu/hr.ft2.oF -

Koreksi hi pada permukaan OD


hio = hi × ID/OD = 468.128,7825 Btu/hr.ft2.oF - Clean Overall Coefficient, UC UC =

hio x ho = 768,5813 Btu/hr.ft2.oF hio  ho

- Design Overall Coefficient, UD 1 1   Rd U D UC

(Pers. 6.10)

Rd ditentukan 0,002 untuk masa service 1 tahun 1 1   0,0022 U D 768,5813

UD = 302 ,9295 Btu/hr.ft2.oF j. Required Length Q = 93,9967 ft2 U D . t Dari tabel 11 Kern, untuk 3-in IPS standard pipe, external surface/foot length =

A

=

0,917 ft Required length =

14836,2559 = 16179,1231 ft 0,917

Diambil panjang 1 harpin = 20 ft Jumlah harpin yang dibutuhkan =

102,5046 = 5,1252 20

Maka dipakai 6 harpin 20 ft Actual Length

= 6 × 20 ft = 120 ft

Actual Surface

= L × a” = 120 ft . 0,917 ft2/ft = 110,0400 ft2

k. Actual Design Coefficient, UD Q UD = A. t = 258,7638 Btu/hr.ft2.oF l. Dirt Factor, Rd


Rd =

U C U D U C U D

= 0,0026 hr.ft2.oF/Btu Pressure drop Cold Fluid : Annulus a. De’ = (D2 – D1) = 0,0438 ft Rea = 18.407,3213 ƒ

 0,0035 

0,264 (Re a) 0, 42

(Pers. 3.47b)

= 0,0078 ρ

= 61,92 lb/ft3

b. Fa

=

4 fGa 2 L 2 g 2 De

= 9,9354 ft G = 3600  = 2,9697 ft/s

- Va

V 2   = 0,8217 ft Fl = 147 ×   2g  Pa =

( Fa  Fl )  144

= 4,6255 psi Hot Fluid: Inner Pipe Rep ƒ

= 846.787,4748 0 , 264 = 0 ,0035  (Re p ) 0 , 42 = 0,0044

ρ

= 10,3 lb/ft3

ΔFp

4 fGp 2 L = 2 g 2 D

(Pers. 3.47b)

= 534,3688 ft

Pp

=

Fp .  144


= 2,3854 psi Tabel LC.14. Hasil kondensor (CD – 02) SUMMARY ho = 769,8452

h outside

hio = 468128,7825

UC

=

768,5813

UD

=

302,9295

Rd Calculated

=

0,0022

Rd Required

=

0,0026

4,6255 psi

Calculated ΔP, Psi

2,3854 psi

10 psi

Allowable ΔP, Psi

10 psi

10. Kompresor (K-01) Fungsi : Mengalirkan dan menaikan tekanan feed sebelum masuk R-01. Type : Centrifugal Kompressor Bahan : Carbon steel CH3OH(F2)

CH3OH(F3)

Gambar LC.11. Kompresor (K-01) a. Kondisi Operasi : Kondisi masuk, Pi = 10 atm = 21160,8 lbf/ft2 Temperatur masuk, T

= 250 C

Kondisi keluar, Po

= 12 atm

Massa flow rate, W

= 54.382,1 kg/jam

b. Rasio Kompresi Rc = (Po / Pi ) = (12 / 10) = 1,2


c. Laju alir gas masuk ρ

= 791,8 kg/m3

volume gas yang masuk, Q Q = W / = 68,68162 m3/ jam qin = 40,42447 ft3/menit Faktor keamanan = 10 % qin

= 1,1 × 35,31467 ft3/menit = 40,42447 ft3/menit

d. Power yang dibutuhkan :

PW

k 1/ k   = 0,0643 k T Q1  P2    1 520 (k 1)  P1   

(Pers.8.30Mc Cabe)

dimana : k

= 1,05

PW

= 193,0171 Hp.

Effisiensi motor = 80 % Power yang dibutuhkan

= 193,0171 Hp / 0,8 = 241,2714 Hp

 242 Hp 11. Pompa (P-01) Fungsi

: Untuk mengalirkan bahan baku metanol

Tipe

: Centrifugal Pump

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi : Commercial Steel Discharge Suction P-01

Gambar LC.12. Pompa (P-01)


Perhitungan untuk P-01 Kondisi operasi

:

Temperatur

= 30 oC

Laju alir massa (F)

= 906,36838 kg/5 menit

= 6,66067 lbm/s

Densitas ()

= 791,8 kg/m3

= 49,4305 lbm/ft3

Viskositas ()

= 0,59 cP

= 0,004 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) =

6,6607 49,4305

= 0,02695 ft3/s

Desain pompa : Di,opt

= 3,9 (Q)0,45 ()0,13

(Peters et.al., 2004)

= 2,62766 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1983, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 7,981 in

= 0,66508 ft

Diameter Luar (OD)

: 8,625 in

= 0,71875 ft

Inside sectional area

: 0,3474 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A

=

Bilangan Reynold : NRe =

0,1348 = 0,3878 ft/s 0,3474

  v  ID 

= 12163,28823 (Laminar) Untuk pipa commercial steel, harga  = 0,000046 Pada NRe = 16667,1956 dan /OD =

(Geankoplis, 1983)

0,000046 = 0,00023 0,0158

Dari Fig.2.10-3 Geankoplis,1983 diperoleh harga f = 0,008 Instalasi pipa:  A  v2 Sharp edge entrance = hc = 0,55 1  2  A1  2g 

= 10,6413 ft.lbf/lbm


elbow 90° = hf

= n.Kf.

v2 2. g c

= 19,95242 ft.lbf/lbm check valve = hf

= n.Kf.

v2 2. g c

= 0,6738306 ft.lbf/lbm 2

 A  v2 = 0,55 1  1  A2  2. .g c 

Sharp edge exit = hex

= 43,230244 ft.lbf/lbm panjang pipa total :  L

= 102,47 ft.lbf/lbm

Faktor gesekan, F=

= 0,002881

Tinggi pemompaan, ∆z = 30 ft -Ws

= = 30,1534 ft.lbf/lbm

Efisiensi pompa

= 80%

daya actual motor, Pm = Daya pompa =


30,1534  37,69166 0,8

37,69166  6,66067  0,4564 550

Maka dipilih pompa dengan tenaga 0,5 hp

Tabel LC.15. Analog perhitungan dapat dilihat pada P-01, sehingga diperoleh:

Pompa

Laju Alir (kg/menit)

D optimum (in)

ID

V

Faktor

Daya

(in)

(ft/s)

Gesekan

(hp)

Daya Standar (hp)

P-01

181,27367

2,6276

7,981

12,772

102,47

0,4564

0,5

P-02

181,27367

2,6276

7,981

12,772

102,47

0,4564

0,5

P-03

526,09428

2,0571

7,981

5,3600

102,47

0,2640

0,3

P-04

380,3666

1,7777

7,981

7,4135

102,47

0,1907

0,2


P-05

380,2666

1,7777

7,981

7,5492

102,47

0,1907

0,2

P-06

273,45

1,5324

7,981

7,0635

102,47

0,1370

0,2

P-07

107,1333

1,0052

0,622

4,3535

26,427

0,1620

0,2

12. Condensor (C-01) Fungsi

: Untuk mendinginkan larutan dari 250 oC menjadi 150 oC

Type

: Shell and tube heat exchanger

Bahan

: Stell pipe (IPS)

Temperatur fluida panas masuk (T1)

= 250 oC

= 482 oF

Temperatur flluida panas keluar (T2)

= 70 oC

= 158 oF

Temperatur fluida dingin masuk (t1)

= 30 oC

= 86 oF

Temperatur fluida dingin keluar (t2)

= 69 oC

= 158 oF

Dirt factor (Rd) fluida panas

= 0,001

Dirt factor (Rd) fluida dingin

= 0,001

Total Rd

= 0,002

πP yang diizinkan

= 10 psi

Rate massa fluida yang masuk (Wl)

= 54.382,103 kg/jam = 119.890,784 lb/jam

Q media pendingin

= 22.570,784 kcal/jam = 89.492,09 btu/jam

Rate massa ammonia masuk (W1)

= 94.435,029 kg/jam = 208.191,464 lb/jam

Direncanakan dipakai Heat Exchanger dengan ukran Bagian tube :


OD, BWG

: ¾ in 19 ¼

Pitch

: 1 in triangular pitch

Panjang tube

: 16 ft

Dari tabel at’

: 0,334 in

a’

: 0,196 ft2

Passed

:4

1. Neraca Massa dan Energi W larutan

: 54.382,103 kg/jam

= 119.890,784 lb/jam

Cp larutan

: 0,517 kcal/kg.oC

= 0,517 btu/lboF

Q larutan

: (22.570,514 × 0,517 × ( 482 – 158)) = 3.783.666,723 btu/jam

2. Dt Untuk aliran counter – current : Panas

Dingin

∆T

482

Suhu tinggi

158

324

158

Suhu rendah

86

72

LMTD =

t 2  t 1 252   167 ,545 o F ln( t 2 / t 1 ) 1,504

R=

T2  T1 324   4,5 t 2  t1 72

S=

t 2  t1 72   0,222 T2  t 1 324

Ft = 1.8 (Kern, Fig.18) ∆t = FT × LMTD = 157,492 3. Temperatur Kalorik Tc = 320 oF Tc = 122 oF


Trial UD Dari Kern,1983 diketahui overall design coefficient (UD) untuk system heat exchanger Light organics-light organics

= 75-150

Diambil harga UD

= 150

Check Up A=

3783666,72 3 Q  U D  t 100  157 ,49

A = 240,25 ft2 Nt

=

A 240,25  76,49  a"L 0,196  16

Digunakan 4 lewatan pada tube (n-4) Standarisasi haraga Nt (Kern, tabel 9) : Untuk OD

= ¾ in, 18 BWG 18

NT standard

= 77 buah

A = NT × a” × L = 77 × 0,196 × 16 = 241,842 ft2 UD

=

Q 3.783.666, 723  99,340 btu/j.ft2. o F  A  t 1325,418  66.962

Jadi digunakan spesifikasi cooler : Bagian Shell : IDs

= 25 in

N’

= 2 buah

B

= 1 × IDs = 25 in

Bagian tube:

¾ OD, 18 BWG

Nt

= 8.849 buah ID

= 0,654

Pt

= 1 in

L

= 16

a”

= 0,1963 ft2

n

=4

C’

= 0,25

at’

= 0,334 in

2

Evaluasi Perpindahan Panas


Fluida panas ; Shell size, solution 1) as =

IDs  C' B 156,25   0,271 ft 2 144.Ptn' 576

2) Gs =

W 119,890,78 4  441 .965,386 lb/jam.ft 2  0,271 as

3) Pada Tc = 320 oF µ

= 0,765 = 1,855 lb/ft jam

De

= 0,73 in

De

= 0,061 in

Re,s

=

De  Gs





26.959,889  14.533,633 1,855

4) jH = 120 5) Pada Tc = 320 oF k

= 0,145 W/m.oC = 0,084 btu/lboF

c

= 0,32 btu/lb oF

(cµ/k)1/3 = 2.35 6) ho = jH.k/De(cµ/k)1/3. Փs = 671,321 7) Փs =1 dan Փt = 1 8) Koefisien clean overall (Uc) Uc =

h io  h o 339.527   288,45 Btu / jam. ft 2 h io  h o 1.177

9) Dirt factor, Rd : Rd =

UC - UD 198,4   0,0076 U C  U D 25.960

Fluida dingin : tube size, water


1) a’t = 0,334 in at =

Nta' t 2.955,566   5,131 ft 2 144.n 144  4

2) Gt = w/at 

414.103,46 0  80.703,186lb / jam. ft 2 5,131

3) Pada tc = 65,3 µ = 0,0251 Cp = 0,0608 lb/ft.jam De`= 0,654 in De = 0,055 in Re,t

=

De  Gs





4.438,675  73.004,527 0,061

4) v = Gt/3600 × r = 368,710 btu/j.ft2.oF 5) hi = 580 btu/j.ft2.oF 6) hio= hi.ID = (580 × 0,654)/0,75 = 505,760

Preasure Drop Fluida panas

1) Untuk Res = 684,842 f = 0,004 ft2/in2 2) N + 1 = 12 L /B = 192/25 in = 7,68


Ds

= 25/12 = 2,083 ft

Ps 

3)

f  Gs 2  Ds  ( N  1) 5,22  10  De  s   s 10



11.251.203 .992,38 3.184 .200 .000

= 3,533 psi ∆Ps yang diijinkan = 10 psi (memenuhi syarat) Fluida Dingin

1) Untuk Ret = 29.522,439 f = 0,00006 ft2/in2 s=1 2) Menghitung ∆p karena panjang pipa Pt 

f  Gt 2  L  n 1141819940 3  10 5,22  10  D  s  ft 3173760000

= 0,008 psi 3) Menghitung ∆p karena tube passes Untuk Gt = 1.273.539,683 lb/jam.ft2 V2  1,002 2g'

∆Pr

= 4n/s × V2 = 0,0009619 psi

∆PT

= ∆Pt + ∆Pr

∆PT

= 0,009 psi ∆Ps yang diijinkan = 10 psi (memenuhi syarat)


13. Cooler (C-01) Fungsi

: Menurunkan temperatur produk reboiler (RB-02).

Tipe

: Double Pipe Heat Exchanger

Gambar LC.13. Cooler (C-01) Fluida Panas : Produk RB-102 W

= 16.388,1269 kg/jam

= 49.125,2759 lb/jam

T1

= 177 oC

= 350,6 oF

T2

= 30 oC

= 86 oF

w

= 2460,9776 kg/jam

= 542490,794 lb/jam

t1

= 30 oC

= 86 oF

t2

= 69 oC

= 12 oF

Fluida Dingin : Air

Perhitungan: a. Beban Panas C-101 Q = 10261118,0700 kJ/jam = 22.621.866,1195 Btu/jam

b. LMTD Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin (oF)

Selisih

350,6

Temp. Tinggi

158

192

86

Temp. Rendah

86

0

72

192

246 LMTD =

t 2  t1 ln ( t 2 / t1 )

= 147,9771 oF

R 

264  3,675 72


S 

18  0,2721 350  (86)

FT = 15

(Fig.18, Kern) o

Δt = 15 × 147,9771 = 2219,6558 F Asumsi UD = 250 Btu/hr.ft2.oF

A =

Q1 UD.T )

= 40,7664 ft2 Karena A < 200 ft2, maka digunakan Double Pipe Heat Exchanger c. Rencana Klasifikasi Data Pipa

Outer Pipe

Inner Pipe

IPS (in)

6

4

SN

40

40

OD (in)

6,6250

4,5

ID (in)

6,0650

4,0260

a” (ft2/ft)

1,7340

1,1780

Hot Fluid : Annulus -

Flow Area, aa D2 = 4,50/12 = 0,5521 ft D1 = 4,026/12 = 0,3750 ft aa

=

 (D22 – D12) 4

=

 (0,55212 – 0,37502) = 0,1289 ft2 4

(Pers. 6.3)

Equivalent Diameter, De De = -

D

2

2

 D1 D1

2

 = 0,5521

 0,3750 0,3750 2

2

 = 0,4378 ft

Kecepatan Massa, Ga Ga = W/aa = 381187,7045 lb/hr.ft2


-

Reynold number, Re Pada Tavg

= 218 oF

μ

= 0,0137 lb/hr ft

Rea

= De.Ga/μ = 3.701.912,9648

JH = 3500000

(Fig. 24, Kern)

- k = 0,0188 Btu/hr.ft2(oF/ft) cp = 0,85 Btu/lb.oF k - ho = JH De

 c     k 

1

3

    w

  

0 ,14

= 106.766,4329 Btu/hr.ft2.oF

Cold Fluid : Inner Pipe - Flow Area, ap D = 4,0260in/12 = 0,3355 ft ap =

 2  D = (0,3355)2 = 0,0884 ft2 4 4

- Kecepatan Massa, Gp Gp

= w/ap = 1.565.870,9418 lb/hr ft2

- Reynold number, Re Pada Tavg = 122 oF μ = 0,0076 lb/ft.hr Rep = D.Gp/μ = 28.564.033,3279 -

JH

= 100.000.000

-

k

= 0,0137 Btu/hr.ft2(oF/ft)

cp

= 0,009 Btu/lb.oF

- hi

k  c  = JH   De  k 

1

3

    w

(Fig. 24, Kern)

  

0 ,14

= 535.541,4174 Btu/hr.ft2.oF - Koreksi hi pada permukaan OD hio = hi x ID/OD


= 490.273,0108 Btu/hr.ft2.oF -

Clean Overall Coefficient, UC UC

-

=

hio x ho = 255.954,1920 Btu/hr.ft2.oF hio  ho

Design Overall Coefficient, UD 1 1   Rd U D UC

(Pers. 6.10)

Rd ditentukan 0,002 untuk masa service 1 tahun 1 1   0,002 U D 255.954,19 20

= 499,0252 Btu/hr.ft2.oF

UD -

Required Length Q A = = 20,4230 ft2 U D . t

Dari tabel 11 Kern, untuk 6-in IPS standard pipe, external surface/foot length = 1,1780 ft Required length = 27,9628 ft Diambil panjang 1 harpin = 20 ft Jumlah harpin yang dibutuhkan =

27,9628 = 1,3981 20

Maka dipakai 2 harpin 20 ft Actual Length

= 2 × 20 ft = 40 ft

Actual Surface = L × a” = 43 ft × 1,1780 ft2/ft = 50,654 ft2 Actual Design Coefficient, UD Q UD = A. t = 348,8528 Btu/hr.ft2.oF -

Dirt Factor, Rd Rd =

U C U D U C U D


= 0,0019 hr.ft2.oF/Btu Pressure drop Hot Fluid : Annulus De’

= (D2 – D1) = 0,1771 ft

Rea

= 1.497.402,9970

ƒ

0,264 = 0,0035  (1.497.402, 9970 ) 0, 42 = 0,0042

ρ

= 51,24 lb/ft33

Va

=

Fl

V 2   = 10,8089 = 3 ×   2g 

Pa

=

(Pers. 3.47b)

G = 8,4888 ft/s 3600 

( Fa  Fl)  900

= 9,4606 psi

Cold Fluid: Inner Pipe Rep ƒ

= 111.995.670,2455 0 , 264 = 0 ,0035  (Re p ) 0 , 42 = 0,0036

ρ

= 5,3240 lb/ft3

ΔFp

4 fGp 2 L = 2 g 2 D

(Pers. 3.47b)

= 65,9841 ft

Pp

Fp .  144 = 2,4396 psi

=

Tabel LC.16 Hasil Perhitungan Design Cooler-01 SUMMARY 106.766,4329 Ho UC UD

= =

hio 490.273,0108 255.954,1920 499,0252


Rd Calculated = 0,0029 Rd Required = 0,0020 9,4606 Calculated ΔP, Psi 10 psi Allowable ΔP, Psi

2,4396 10 psi

14. Heater (H-01) Fungsi

: Menaikkan temperatur feed dari (KD – 01) ke (KD – 02).

Type

: Shell And Tube Heat Exchanger.

Bahan

: Carbon Steel

Gambar LC.14. Heater (H-01) Fluida Panas : Steam W1

= 16.388,1269 kg/jam = 36.053,8792 lb/jam

T1

= 70 oC

= 158oF

T2

= 159 oC

= 318,2oF

Fluida Dingin : Feed Reaktor - 01 W1 = 2455,424771 kg/jam o

= 5401,934496 lb/jam

t1 = 30 C

= 86 oF

t2 = 60 oC

= 140 oF

Perhitungan berdasarkan “Process Heat Transfer”, D. Q. Kern. a) Beban Panas H-01 Q = 749457,8736 kJ/hr = 709801,0596 Btu/hr b) Menghitung ∆T Fluida Panas

Fluida Dingin

Selisih

158

suhu tinggi

140

18

158

suhu rendah

86

72

0

selisih

54

54


LMTD (∆T)

= (∆T2 - ∆T1) / ln (∆T2/ ∆T1)

∆T

(Pers. 5.14, Kern)

= 38,95

c) Tc dan tc Tc = 158oF tc = 113 oF (steam – light organic) = 50-100

-

Trial UD

-

Asumsi UD = 50 Btu/ jam FT2oF A

(Tabel 8, Kern)

= Q / UD . ∆T = 364,4419 ft2

-

Karena A > 200 ft2, maka digunakan Shell & Tube Heat Exchanger dengan spesifikasi sebagai berikut :

Dari Tabel 10, Kern : Panjang Tube (L) = 14 ft OD = 1 in = 0,083 ft BWG = 16 Pass

= 4

Tube sheet

= 1 1 4 in, triangular pitch

a”

= 0,2618 ft2

d) Koreksi UD - Jumlah Tube Nt



A L.a ''

= 368 tube - Ambil Nt pada tabel 9 Kern yang mendekati, sesuai dengan ukuran tube yang telah dipilih, Nt = 368 - Koreksi UD A

= Nt . L . a’’ = 1348,7936 ft2

UD



Q A . T

= 13,5099 Btu/jam ft2.oF


e) Data Spesifikasi Karena UD mendekati asumsi, maka dari tabel 9 Kern diperoleh data sebagai berikut : -

Tube side : Nt

= 368

PT

= 1,25 in = 0,104 ft

C

’’

= (PT – OD tube) = (1,25 in – 1 in) = 0,25 in = 0,021 ft

-

Tube Passes

= 4

Tube OD

= 1 in = 0,083 ft

Shell Side : ID

= 13,25 in

Baffle space (B)

= 2,65 inch

Pass

= 2

(table 9, Kern)

f) Tube Side : Cold Fluid -

Flow area, at a't

= 0,2277 in2

at



N t .a' t n

= 0,1455 ft2 -

Laju alir massa, Gt Gt



w at

= 37133,07782 lb/jam ft2 -

Bilangan Reynold, Ret Pada, tc= 158 oF 

= 1,0180 cP

= 2,4627 lb / ft hr

De

= ID = 0,87 in

= 0,0725 ft

Ret



G t . De




= 1093,15 -

Dari gambar 24, Kern hal. 834 Pada, Ret= 1093,15

-

L/D

= 193,1034483 didapat

jH

= 35

Prandl Number, Pr Pr

k

=

Cp. k

= 0,0920Btu/jam.ft.oF Cp

= 1,003 Btu/lb.oF

Pr

= 26,8493

hi

 k   . C p = jH   .  D  k

  

1/ 3

(Pers. 6.15d, Kern)

= 131,5424 Btu/jam.ft2.oF hio

= hi (ID/OD)

(Pers. 6.9, Kern) 2o

= 114,4419 Btu/jam.ft . F g) Shell Side : Hot Fluid -

= 158 oF

Pada Tc B

= 2,65 in

C”

= 0,25 in

Luas area laluan, as

IDxC" xB  144 xPt 

as

=

as

= 0,0488 ft2

-

-

Laju alir, Gs W as

Gs

=

Gs

= 47229,5498 lb/jam ft2

Bilangan Reynold, Ret Pada, Tc= 158oF 

= 0,4004 cP = 0,9690 lb / ft hr

De

= 0,7118 in

= 0,0593 ft


-

-

G s . De

Res



Res

= 2891,1525

jH

= 10



( Fig.28 Kern )

Prandl Number, Pr

Cp. k

Pr

=

k

= 1,0010 Btu/jam.ft.oF

Cp

= 0,9624Btu/lb.oF

Pr

= 0,9316

Koefisien perpindahan panas, ho ho

= jH (k/D) (c/k)1/3 = 164,8594 Btu/hr.ft2oF

-

Clean Overall Coefficient, Uc Uc



h io . h o h io  h o

= 67,5501 Btu/jam ft2.oF -

Dirt Factor Coefficient, Rd Rd



Uc - Ud U c .U d

= 0,0052 h) Pressure Drop -

Tube Side

Untuk Ret = 1093,1491 f

= 0,0007

s

= 1

Pt

f . G 2t . L . n  5,22 .1010 . D.s.  t

(Fig 26, Kern)

= 0,14282343 psi = 37133,07782 lb/ft2 jam

Gt

Maka, dari Fig. 27 Kern hal. 837 didapat : V2/2g’

= 0,007


Pr 

4.n v2 x ' s 2g

= 0,112 psi PT

= Pt + Pr = (0,14282343 + 0,112) psi = 0,126282343 psi

-

Shell side Faktor friksi Re

= 2891,152531

f

= 0,004

(Fig.29, Kern)

Number of cross, (N+1) N + 1 = 12 L / B = 63,3962 Ds

= ID/12 = 1,1042 ft

s ΔPs

= 0,998 2 f Gs Di ( N  1) = = 0,202124038 psi 5,22 x1010 x De S s Tabel LC. 17 Hasil perhitungan heater (H – 01) SUMMARY h outside

ho = 164,854 UC

=

67,5501

UD

=

49,9189

Rd Calculated

=

0,0052

Rd Required

=

0,003

hio = 114,4419

0,1263 psi

Calculated ΔP, Psi

0,2021 psi

10 psi

Allowable ΔP, Psi

10 psi


15. Accumulator (ACC-01) Fungsi

: Tempat menampung sementara kondensat produk dari CD-01.

Jumlah

: 1 buah

Bentuk

: Silinder horizontal dengan ujung ellipsoidal.

Bahan

: Carbon Steel input

ACC - 01

output

Gambar LC.15 Accumulator (ACC-01) Data-data design : Tekanan (P)

: 8 atm

Temperatur (T)

: 42OC

Laju Alir (W)

: 35101,8514 kg/jam

Densitas ()

: 791,8 kg/m3

Residence Time

: 10 menit

PERHITUNGAN 1. Kapasitas Accumulator, Vt Volume liquid =

( w) (t ) ( 24 jam / hari)



= 7,3886 m3 Faktor keamanan : 10 % Kapasitas Tangki, Vt = 1,1 × 7,3886 m3 Vt = 8,1275 m3 2. Diameter Accumulator, DT Tipe tanki yang digunakan adalah silinder vertikal dengan tutup ellipsoidal. -

Volume silinder, Vs Dimana, H

= tinggi silinder = 3/2 D

VS = ( / 4) D2 H = ( / 4) D2 (3/2 D)


VS = (3 / 8)  D3 D = [VS / )]1/3 = [3,6305 / 3,14]1/3 = 1,3368 m -

Volume Silinder, Vs Vs = .(D)3 Vs = 7,5016 m3

-

Volume ellipsoidal head Ve = ( x D3) / 24 = 0,3126 m3

-

Volume Accumulator, VT VT = VS + 2Ve VT = (7,5016 + (2 × 0,3126) m3 VT = 8,1267 m3

-

Panjang Accumulator, L L =4.D L = 2,6736 m

-

Panjang Ellipsoidal, h H =¼.D H = 0,3342 m

-

Panjang Accumulator Total, Lt Lt = L + 2H Lt = 3,3421 m

3.

Tebal Dinding Accumulator, tT tT 

P  r  C ( S  E j )  (0,6  P )

P = Tekanan Design (1 atm)

= 8 atm

D = Diameter

= 1,3368 m

S = Working Stress Allowable

= 932,2297 atm

Ej = Welding Joint Efficiency

= 0,0003

C = Tebal Korosi yang diizinkan

= 0,85 m


tT 

8  0,6684  0,00032 (932,2297  0,85)  (0,6  8)

= 0,0071 m Tebal Ellipsoidal head, tH tH 

P  D  C 2 ( S  E j )  (0,2  P )

tH 

8  1,3368  0,00032 2 (932,2297  0,85)  (0,2  8)

= 0,0071 m Diameter Luar Vessel, OD OD

= ID + 2t = 1,3368 m + 2 (0,0071) = 1,351 m

Tabel LC.18. Hasil Rancangan Accumulator (ACC-01) SUMMARY Tipe

Silinder horizontal

Diameter Vessel

1,3368 m

Panjang Vessel

2,6736 m

Tebal Dinding

0,0071 m

16. Accumulator (ACC-02) Fungsi

: Tempat menampung sementara kondensat produk dari CD-02.

Jumlah

: 1 buah

Bentuk

: Silinder horizontal dengan ujung ellipsoidal.

Bahan

: Carbon Steel input

ACC - 02

output

Gambar LC.16. Accumulator (ACC-02) Data-data design : Tekanan (P)

: 9,2 atm


Temperatur (T)

: 136 OC

Laju Alir (W)

: 6493,5720 kg/jam

Densitas ()

: 791,8 kg/m3

Residence Time

: 10 menit

PERHITUNGAN 1. Kapasitas Accumulator, Vt Volume liquid

=

( w) (t ) ( 24 jam / hari)



= 1,3668 m3 Faktor keamanan : 10 % Kapasitas Tangki, Vt = 1,1 × 1,3668 m3 Vt = 1,5035 m3 2. Diameter Accumulator, DT Tipe tanki yang digunakan adalah silinder vertikal dengan tutup ellipsoidal. -

Volume silinder, Vs Dimana, H

= tinggi silinder = 3/2 D

VS = ( / 4) D2 H = ( / 4) D2 (3/2 D) VS = (3 / 8)  D3 D = [VS / ]1/3 = [1,5035 / 3,14]1/3 = 0,7823 m -

Volume Silinder, Vs Vs = .(D)3 Vs = 1,5034 m3

-

Volume ellipsoidal head Ve = ( × D3) / 24 = 0,0626 m3

-

Volume Accumulator, VT VT = VS + 2Ve VT = (1,5034 + (2 × 0,0626) m3


VT = 1,6287 m3 -

Panjang Accumulator, L L =4.D L = 1,5646 m

-

Panjang Ellipsoidal, h H =¼.D H = 0,1956 m

-

Panjang Accumulator Total, Lt Lt = L + 2H Lt = 1,9558 m

3.

Tebal Dinding Accumulator, tT tT 

P  r  C ( S  E j )  (0,6  P )

P = Tekanan Design

= 9,2 atm

D = Diameter

= 0,7823 m

S = Working Stress Allowable

= 932,2297 atm

Ej = Welding Joint Efficiency

= 0,85

C = Tebal Korosi yang diizinkan

= 0,00032 m

tT 

9,2  0,3912  0,00032 (932,2297  0,85)  (0,6  8,2)

= 0,0049 m Tebal Ellipsoidal head, tH tH 

P D  C 2 ( S  E j )  (0,2  P )

tH 

9,2  0,4985  0,00032 2 (932,2297  0,85)  (0,2  9,2)

= 0,0049 m Diameter Luar Vessel, OD OD

= ID + 2t = 0,7823 m + 2 (0,0049) = 0,4998 m


Tabel LC.19. Hasil Rancangan Accumulator (ACC-02) SUMMARY Tipe

Silinder horizontal

Diameter Vessel

0,7823 m

Panjang Vessel

1,5646 m

Tebal Dinding

0,0049 m


LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI UTILITAS

1. Screening (SC) Fungsi

: menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: bar screen

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : stainless steel Kondisi operasi: - Temperatur

= 30°C

- Densitas air ()

= 995,68 kg/m3

Laju alir massa (F)

= 75742,8610 kg/jam

Laju alir volume (Q) =

(Geankoplis, 1997)

75742,8610 kg/jam x 1 jam / 3600 s = 0,0211 m3/s 3 995,68 kg/m

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


40 x = 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 = 0,4 dan 30% screen tersumbat.

Head loss (h) =

Q2 2 2 g Cd 3 A2

=

0,0211 2 2(9,8)(0,4) 2 (2,04) 2

= 0,0000698 m dari air = 0,0698 mm dari air

2000

2000

20

Gambar LD-1: Sketsa sebagian bar screen , satuan mm (dilihat dari atas)

2. Pompa Utilitas Ada beberapa pompa utilitas, yaitu : 1. PU-01 : memompa air dari sungai ke bak pengendap 2. PU-02 : memompa air dari bak pengendap ke clarifier


3. PU-03 : memompa alum dari tangki pelarutan alum ke clarifier 4. PU-04 : memompa soda abu dari tangki pelarutan soda abu ke clarifier 5. PU-05 : memompa air dari clarifier ke sand filter 6. PU-06 : memompa air dari sand filter ke tangki utilitas 1 7. PU-07 : memompa air dari tangki utilitas 1 ke kation exchanger 8. PU-08 : memompa air dari tangki utilitas 1 ke cooling tower 9. PU-09 : memompa air dari tangki utilitas 1 ke tangki utilitas 2 10. PU-10 : memompa Nacl dari tangki pelarutan NaCl ke kation exchanger 11. PU-11 : memompa air dari kation exchanger ke anion exchanger 12. PU-12 : memompa NaOH dari tangki pelarutan NaOH ke anion exchanger 13. PU-13 : memompa air dari anion exchanger ke dearator 14. PU-14 : memompa kaporit dari tangki pelarutan kaporit ke tangki utilitas 2 15. PU-15 : memompa air dari tangki utilitas 2 ke distribusi domestik 16. PU-16 : memompa air pendingin dari menara pendingin ke unit 17. PU-17 : memompa air dari dearator ke ketel uap 18. PU-18 : memompa bahan bakar dari tangki bakar bakar ke ketel uap 19. PU-19 : memompa bahan bakar dari tangki bahan bakar ke generator Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : commercial steel

*) Perhitungan untuk PU-01 Kondisi operasi

:

Tekanan masuk

= 101,325 kPa

= 2116,2740 lbf/ft2

Tekanan keluar

= 101,325 kPa

= 2116,2740 lbf/ft2

Temperatur

= 30 0C

Laju alir bahan masuk

= 75742,8610 kg/jam = 46,3848 lb/detik


Densitas ; 

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

Viskositas, 

= 0,8007 cp = 0,0005 lbm/ft detik

Laju alir volumetrik;

Q

=

F



=

46,3848 lb/detik = 0,0211 ft3/detik 62,1586 lb/ft 3

Diameter optimum IDop

= 0,363 (Q)0,45 (  )0,13

IDop

= 0,363 (0,0211 ft3/detik)0,45 (62,1586 lb/ft3)0,13 = 4,31 in

Dipilih pipa 4,31 in schedule 40 dengan data – data sebagai berikut: Diameter Luar; OD

= 4,5 in

= 0,3750 ft

Diameter dalam; ID

= 4,026 in

= 0,3355 ft

Luas penampang; A

= 50 in2

= 0,322 ft2

Kecepatan laju alir;

v

=

Bilangan Reynold, NRe =

=

(Kern,1950)

Q 0,7462 ft 3 /detik = = 2,3175 ft/detik 0,322 ft 2 A

 x ID x v  62,158 lb/ft 3 x 0,3355 ft x 2,3175 ft / det ik 0,0005 lbm/ft.det ik

= 89816,4556 > 2100 aliran turbulen f

= 0,0045

(Geankoplis, 1993)

Kelengkapan pipa: Panjang pipa lurus

L1 = 30 ft

1 buah gate valve fully open L/D = 13


L2 = 1 x 13 x 0,3355 = 4,3613 ft 3 buah elbow standar 90o L/D = 30 L3 = 3 x 30 x 0,3355 = 30,1938 ft Penyempitan mendadak, K = 0,5; L/D = 22 L4 = 0,5 x 22 x 0,3355 = 3,6904 ft Pembesaran mendadak,K = 0,5; L/D = 27 L5 = 0,5 x 27 x 0,3355 ft = 4,5291 ft  L = 72,7745 ft

Faktor kerugian karena kehilangan energi;  F F

=

4 fv 2  L 2 gcD

= 0,0815 ft lbf/lbm Tinggi pemompaan  Z = 30 ft Dari persamaan Bernauli; P2  v2  g   Z   V dP   F  Wf   gc P1  2 gc 

(Sandler,1987)

Laju alir bahan yang masuk = laju alir bahan keluar; maka:

 v2   = 0    2 gc  Karena tidak ada perbedaan tekanan; maka P2

V dP = 0

P1

Sehingga persamaan Bernauli menjadi;


Wf = Z

g  F gc

Kerja pompa; Wf = Z

g  F gc

= 30,0815 ft lbf/lbm Daya pompa; P = Q x  x Wf = 3803,5093 lb ft/detik/550 = 6,91547146 Hp Efesiensi pompa = 80% Daya pompa; P =

6,91547146 Hp 0,8

= 8,6443 Hp

Maka dipilih pompa dengan tenaga 9 Hp Analog perhitungan dapat dilihat pada PU-01, sehingga diperoleh : Tabel LD.1 Analog Perhitungan Pompa Utilitas

(hp)

Daya standar (hp)

0,4695

8,64434

9,00

0,1176

0,0027

0,00011

0,10

1,0490

0,0028

0,0247

0,00006

0,10

9,1808

10,0200

1,4705

0,0315

5,27432

6,00

1.263,0732

0,9794

3,0680

0,2618

0,0005

0,01407

0,10

PU-06

75.742,8610

6,1808

10,0200

1,4705

0,0375

8,43756

0,10

PU-07

55081

5,3554

10,0200

0,4713

0,0042

2,30022

3,00

PU-8

0,8005

0,0308

0,2150

0,0215

0,0001

0,00002

0,10

V

Laju Alir (kg/jam)

Dopt (in)

ID (in)

PU-01

203.837,7848

4,3096

7,9810

6,2368

PU-02

3,7871

0,0649

0,2150

PU-03

2,0451

0,5326

PU-04

75.742,8610

PU-05

Pompa

F

(ft/s)

Daya


PU-9

1263,0732

0,9794

3,0680

0,2618

0,0011

0,03516

0,10

PU-10

0,3782

0,0222

0,2150

0,0105

0,0010

0,00001

0,10

PU-11

6315,3659

2,0208

6,0650

0,3343

0,0014

0,17581

0,20

0,00007

0,10

PU-12

1,5738

0,0447

0,2150

0,0523

0,0000 514

PU-13

55081

5,3554

10,0200

0,4713

0,0042

2,30022

3,00

PU-14

18232,3844

3,2562

6,0650

0,9651

0,0121

9,04462

10,00

PU-15

6315,3659

2,0208

6,0650

0,3343

0,0014

0,17581

0,100

PU-16

82,3233

0,2131

0,3020

0,9349

0,1133

0,00095

0,10

PU-17

35,9569

0,2047

0,2020

0,8547

0,2209

0,00060

0,10

PU-18

3810,3520

1,8771

1,9390

3,1934

0,2482

0,1604

0,20

PU-19

3392,8825

1,7816

1,9390

2,8436

0,1771

0,1425

0,20

3. Bak Sedimentasi (BS) Fungsi

: untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jumlah

: 1 unit

Jenis

: beton kedap air

Data : Kondisi penyimpanan

: temperatur = 30 oC tekanan

= 1 atm

Laju massa air (F)

= 75742,8610 kg/jam = 46,3841 lbm/s

Densitas air

= 995,68 kg/m3

Laju air volumetrik, Q =

F



=

= 62,1586 lbm/ft3

46,3841 lb/detik 62,1586 lb/ft 3


= 0,7462 ft3/s = 0,0211 m3/s = 44,7737 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 10 ft Lebar tangki 2 ft Q 44,7737 ft 3 /min = Kecepatan aliran, v = 10 ft x 2 ft At

 h Desain panjang ideal bak : L = K   0

= 2,2387 ft/min

  v 

(Kawamura, 1991)

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

L = 1,5 (10/1,57) . 2,2387 = 21,3887 ft

Diambil panjang bak = 25 ft = 7,6201 m Uji desain : Waktu retensi (t) : t 

t

Va Q

panjang x lebar x ti nggi laju alir volum etrik


t

25 ft x 2 ft x 10 ft = 11,1673 menit 44,7737 ft 3 / min

Desain diterima ,dimana t diizinkan 6 – 15 menit (Kawamura, 1991). Surface loading :

Q 44,7737 ft 3 / min  A 25 ft x 2 ft = 6,6990 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

= 0,0001559 m dari air.

4. Tangki Pelarutan Ada beberapa jenis tangki pelarutan, yaitu : 1. TP-01

: tempat membuat larutan alum

2. TP-02

: tempat membuat larutan soda abu

3. TP-03

: tempat membuat larutan asam sulfat

4. TP-04

: tempat membuat larutan NaOH

5. TP-05

: tempat membuat larutan kaporit

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–285 grade C Jumlah

: 1

*) Perhitungan untuk TP-01


Data: Kondisi pelarutan: Temperatur = 30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

= 3,7871 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30  = 1363 kg/m3 = 85,0891 lbm/ft3 Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1999)

Perhitungan: Ukuran Tangki Volume larutan, V1 

3,7871 kg/jam x 24 jam x 30 hari 0,3 x 1363 kg/m 3

= 6,6685 m3 Volume tangki, Vt = 1,2  6,6685 m3 = 8,0022 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H = 2:3 1/ 3

 8,0022 m 3   D    3  3,14 / 8  Maka:

D = 1,8942 m ; H = 3/2(1,8942) = 2,8412 m


Tinggi cairan dalam tangki =

=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder 6,6685 x 2.8412 = 2,3677 m = 7,7679 ft 8,0022

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 31,6263 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa, Poperasi = 31,6263 kPa + 101,325 kPa = 132,9513 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (132,9513 kPa) = 139,5988 kPa Joint efficiency

= 0,85

Allowable stress

= 13700 psia = 94458,1709 kPa

Faktor korosi

= 0,02 in


= 0,000508 m/tahun n = 10 tahun Tebal shell tangki: ts =

=

P.D  n.C 2SE - 1,2P

(139,5988 kPa)(1,894 2 m)  (10 x 0,0005) 2(94458,17 09 kPa)(0,85) - 1,2(139,59 88 kPa)


= 0,0067 m = 0,2649 in Maka tebal shell yang standar yang digunakan = 1/4 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 1,8942 m = 0,6314 m

E/Da = 1

; E = 1 x 0,6314 m = 0,6314 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,6314 m = 0,1578 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,6314 m = 0,1263 m

J/Dt

; J = 1/12 x 1,8942 m = 0,1578 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 = 1 putaran/det Viskositas Al2(SO4)3 30  = 6,7210-4 lbm/ftdetik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,


N Re

ρ N D a 2  μ

N Re

(85,0898) (1) 2,0714   6,72 x 10 -4

(Geankoplis, 1997)

2

NRe = 543321,2261 NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5

P

K T .n 3 .D a ρ gc

(McCabe,1999)

KT = 6,3 P

(McCabe,1999)

6,3 (1 put/det) 3 (2,0714 ft ) 5 (85,0898 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf .det 2

= 1,1554 hp Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

1,1554 hp = 1,4442 hp 0,8

Dipilih daya motor standar = 2 hp

Analog perhitungan dapat dilihat pada TP-01, sehingga diperoleh : LD.2. Analog Perhitungan Tangki Pelarutan Volume

Diameter

Tinggi tangki Daya Pengaduk Daya

tangki (m3)

tangki (m)

(m)

Tangki

(hp)

Standar (hp)

(TP – 01)

8,0022

1,8942

2,8412

1,4442

2

(TP – 02)

4,4384

1,5563

2,3344

0,5265

1


(TP – 03)

0,8783

0,9069

1,3604

0,0420

1

(TP – 04)

0,4305

0,7151

1,0726

0,0123

1

(TP – 05)

4,5813

1,5728

2,3592

0,5320

1

5. Tangki Klarifikasi (CL) Fungsi

:

Tempat pembentukan koagulan

Jumlah

:

1 buah

Tipe

:

Tangki berbentuk silinder, bagian bawah bentuk konis dan tutup datar dan menggunakan pengaduk

Bahan

:

Kondisi operasi

Carbon steel (Brownell & Young,1959) : 30oC. 1atm

Perhitungan: Laju alir air masuk

= 75742,8610 kg/jam

Densitas; 

= 995,68 kg/m3

Laju alir volumetrik air

=

75742,8610 kg/jam 995,68 kg/m 3

= 76,0715 m3/jam Laju alir alum masuk

= 3,7871 kg/jam

Densitas alum 30%; 

= 1363 kg/m3

Laju alir volumetrik alum

=

3,7871 kg/jam 1363 kg/m 3

= 0,0028 m3/jam


Laju alir soda abu masuk

= 2,0451 kg/jam

Densitas soda abu 30%; 

= 1327 kg/m3

Laju alir volumetrik soda abu =

2,0451 kg/jam 1327 kg/m 3

= 0,0015 m3/jam Total laju alir bahan masuk

= 75742,8610 + 3,7871 + 2,0451 kg/jam = 75748,6932 kg/jam = 76,0715 + 0,0028 + 0,0015 m3/jam

Laju alir volumetrik total

= 76,0758 m3/jam Densitas campuran;  camp

=

75748,6932 kg/jam 76,0758 m 3 /jam

= 995,7001 kg/m3 = 62,1599 lb/ft3 Kebutuhan

= 1 jam

Faktor keamanan

= 20%

Volume tangki;

Vt =

1,2  75748,6932 kg / jam  1 jam 995,7001 kg / m 3

= 91,2910 m3

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 = 1 jam Diambil tinggi silinder; Hs / Dt = 1 1 = D 2 H 4

Volume tangki; Vt

 4 (91,2910)   4V   D=   =   H   (3,14) (4)  1/ 2

Maka, diameter clarifier

= 5,3920 m

Tinggi clarifier

= 1,5 D = 8,0880 m

1/ 2

= 5,3920 m

Tekanan hidrostatis bahan, Ph= ρ x g x l = 995,7001 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 4 m = 39031,4450 Pa = 39,0314 kPa Tekanan Operasi, P

=101,325 kPa + 39,0314 kPa = 140,3564 kPa

Faktor keamanan ; Fk = 20% Tekanan disain; Tebal silinder,

Pd = 1,2 x 140,3564 kPa = 147,3743 kPa ts =

PxD  n..C 2SE  1,2 P

Dimana; P = Tekanan disain S = Tegangan yang diizinkan E = Efesiensi sambungan; 85% n = Umur alat 10 tahun c = laju kecepatan korosi 0,01 in/tahun


ts =

147,3743  5,3920  (10) (0,01) 2 (94458,170 9 ) (0,85) - 1,2 (147,3743 )

= 0,0100 m = 0,3950 in Digunakan silinder dengan ketebalan 5/16 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 ) T = 0,25 [(5,3920 m).(3,2808 ft/m) ]2.30

Sehingga :

T = 2347,0317 ft-lb Daya Clarifier P = 0,006 D2 dimana:

(Ulrich, 1984)

P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006  (5,3920)2 = 0,1744 kW = 0,2340 Hp

6. Tangki Sand Filter (SF) Fungsi

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

Bentuk

: silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285 grade C


Jumlah

: 1

Data : Kondisi penyaringan : Temperatur

= 30°C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 75742,8610 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3 = 62,1589 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 =

75742,8610 kg/jam x 0,25 jam 995,68 kg/m 3

= 19,0179 m3

Faktor keamanan 20 %, volume tangki = 1,2 x 19,0179 = 22,8214 m3 Volume total = 4/3 x 22,8214 m3 = 30,4286 m3 - Volume silinder tangki (Vs) =

.Di 2 Hs 4

Direncanakan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs:Di = 4:3 Vs =

3 .Di 2 4

Di = 2,3466 m;

H = 3,1287 m

Tinggi penyaring = ¼ x 3,1287 m = 0,7822 m Tinggi air = ¾ x 3,1287 m = 2,3466 m Perbandingan tinggi tutup tangki dengan diameter dalam adalah 1 : 4


Tinggi tutup tangki = ¼ (2,3466) = 0,5866 m Tekanan hidrostatis, Pair =  x g x l = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,3466 m = 22896,8739 Pa = 22,8969 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 22,8969 kPa + 101,325 kPa = 124,2219 kPa Maka, Pdesign = (1,05) (124,2219 kPa) = 130,4330 kPa Joint efficiency

= 0,85

(Brownell,1959)

Allowable stress = 13700 psia = 94458,1709 kPa Faktor korosi

(Brownell,1959)

= 0,02 in = 0,000508 m/tahun = 10 tahun

Tebal shell tangki : ts =

=

P.D  n..C 2 SE  1,2 P

130,4330 kPa x 2,3466 m  (10)(0,000508 ) 2 (94458,1709 kPa)(0,85)  1,2(130,4330 kPa)

= 0,0070 m = 0,2751 in Maka tebal shell yang standar yang digunakan = 5/16 in


7. Penukar Kation/Cation Exchanger (CE) Fungsi

: Mengikat kation yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi penyimpanan : Temperatur = 30°C Tekanan

= 1 atm

Data : Laju massa air

= 1263,0732 kg/jam = 0,7735 lbm/detik

Densitas air

= 995,6800 kg/m3 = 62,1589 lbm/ft3

(Geankoplis,1997)

Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor keamanan

= 20 

Ukuran Cation Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar kation

= 2 ft = 0,6096 m

- Luas penampang penukar kation = 3,1400 ft2 Tinggi resin dalam cation exchanger = 2,2482 ft Tinggi silinder = 1,2  2,2482 ft = 2,2482 ft Diameter tutup = diameter tangki = 2 ft = 0,6096 m Rasio axis = 2 : 1 Tinggi tutup =

1  0,6096    = 0,1524 m = 0, 5 ft 2 2 

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi cation exchanger = 2,6979 ft + 0,5 ft = 3,1979 ft = 0,9747 m


Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 995,6800 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,9747 m = 9,5354 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa, Poperasi = 9,5354 kPa + 101,325 kPa = 110,8604 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (110,8604 kPa) = 116,4034 kPa Joint efficiency = 0,85

(Brownell, 1959)

Allowable stress = 13700 psia = 94458,1709 kPa

(Brownell, 1959)

Faktor korosi

= 0,02 in = 0,000503 m/tahun = 10 tahun

Tebal shell tangki: ts =

=

P.D  n..C 2 SE  1,2 P

116,4034 kPa x 0,6096 m  (10)(0,0005 ) 2 (94458,1709 kPa)(0,85)  1,2(116,4034 kPa)

= 0,005522 m = 0,2174 in Maka tebal shell yang standar yang digunakan = ¼ in


8. 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-285 Grade C Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 30oC Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 1263,0732 kg/jam = 0,7735 lbm/detik

Densitas air

= 995,6800 kg/m3 = 62,1589 lbm/ft3

(Geankoplis,1997)

Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor keamanan

= 20 

Ukuran Anion Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar anion

= 2 ft = 0,6096 m

- Luas penampang penukar anion

= 3,1400 ft2

Tinggi resin dalam anion exchanger = 1,2746 ft = 0,3885 m Tinggi silinder = 1,2  1,2746 ft = 1,5295 ft Diameter tutup = diameter tangki = 2 ft = 0,6096 m Rasio axis = 2 : 1 Tinggi tutup =

1  0,6096    = 0,1524 m = 0,5 ft 2 2 

Sehingga, tinggi anion exchanger = 1,5295 ft + 0,5 ft

(Brownell,1959)

= 2,0295 ft = 0,6186 m


Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,6186 m = 6,0515 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa, Poperasi = 6,0515 kPa + 101,325 kPa = 107,3765 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (107,3765 kPa) = 112,7454 kPa Joint efficiency = 0,85

(Brownell, 1959)

Allowable stress = 13700 psia = 94458,1709 kPa

(Brownell, 1959)

Faktor korosi

= 0,0200 in = 0,000508 m/tahun = 10 tahun


=

P.D  n..C 2 SE  1,2 P

112,7454 kPa x 0,6096 m  (10)(0,0005 ) 2 (94458,1709 kPa)(0,85)  1,2 (112,7454 kPa)

= 0,0055 m = 0,2169 in Maka tebal shell yang standar yang digunakan = ¼ in


9. Tangki Utilitas Ada beberapa tangki utilitas, yaitu : 1. TU-01

: menampung air untuk didistribusikan ke tangki utilitas 2 dan air proses

2. TU-02

: menampung air untuk didistribusikan ke domestik

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285 grade C Kondisi penyimpanan : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah

: 1 unit

*) Perhitungan untuk TU-01 Kondisi operasi : Temperatur

= 30 oC

Laju massa air

= 75742,8610 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3 = 62,1581 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

Kebutuhan perancangan = 3 jam Perhitungan : Ukuran Tangki Volume air,

Va =

75742,8610 kg/jam x 3 jam 995,68 kg/m3

= 228,2145 m3 Faktor keamanan = 20% Volume tangki, Vt = 1,2  228,2145 m3


= 273,8574 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H = 2:3 V=

273,8574 m3 =

Maka:

1 D 2 H 4

1 3  D 2  D  4 2 

D = 6,1497 m ; H = 9,2246 m


=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder 228,2145 x 9,2246 = 7,6871 m = 25,2200 ft 273,8574

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 7,6871 m = 75,0085 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa, Poperasi = 75,0085 kPa + 101,325 kPa = 176,3335 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (176,3335 kPa) = 185,1502 kPa Joint efficiency

= 0,85

Allowable stress

= 13700 psia = 94458,212 kPa



Faktor korosi

= 0,02 in = 0,000508 m/tahun = 10 tahun

Tebal shell tangki: P.D  n..C 2 SE  1,2 P

ts =

=

185,1502 kPa x 6,1497 m  (10)(0,0005 ) 2 (94458,1709 kPa)(0,85)  1,2 (185,1502 kPa)

= 0,0122 m = 0,4795 in Maka tebal shell yang standar yang digunakan = ¾ in Analog perhitungan dapat dilihat pada TU-01, sehingga diperoleh : Tabel LD.3 Analog Perhitungan Tangki Utilitas Volume

Diameter

tangki (m3)

Tinggi

Tebal

Jumlah

tangki (m) tangki (m)

shell (in)

(unit)

(TU – 01) 273,8574

6,1497

9,2246

0,4795

1

(TU – 02) 199,1537

5,5302

8,2953

0,4406

1

Tangki

10. 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-285, Grade C Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 900C


Tekanan

= 1 atm

Kebutuhan Perancangan : 3 jam Laju alir massa air = 6315,3659 kg/jam Densitas air ()

= 965,3400 kg/m3

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1999)

Perhitungan Ukuran Tangki : Volume air,

6315,3659 kg/jam x 3 jam 965,3400 kg/m3

Va =

= 19,6263 m3 Volume tangki, Vt = 1,2  19,6263 m3 = 23,5516 m3 a. Diameter dan tinggi tangki 

Volume tangki (V) V=

V=

Di 2 H 4

, direncanakan D:H = 2:3

Di2  3

  D 4 2  1/ 3

 8V  D    3 

Di = 2,7145 m ; H = 4,0717 m b. Diameter dan tutup tangki Diameter tutup = diameter tangki = 2,7145 m Rasio axis = 2 : 1


Tinggi tutup =

1  2,7145    = 0,6786 m 2 2 


=

volume cairan x diameter volume silinder 19,6263 x 2,7145 = 2,2621 m 23,5516

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 965,3400 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,2621 m = 21,3999 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 21,3999 kPa + 101,325 kPa = 122,7249 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (122,7249 kPa) = 128,8611 kPa Joint efficiency

= 0,85

(Brownell,1959)

Allowable stress

= 13700 psia = 94458,212 kPa

(Brownell,1959)

Faktor korosi

= 0,02 in = 0,000508 m/tahun = 10 tahun

Tebal shell tangki:


ts =

=

P.D  n..C 2 SE  1,2 P

128,8611 kPa x 2,7145 m  (10)(0,0005 ) 2 (94458,1709 kPa)(0,85)  1,2 (128,8611 kPa)


11. Ketel Uap (KU) Fungsi

: Untuk menghasilkan steam untuk keperluan proses

Jumlah

: 1 buah

Jenis

: Fire tube boiler

Perhitungan Uap yang digunakan Panas laten; 

= 200oC

= 835,7440 kkal/kg = 835,7440 Btu/jam

Kebutuhan uap

= 6315,3659 kg/jam = 13923,0714 Ibm/jam

Daya ketel uap; P =

=

WxH 34,5 x970,3

13923,0714  835,7440 34,5  970,3

= 347,6027 hp

Luas permukaan ;A = hp x 10 = 347,6027 x 10 = 3476,0274 ft2


Diambil; L

= 30 ft

D

= 3 in

,a

= 0,917 ft2/ft Nt =

Jumlah tube;

3476,0274 = 126 tube 30  0,917

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

: Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 50C menjadi 30C

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–53 Grade B Kondisi operasi : Suhu air masuk menara (TL2)

= 50C = 122F

Suhu air keluar menara (TL1)

= 30C = 86F

Temperatur bola basah (Tw)

= 70F

Konsentrasi air

= 2 gal/ft2,mnt

Laju massa air pendingin

= 863071,4508 kg/jam

Densitas air (50C)

= 992,2500 kg/m3

Laju volumetrik air pendingin

= 863071,4508 /992,2500

(Perry, 1999)

= 869,8124 m3/jam = 3829,6394 gal/mnt Faktor keamanan

= 0,2


Luas menara, A = (3829,6394 gal/menit) / (2,0 gal/ft2. menit) = 1914,8197 ft2 Diambil performance 90% maka daya 0,03 Hp/ft2 Daya untuk fan

= 57,4446 Hp

Dipakai daya fan

= 146 Hp

Kecepatan rata-rata udara masuk = 4-6 ft/detik diambil 5 ft/dtk Kapasitas fan yang dipakai 320.000 ft3/dtk = 0,0730 lb/ft3

Densitas udara (70C) L=

(Perry, 1999)

1902727,32 04 = 993,6848 lb/ft2.jam 1914,8197

G = 5 ft/detik x 0,0730 lb/ft3 = 0,3650 lb/ft2.dtk = 1314 lb/ft2.jam L 993,6848 = 0,7562  G 1314

Pada temperatur bola basah 700C diperoleh H1 = 34,09 BTU/lb (Perry, 1999) H2 = H1 + L/G (T2-T1) = 34,09 + 0,7562 (122 - 86) = 61,3142 Btu/lb udara kering Dari gambar 17.12 kern,1965 diperoleh Pada temperatur air masuk T2 = 122 0F H2’= 127 Btu/lb Pada temperatur air keluar T1 = 86 0F H1’ = 52 Btu/lb Log Mean Enthalpy Difference : Bagian atas menara

: H2’-H2 = 127 – 61,3142 = 65,6858 Btu/lb

Bagian bawah menara

: H1’-H1 = 52 – 34,0900 = 17,9100 Btu/lb


Log mean (H’- H) =

Tinggi tower, Z =

HDU =

65,6858 - 17,91 = 36,8054 Btu/lb  65,6858  2,3 log    17,91 

nd .L k .a

(kern, 1965)

Z nd

Dimana : L = liquid loading ( lb/ft2jam) K x a = koefisien perpindahan panas overall (lb/ft2jam(lb/lb)) Z = Tinggi tower (ft) HDU = Height of Diffusion Unit (ft) Nd =

K x aV T 122  86 = 0,9781   L H '  H 36,8054

Untuk industri digunakan harga k x a = 100 lb/ft2jam (lb/lb) Tinggi tower, Z =

HDU =

Nd  L 0,9781 993,6848 = 9,7194 ft  k a 100

Z 9,7194  = 9,9368 ft Nd 0,9781

Lebar tower dipakai kelipatan 6 ft dari tinggi tower Maka lebar tower = 9,9368 ft + 6 ft = 15,9368 ft = 4,8576 meter

13. Tangki Bahan Bakar (TB-01) Fungsi

: Menyimpan bahan bakar Solar

Bentuk



Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285, Grade C Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur 30°C dan tekanan 1 atm

Laju volume solar

= 132,8992 L/jam = 0,0814 lbm/s

Densitas solar

= 0,89 kg/l = 55,56 lbm/ft

(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 3 hari Perhitungan Ukuran Tangki : Volume solar (Va) = 132,8992 L/jam x 3 hari x 24 jam/hari = 9568,741797 L = 9,5687 m3 Faktor keamanan = 20% Volume tangki, Vt = 1,2  9,5687 m3 = 11,4825 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H = 1:1 1 V = D 2 H 4

11,4825 m3 =

1 21  D  D  4 1 

11,4825 m3 =

1 3 D 4

Maka:

D = 1,9408 m ; H = 1,9408 m


=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder 9,5687 x 1,9408 = 1,6173 m = 5,3060 ft 11,4825

Tebal Dinding Tangki


Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 890 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,6173 m = 14,1072 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa, Poperasi = 14,1072 kPa + 101,325 kPa = 115,4322 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (115,4322 kPa) = 121,2038 kPa Joint efficiency

= 0,85

(Brownell,1959)

Allowable stress

= 13700 psia = 94458,212 kPa

(Brownell,1959)

Faktor korosi

= 0,02 in = 0,000508 m/tahun = 10 tahun


=

P.D  n..C 2SE  1,2 P

121,2038 kPa x 3,5260 m  (10)(0,0005) 2 (94458,1709 kPa)(0,85)  1,2 (121,2038 )


Unit Pengolahan Limbah


14. Bak Penampungan Fungsi

: tempat menampung buangan air sementara

Bahan konstruksi : Beton kedap air Jumlah

: 1 unit

Laju volumetrik air buangan

= 921,0040 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/ m3

Laju volumetrik

=

921,0040 kg/jam 995,68 kg/ m3

= 0,9250 m3/jam Waktu penampungan air buangan = 7 hari Volume air buangan

= 0,9250 x 7 x 24 = 155,4000 m3

Bak terisi 90%, maka volume bak =

155,4000 m 3 = 172,6667 m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: -

Panjang bak (p)

= 2 x lebar bak (l)

-

Tinggi bak (t)

= lebar bak (l)

Maka, Volume bak

=pxlxt

71,2 m3

= 2.l x l x l

l

= 4,4197 m

Jadi, panjang bak

= 2 x 4,4197 m = 8,8394 m

Tinggi bak

= 4,4197 m

Luas bak

= 39,0675 m2

15. Bak Sedimentasi Awal Fungsi

: Menghilangkan padatan dengan cara pengendapan



: 1 unit

Laju volumetrik air buangan

= 0,9250 m3/jam

Waktu tinggal air

= 5 jam

Volume bak (V)

= 0,9250 m3/jam x 5 jam = 4,6250 m3

Bak terisi 90 % maka volume bak =

(Perry&Green, 1997)

4,6250 m3 = 5,1389 m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak, p = 2  lebar bak - tinggi bak, t

= 1  lebar bak

Maka : Volume bak

= plt

5,1389 m3

= 2lll

l Jadi,

= 1,3697 m

panjang bak

= 2,7393 m

Lebar bak

= 1,3697 m

Tinggi bak

= 1,3697 m

Luas bak

= 3,7519 m2

16. Bak Netralisasi Fungsi

: Tempat menetralkan pH limbah


: 1 unit

Kebutuhan Na2CO3 untuk menetralkan pH air limbah ditentukan sebesar 0,15 mg Na2CO3/ 30 ml air limbah (Lab. Analisa FMIPA USU,1999). Jumlah air buangan = 0,9250 m3/jam = 925 liter/jam


Kebutuhan Na2CO3 : = (925 liter/jam) × (0,15 mg/ 0,03 liter) × (1 kg/106 mg) = 0,0046 kg/jam Laju volumetrik air buangan

= 0,9250 m3/jam

Direncanakan waktu penampungan air buangan selama 1 hari. Volume air buangan = 0,9250 m3/jam× 1 hari × 24 jam/1 hari = 22,2 m3

Bak terisi 90 % maka volume bak =

22,2 m 3 = 24,6667 m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak, p = 2  lebar bak - tinggi bak, t

= 1  lebar bak

Maka : Volume bak 24,6667 m3 l Jadi,

= plt = 2lll = 2,3104 m

panjang bak

= 4,6209 m

Lebar bak

= 2,3104 m

Tinggi bak

= 2,3104 m

Luas bak

= 10,6762 m2

17. Pengolahan Limbah dengan Sistem Activated Sludge (Lumpur Aktif)


Pengolahan limbah cair pabrik ini dilakukan dengan menggunakan activated slugde (sistem lumpur aktif), mengingat cara ini dapat menghasilkan effluent dengan BOD yang lebih rendah (20 – 30 mg/l) (Perry&Green, 1997). Proses lumpur aktif merupakan proses aerobis di mana flok biologis (lumpur yang mengandung mikroorganisme) tersuspensi di dalam campuran lumpur yang mengandung O2. Biasanya mikroorganisme yang digunakan merupakan kultur campuran seperti bakteri, protozoa, fungi, rotifera dan nematoda. Flok lumpur aktif ini sendiri merupakan makanan bagi mikroorganisme sehingga akan diresirkulas kembali ke tangki aerasi. Data: Laju volumetrik (Q) limbah = 0,9250 m3/jam = 5864,5740 gal/hari Dari Tabel 5-32 (Metcalf & Eddy, 2003, hal. 447) diperoleh: BOD5 air limbah pabrik bietanol (So) = 500 mg/l Efisiensi (E) = 95 %

(Metcalf & Eddy, 1991)

Dari Tabel 7-9 (Metcalf & Eddy, 2003, hal. 585) diperoleh: Koefisien cell yield (Y) = 0,8 mg VSS/mg BOD5 Koefisien endogenous decay (Kd) = 0,15 hari-1 Dari (Metcalf & Eddy, 2003, hal. 586) diperoleh: Mixed Liquor Volatile Suspended Solid (X) = 100 mg/l Direncanakan: Waktu tinggal sel (θc) = 7 hari

1. Penentuan BOD Effluent (S) E=

So  S 100 So

(Metcalf & Eddy, 1991, hal. 592)


S = So 

0,95  500 E  So = 500  = 25 mg/L 100 100

(BOD5 effluent (S) maksimum = 100 mg/l (Kep-51/MENLH/10/1995)) 2. Penentuan volume aerator (Vr) Vr =

=

c  Q  Y ( So  S ) X (1  kd.c)

(Metcalf & Eddy, 1991, hal. 593)

7 hari  5864,5740 gal/hari  0,8 (500  25) 100 mg/l (1  0,15.7)

= 76096,4236 galon = 288,0585 m3

3. Penentuan Ukuran Bak Aerasi Direncanakan tinggi cairan dalam aerator = 4 m Dari Tabel 5-33 (Metcalf & Eddy, 2003, hal. 448) untuk tinggi tangki = 4 m Lebar tangki = 10 - 20 m, dipilih panjang tangki = 20 m V

=pxlxt

288,0585 m3 = p x 20 m x 4 m p = 3,6007 m Jadi, ukuran aeratornya sebagai berikut: Panjang = 3,6007 m Lebar = 20 m Tinggi = 4 m Faktor kelonggaran = 0,5 m di atas permukaan air


Maka tinggi bak menjadi = 4 + 0,5 = 4,5 m

4. Penentuan Jumlah Flok yang Diresirkulasi (Qr) Bak penampung dan pengendapan

Q

Tangki aerasi

Q+Qr X

Qr

Tangki sedimentasi

Qe Xe

Qw

Xr

Universitas Sumatera Utara Xr

Asumsi: Qe = Q = 5864,5740 gal/hari Xe = 0,001 X = 0,001 x 100 mg/l = 0,1 mg/l Xr = 0,999 X = 0,999 x 100 mg/l = 99,9 mg/l Px = Qw x Xr


Px = Yobs .Q.(So – S)


Yobs =

Y 0,8 = = 0,3902 1  kd.c 1  (0,15) (7)

Px = (0,3902)(5864,5740 gal/hari)(500 – 25)mg/l = 1087091,7659 gal.mg/l.hari Neraca massa pada tangki sedimentasi : Akumulasi = jumlah massa masuk – jumlah massa keluar 0 = (Q + Qr)X – Qe Xe – Qw Xr 0 = QX + QrX – Q(0,001X) - Px Qr =

=

Q. X (0,001  1)  Px X


(5864,5740 )(100)(0,001  1)  1087091,76 59 100

= 5012,2082 gal/hari 5. Penentuan Waktu Tinggal di Aerator (θ) θ=

Vr 76096,4236 = = 15,1822 hari ≈ 364 jam 5012,2082 Qr


6. Penentuan Daya yang Dibutuhkan Type aerator yang digunakan adalah mechanical surface aerator. Dari Tabel 5-33 (Metcalf & Eddy, 2003, hal. 448) untuk tinggi tangki = 4 m dengan lebar tangki = 20 m, diperlukan daya aerator sebesar 20 hp.

18. Tangki Sedimentasi Fungsi

: mengendapkan flok biologis dari tangki aerasi dan sebagian

diresirkulasi kembali ke tangki aerasi Laju volumetrik air buangan = 10876,7822 gal/hari = 41,1734 m3/hari Diperkirakan kecepatan overflow maksimum = 33 m3/m2 hari

(Perry, 1997)

Waktu tinggal air = 2 jam = 0,083 hari (Perry&Green, 1997) Volume tangki (V) = 41,1734 m3/hari x 0,083 hari = 3,4311 m3 Luas tangki (A) = (41,1734 m3/hari) / (33 m3/m2 hari) = 1,2477 m2 A = ¼ π D2 D = (4A/π)1/ = (4 x 1,2477/3,14)1/2 = 0,7947 m Kedalaman tangki, H = V/A = 2,75 m.

19. Pompa Limbah Ada beberapa pompa limbah, yaitu : 1. PL-01 : memompa cairan limbah dari bak penampungan ke bak pengendapan awal 2. PL-02 : memompa cairam limbah dari bak pengendapan awal ke bak


netralisasi 3. PL-03 : memompa cairan limbah dari bak netralisasi ke tangki aerasi 4. PL-04 : memompa cairan limbah dari tangki aerasi ke tangki sedimentasi 5. PL-05 : memompa air resirkulasi dari tangki sedimentasi ke tangki aerasi Jenis

: pompa sentrifugal

Bahan konstruksi : commercial steel

*) Perhitungan untuk PL-01 Kondisi operasi : Tekanan masuk

= 101,325 kPa

= 2116,2740 lbf/ft2

Tekanan keluar

= 101,325 kPa

= 2116,2740 lbf/ft2

Temperatur

= 30 0C

Laju alir massa (F)

= 921,0040 kg/jam

= 0,5640 lbm/s

Densitas ()

= 995,68 kg/m3

= 62,1589 lbm/ft3

Viskositas ()

= 0,8007 cP

= 0,0005 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) =

0,5640 lbm/s 62,1589 lbm/ft 3

= 0,0091 ft3/s

Desain pompa : Di,opt

= 3,9 (Q)0,45 ()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0091 ft3/s)0,45 (62,1589 lbm/ft3)0,13 = 0,8039 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1983, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1 in


Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,0490 in

= 0,0874 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,3150 in

= 0,1096 ft

Inside sectional area

: 0,006 ft2

0,0091 ft 3 /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,006 ft 2

Bilangan Reynold : NRe =

=

= 1,5123 ft/s

  v  ID  (62,1589 lbm/ft 2 ) (1,5123 ft/s) (0,0874 ft) 0,0005lbm/ft.s

= 15272,4139 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga  = 0,000046 Pada NRe = 158678,2065 dan /OD =

(Geankoplis, 1983)

0,000046 = 0,00178 0,0874

Dari Fig.2.10-3 Geankoplis,1983 diperoleh harga f = 0,007 Instalasi pipa: -

Panjang pipa lurus, L1 = 20 ft

-

1 buah gate valve fully open ; L/D = 13

(Appendix C–2a, Foust, 1980)

L2 = 1 x 13 x 0,0874 = 1,1364 ft -

1 buah standard elbow 90o ; L/D = 30

( Appendix C–2a, Foust, 1980)

L3 = 1 x 30 x 0,0874 = 2,6225 ft -

1 buah sharp edge entrance ; K=0,5; L/D = 22 (Appendix C–2c, C–2d, Foust,1980) L4 = 0,5 x 22 x 0,0874 = 0,9616 ft

-

1 buah sharp edge exit K=0,5; L/D = 27


(Appendix C–2c, C–2d, Foust, 1980) L5 = 0,5 x 27 x 0,0874 = 1,1801 ft Panjang pipa total ( L) = 20 + 1,1364 + 2,6225 + 0,9616 + 1,1801 = 25,9006 ft Faktor gesekan,

F=

0,007  1,5123 2  25,9006 f  v2   L = = 0,0737 2 gc D 2 (32,174) (0,0874)

Tinggi pemompaan, ∆z = 20 ft Static head, ∆z

g = 20 ft.lbf/lbm gc

v 2 =0 Velocity head, 2 gc

Pressure head,

-Ws

= z

P



= 0

g P v 2 + + +F  gc 2 gc

= 20 + 0 + 0 + 0,0737 = 20,0737 ft.lbf/lbm Efisiensi pompa = 80% Tenaga pompa, P =

=


 Ws  Q   550  0,8 20,0737  0,0091  62,1589 = 0,0257 hp 550  0,8

Maka dipilih pompa dengan tenaga 0,25 hp


Analog perhitungan dapat dilihat pada PL-01, sehingga diperoleh :

Tabel LD.4. Analog Perhitungan Pompa Limbah

Pompa

Laju Alir Doptimum

V

Daya F

ID (in)

(kg/jam)

(in)

PL – 01

921,0040

0,8039

1,0490 1,5123

PL – 02

921,0040

0,8039

PL – 03

921,0040

PL – 04 PL – 05

(ft/s)

Daya standar

(hp)

(hp)

0,0737

0,0257

0,25

1,0490 1,5123

0,0737

0,0193

0,25

0,8039

1,0490 1,5123

0,0886

0,0181

0,25

921,0040

0,8039

1,0490 1,5123

0,0886

0,0091

0,25

921,0040

0,8039

1,0490 1,5123

0,0886

0,0142

0,25


LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI Dalam Pra rancangan pabrik Dimetil Eter digunakan asumsi sebagai berikut: 1. Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. 2. Kapasitas maksimum adalah 250.000 ton/tahun. 3. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchasedequipment delivered (Peters et.al., 2004). 4. Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dolar terhadap rupiah adalah : US$ 1 = Rp 12.908,00 (Bank Indonesia, april 2015).

1.

Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment) 1.1

Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

1.1.1

Biaya Tanah Lokasi Pabrik

Menurut keterangan masyarakat setempat, biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 300.000/m2 (Rumah.com, 2014). Luas tanah seluruhnya

= 9.370 m2

Harga tanah seluruhnya

= 9.370 m2  Rp 300.000/m2 = Rp 2.811.000.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5 dari harga tanah seluruhnya dan biaya administrasi pembelian tanah diperkirakan 1% dari harga tanah seluruhnya (Timmerhaus, 2004). Biaya perataan tanah = 0,05 × Rp 2.811.000.000,- = Rp 137.550.000,Biaya administrasi

= 0,01 × Rp 2.811.000.000,- = Rp 28.110.000-

Total biaya tanah (A) = Rp 2.979.660.000,-

1.1.2

Harga Bangunan Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya

No 1 2 3 4 5

Bangunan Pos keamanan Parkir Taman Areal bahan baku Areal proses

Luas (m2) 30 200 100 300 2400

Harga/m

Total

500.000 400.000 350.000 1.000.000 3.500.000

15.000.000 80.000.000 35.000.000 300.000.000 8.400.000.000


6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24

Areal produk Ruang kontrol Perkantoran Unit pengembangan Bengkel Unit pengolahan air Ruang boiler Unit pembangkit listrik Laboratorium Poliklinik Unit pemadam kebakaran Gudang peralatan Kantin Tempat ibadah Unit pengolahan limbah Areal perluasan Jalan Perumahan karyawan Areal antar bangunan Total

Total biaya bangunan (B) 1.1.3

300 100 200 200 100 240 150 100 100 50 50 100 50 50 150 900 1000 1800 700 9370

2.500.000 2.500.000 1.500.000 15.00.000 1.500.000 3.500.000 3.500.000 3.500.000 1.500.000 1.000.000 1.500.000 1.500.000 1.000.000 1.000.000 3.500.000 300.000 350.000 2.000.000 350.000 39.750.000

750.000.000 250.000.000 300.000.000 300.000.000 150.000.000 840.000.000 525.000.000 350.000.000 150.000.000 50.000.000 150.000.000 150.000.000 50.000.000 50.000.000 525.000.000 270.000.000 350.000.000 3.200.000.000 245.000.000 17.810.000.000

= Rp 20.789.660.000,-

Perincian Harga Peralatan

Harga peralatan dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut: X  Cx  Cy  2   X1 

dimana: Cx

m

Ix    (Timmerhaus, 2004)  I y 

= harga alat pada tahun 2014

Cy

= harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1

= kapasitas alat yang tersedia

X2

= kapasitas alat yang diinginkan

Ix

= indeks harga pada tahun 2014

Iy

= indeks harga pada tahun yang tersedia

m

= faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2014 digunakan metode regresi koefisien korelasi:


n  ΣX i  Yi  ΣX i  ΣYi  n  ΣX i 2  ΣX i 2  n  ΣYi 2  ΣYi 2 

r

(Montgomery, 1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift No 1 2

Tahun (Xi) 1989 1990

Indeks (Yi) 895 915

Xi.Yi 1780155 1820850

Xi2 3956121 3960100

Yi2 801025 837225

3

1991

931

1853621

3964081

866761

4

1992

943

1878456

3968064

889249

5

1993

967

1927231

3972049

935089

6

1994

993

1980042

3976036

986049

7

1995

1028

2050860

3980025

1056784

8

1996

1039

2073844

3984016

1079521

9

1997

1057

2110829

3988009

1117249

10

1998

1062

2121876

3992004

1127844

11

1999

1068

2134932

3996001

1140624

12

2000

1089

2178000

4000000

1185921

13

2001

1094

2189094

4004001

1196836

14

2002

1103

2208206

4008004

1216609

15

2003

1124

2251372

4012009

1263376

16

2004

1179

2362716

4016016

1390041

17

2005

1245

2496225

4020025

1550025

18

2006

1302

2611812

4024036

1695204

19

2007

1337

2755611

4028049

1885129

20

2008

1449

2909592

4032064

2099601

Total

39970

21856

28307996

79880710

14436786

(Sumber: Tabel 6-2, Peters et.al., 2004)

Data:

n = 20

∑Xi = 39970

∑Yi = 21856

∑XiYi = 43695324

∑Xi² = 79880710

∑Yi² = 24320162

Dengan memasukkan harga – harga pada Tabel LE-2, maka diperoleh harga koefisien korelasi : r =

(20) . (43695324) – (39970)( 21856) [(20). (79880710) – (39970)²] × [(20)( 24320162) – (21856)² ]½

= 0,95 ≈ 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 (2014)

X

= variabel tahun ke n

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 = a=

(20)(43695324 )  (39970 )(21856 )  24,22 (20)(79880710 )  (39970 ) 2 (21856 )(79880710 )  (39970 )(43695324 )  47315 ,98 (20)(79880710 )  (39970 ) 2

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y=a+bX Y = 24,22X – 47315,9 Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2014 adalah: Y = 24,22(2015) – 47315,9 Y = 1487,4 Perhitungan harga peralatan yang digunakan adalah harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Peters et.al., 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Peters et.al., 2004).

Contoh perhitungan harga peralatan a. Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01) Kapasitas tangki, X2 = 72.345,4713 m3. Dari Gambar LE.1, diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ pada tahun 2002 adalah (Cy) US$ 8.000. Dari tabel 6-4,


Peters et.al., 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (Iy) 1103. 102

6

Purchased cost, dollar

10

103

Capacity, gal 104

105

105

Mixing tank with agitator 304 Stainless stell

4

10

Carbon steel 310 kPa (30 psig) Carbon-steel tank (spherical)

103 10-1

P-82 Jan,2002

102

10

1

103

Capacity, m3

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki Pelarutan.(Peters et.al., 2004) Indeks harga tahun 2014 (Ix) adalah 1324,10549. Maka estimasi harga tangki untuk (X2) 72345,47131 galon adalah :

72.345,471 3 Cx = US$ 8000  1000

0 , 49

×

1.487,4 1.449

Cx = US$ 66.920, -/unit Cx = Rp 863.813.321, -/unit Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat dilihat pada Tabel LE.3 untuk perkiraan peralatan proses dan Tabel LE.4 untuk perkiraan peralatan utilitas. Keterangan*) : I untuk peralatan impor, sedangkan NI untuk peralatan non impor. Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut Biaya transportasi -

Biaya asuransi

= 5 = 1


= 15 

-

Bea masuk

-

PPn

= 10 

-

PPh

= 10 

-

Biaya gudang di pelabuhan

= 0,5 

-

Biaya administrasi pelabuhan = 0,5 

-

Transportasi lokal

= 0,5 

-

Biaya tak terduga

= 0,5  = 43 

Total

(Timmerhaus,2004)

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut : -

PPn

= 10 

-

PPh

= 10 

-

Transportasi lokal

= 0,5 

-

Biaya tak terduga

= 0,5 

-

Total

= 21 

(Timmerhaus,2004)

Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses No.

Kode

Unit

Ket*)

Harga / Unit

Harga Total

1

T-01 (Metanol)

4

I

796.112.032

1.528.199.640

2

T-04 (Dimetil Eter)

4

I

319.479.122

307.849.606

3

FH-01

1

I

1.230.424.636

1.230.424.636

4

R-01

1

I

518.041.212

1.393.604.426

5

CD-01

1

I

107.619.958

96.298.877

6

C-01

1

I

26.043.943

45.130.561

7

KD-01

1

I

260.213.491

459.253.637

8

KD-02

1

I

241.623.669

426.443.855

9

CD-02

1

I

138.036.249

1.140.655.353

10

CD-03

1

I

386.384.083

578.246.258

11

RB-01

1

I

596.173.692

892.208.453

12

RB-02

1

I

502.363.601

502.363.601

13

K-01

1

I

810.105.381

1.524.474.316

14

H-01

1

I

456.902.980

683.781.889,8


15

P-01

1

NI

6.916.658

15.597.868

16

P-02

1

NI

6.916.658

15.597.868

17

P-03

1

NI

3.645.237

10.321.456

18

P-04

1

NI

4.611.105

8.135.764

19

P-05

1

NI

3.645.237

8.125.754

20

P-06

1

NI

4.611.105

6.334.567

21

P-07

1

NI

4.611.105

62.351.245

Total

11.184.852.386

Harga total peralatan proses Impor (I)

= Rp 11.058.387.863,-

Harga peralatan Non import (NI)

= Rp 126.464.523,-

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas Pengolahan Air - non-Impor *) No.

Kode

Unit

Ket*)

Harga / Unit

Harga Total

1

SC

1

I

4.450.409

4.450.409

2

BS

1

NI

10.000.000

10.000.000

3

CL

1

I

597.184.762

597.184.762

4

SF

1

I

348.583.785

348.583.785

5

CE

1

I

73.471.735

73.471.735

6

AE

1

I

73.471.735

73.471.735

7

CT

1

I

14.860.369.111

14.860.369.111

8

DE

1

I

174.316.100

174.316.100

9

TU-01

1

I

863.813.321

863.813.321

10

TU-02

1

I

175.187.933

175.187.933

11

TP-01

1

I

181.163.884

181.163.884

12

TP-02

1

I

135.718.787

135.718.787

13

TP-03

1

I

61.359.813

61.359.813

14

TP-04

1

I

43.265.912

43.265.912

15

TP-05

1

I

137.842.612

137.842.612

16

TP-06

1

I

1.571.641.343

1.571.641.343

17

KU-01

1

I

3.249.322.184

3.249.322.184

18

PU-01

1

NI

14.248.169

14.248.169

19

PU-02

1

NI

542.524

542.524

20

PU-03

1

NI

442.699

442.699

21

PU-04

1

NI

14.248.169

14.248.169


22

PU-05

1

NI

5.325.525

5.325.525

23

PU-06

1

NI

14.248.169

14.248.169

24

PU-07

1

NI

12.533.792

12.533.792

25

PU-08

1

NI

468.821

468.821

26

PU-09

1

NI

5.325.525

5.325.525

27

PU-10

1

NI

366.053

366.053

28

PU-11

1

NI

9.057.796

9.057.796

29

PU-12

1

NI

396.771

396.771

30

PU-13

1

NI

12.533.792

12.533.792

31

PU-14

1

NI

8.702.196

8.702.196

32

PU-15

1

NI

9.057.796

9.057.796

33

PU-16

1

NI

2.162.786

2.162.786

34

PU-17

1

NI

822.438

822.438

35

PU-18

1

NI

3.831.895

3.831.895

36

PU-19

1

NI

3.687.931

3.687.931

37

BP

1

NI

25.000.000

25.000.000

38

BPA

1

NI

15.000.000

15.000.000

39

BN

1

NI

15.000.000

15.000.000

40

BAS

1

I

7.832.194.095

7.832.194.095

41

TS

1

I

26.298.843

26.298.843

42

PL-01

1

NI

10.963.075

10.963.075

43

PL-02

1

NI

9.974.437

9.974.437

44

PL-03

1

NI

9.765.363

9.765.363

45

PL-04

1

NI

7.782.840

7.782.840

46

PL-05

1

NI

9.013.835

9.013.835

47

TB-01

1

I

520.112.166

520.112.166

48

Generator

2

I

90.000.000

90.000.000

Total

32.199.482.050

Harga barang Import (I)

= Rp 31.968.979.653,-

Harga peralatan Non-Import (NI)

= Rp 230.502.398,-

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased – equipment delivered) adalah (A): = 1,43 × (Rp 11.058.387.862,- + Rp 31.968.979.652,-) + 1,21 × (Rp 126.464.522,- + Rp 230.502.397,-)


= Rp 61.961.065.521,Biaya pemasangan diperkirakan 10 dari total harga peralatan (Timmerhaus,2004). Biaya pemasangan (B)

= 0,1  Rp 61.961.065.521,-

Total harga peralatan (HPT)

= Rp 6.196.106.552,= Harga peralatan + biaya pemasangan (C) = Rp 61.961.065.521,- + Rp 6.196.106.552,= Rp 68.157.172.073,-

1.1.4

Instrumentasi dan Alat Kontrol

Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 13 dari total harga peralatan (Timmerhaus,2004) Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D)

= 0,13  Rp 61.961.065.521,= Rp 8.054.938.517,-

1.1.5

Biaya Perpipaan

Diperkirakan biaya perpipaan 50 dari total harga peralatan (Timmerhaus,2004) Biaya perpipaan (E) = 0,5  Rp 61.961.065.521,1.1.6

= Rp 30.980.532.760,Biaya Instalasi Listrik

Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 dari HPT Biaya instalasi listrik (F)

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1  Rp 68.157.172.073,= Rp 6.815.717.207,-

1.1.7

Biaya Insulasi

Diperkirakan biaya insulasi 8  dari HPT

(Timmerhaus, 2004)

Biaya insulasi (G) = 0,08  Rp 68.157.172.073,= Rp 5.452.573.765,1.1.8 Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 1 dari HPT

(Timmerhaus, 2004)

Biaya inventaris kantor (H) = 0,01  Rp 68.157.172.073,= Rp 681.571.720,1.1.9 Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 1 dari total harga peralatan (HPT)

(Timmerhaus, 2004)


Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan (I) = 0,01  Rp 68.157.172.073,= Rp 681.571.720,1.1.10 Sarana Transportasi Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi No

Jenis Kendaraan

Unit

Tipe

Harga/ Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

1 Dewan Komisaris

3

New Innova

Rp 340.000.000

Rp 1.020.000.000

2 Direktur Utama

1

New Innova

Rp 340.000.000

Rp

3 Manajer

4

New Innova

Rp 340.000.000

Rp 1.700.000.000

4 Bus Karyawan

3

Bus

Rp4000.000.000 Rp 12.000.000.000

5 Mobil Box

1

Box Kargo

Rp 250.000.000

Rp

250.000.000

6 Tangki

4

Hino Dutro

Rp 300.000.000

Rp

900.000.000

7 Mobil Pemasaran

3

Avanza

Rp 227.000.000

Rp

682.000.000

1

Fire Truk 4 × 4

8

Mobil Pemadam Kebakaran

Rp6.454.000.000 Rp 25.816.000.000

Harga Total Sarana Transportasi (J)

Total MITL

340.000.000

Rp 42.708.200.000

= A+B+C+D+E+F+G+H+I+J = Rp 181.342.227.766,-

1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL) 1.2.1

Pra Investasi

Diperkirakan 7 dari total MITL

(Timmerhaus, 2004).

Pra Investasi (A) = 0,07 × Rp 181.342.227.766,Pra Investasi (A) = Rp 12.693.959.443,-

1.2.2

Biaya Engineering dan Supervisi


(Timmerhaus, 2004).

Biaya Engineering dan Supervisi (B) = 0,08  Rp 181.342.227.766,,= Rp 14.507.382.221,1.2.3

Biaya Kontraktor


(Timmerhaus, 2004).

Biaya Kontraktor (C) = 0,02  Rp 181.342.227.766,-


Biaya Kontraktor (D) = Rp 3.626.845.555,1.2.4

Biaya Tak Terduga


(Timmerhaus, 2004).

Biaya Tak Terduga (D) = 0,1  Rp 181.342.227.766,Biaya Tak Terduga (E) = Rp 18.134.227.776,Total MITTL = A + B + C + D = Rp 48.962.414.996,Total MIT

= MITL + MITTL = Rp 181.342.227.766,- + Rp 48.962.414.996,= Rp 230.304.692.763,-

2 Modal Kerja Modal kerja didasarkan pada perhitungan pengoperasian pabrik selama 3 bulan (90 hari). 2.1

Persediaan Bahan Baku

2.1.1

Bahan Baku Proses

1. Metanol Kebutuhan

= 54.382,1029 kg/jam

Harga

= Rp 10.000,-/kg

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 54.382,1029kg/jam × Rp 10.000,-/kg

(PT. Bratachem, 2015)

= Rp 1.174.653.422.640,2. Alumina Silika Kebutuhan

= 475.10 kg/jam

Harga

= Rp 35.000,-/kg

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 475.10 kg/jam × Rp 35.000,- /kg

(Merck Millipore, 2015)

= Rp 4.535.045,-

2.1.2

Bahan Baku Utilitas

1. Alum, Al2(SO4)3 Kebutuhan

= 10.1919 kg/jam

Harga

= Rp 6.500 ,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  10.1919 kg/jam  Rp 6.500,- /kg

(www.icis.com,2015)

= Rp 143.094.124,-


2. Soda abu, Na2CO3 Kebutuhan

= 5,5036 kg/jam

Harga

= Rp 6.000,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  5,5036 kg/jam  Rp 6.000,-/kg

(www.icis.com,2015)

= Rp 71.326.917,3. Kaporit Kebutuhan

= 3,9491 kg/jam

Harga

= Rp 22.000,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  3,9491 kg/jam  Rp 22.000,-/kg


= Rp 187.661816,4. H2SO4 Kebutuhan

= 6,5478 kg/jam

Harga

= Rp 5.000,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari x 6,5478 kg/jam  Rp 5.000,-/kg


= Rp 70.716.462,5. NaOH Kebutuhan

= 3,0935 kg/jam

Harga

= Rp 10.000,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari x 3,0935 kg/jam  Rp 10.000,-/kg


= Rp 66.818.866,6. Solar Kebutuhan

= 8.611,2834 liter/jam

Harga solar untuk industri per Juli 2015 = Rp. 6.400,-/liter Harga total

(Pertamina,2015)

= 90 hari  24 jam/hari  796,9689 ltr/jam  Rp 6.400,-/liter = Rp 119.042.381.721,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) adalah Rp 1.294.239.957.746,-


2.2

Kas

2.2.2 Gaji Pegawai Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai Jumlah

Gaji/Bulan (Rp)

Total

Dewan Komisaris

3

55.000.000

165.000.000

2

Direktur Utama

1

65.000.000

65.000.000

3

Sekretaris

1

5.000.000

5.000.000

4

Manajer Pabrik

1

50.000.000

50.000.000

5

Manajer Pembelian

1

50.000.000

50.000.000

6

Manajer Umum

1

50.000.000

50.000.000

7

Manajer Pemasaran

1

50.000.000

50.000.000

8

Lean Facilitator

3

30.000.000

90.000.000

9

Kepala Seksi Pabrik

1

30.000.000

30.000.000

10

Kepala Seksi Maintenance

1

20.000.000

20.000.000

11

Kepala Seksi HRD & Personalia

1

20.000.000

20.000.000

12

Kepala Seksi HSE

1

20.000.000

20.000.000

13

Kepala Seksi Keamanan

1

20.000.000

20.000.000

14

Kepala Seksi Administrasi

1

20.000.000

20.000.000

15

Kepala Seksi Laboratorium

1

20.000.000

20.000.000

16

Kepala Seksi Gudang

1

20.000.000

20.000.000

17

Staf Purchasing

5

10.000.000

50.000.000

17

Staf Marketing

5

10.000.000

50.000.000

18

Staf Drafter

5

10.000.000

50.000.000

19

Staf Production

6

10.000.000

60.000.000

20

Staf Purification I

6

10.000.000

60.000.000

21

Staf Purification II

6

10.000.000

60.000.000

22

Staf Quality Control

6

10.000.000

60.000.000

23

Staf Teknisi Mekanikal

6

10.000.000

60.000.000

24

Staf Teknisi Elektrikal

6

10.000.000

60.000.000

25

Staf Teknisi Pengembangan

6

10.000.000

60.000.000

26

Supervisor gudang

3

10.000.000

30.000.000

No

Jabatan

1

(Rp)


27

Karyawan Umum

16

6.000.000

96.000.000

28

Karyawan Purchasing

8

6.000.000

48.000.000

29

Karyawan Marketing

8

6.000.000

48.000.000

30

Karyawan Proses

100

6.000.000

600.000.000

31

Karyawan Quality Control

8

6.000.000

48.000.000

32

Karyawan Maintenance

8

6.000.000

48.000.000

33

Operator gudang

3

3.500.000

10.500.000

34

Cheker

2

3.500.000

7.000.000

35

Dokter

2

15.000.000

30.000.000

36

Perawat

4

3.500.000

14.000.000

37

Petugas Keamanan

14

3.000.000

42.000.000

38

Petugas Kebersihan

10

2.500.000

25.000.000

39

Supir

20

2.500.000

50.000.000

Total

299

2.361.500.000

Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp 2.361.500.000,Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp 7.084.500.000,-

2.2.3

Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 10 dari total gaji pegawai. Biaya Administrasi Umum

= 0,10  Rp 7.084.500.000,= Rp 708.450.000,-

2.2.4

Biaya Pemasaran

Diperkirakan 10 dari total gaji pegawai. Biaya Pemasaran

= 0,10  Rp 7.084.500.000,= Rp 708.450.000,-

2.2.5 Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang-Undang RI No. 61 Tahun 2010 dan UU No. 28 Tahun 2009 tentang Bea


Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut (www.pajak.go.id diakses pada april 2015): 

Pajak Bumi dan Bangunan Perdesaan dan Perkotaan, yang selanjutnya disingkat dengan PBB-P2, adalah pajak atas bumi dan/atau bangunan yang dimiliki, dikuasai, dan/atau dimanfaatkan oleh orang pribadi atau badan, kecuali kawasan yang

digunakan

untuk

kegiatan

usaha

perkebunan,

perhutanan, dan

pertambangan (Pasal 1 ayat 1 UU No 61/PJ/2010). 

Kewenangan pemungutan PBB-P2 dialihkan dari Direktorat Jenderal Pajak ke Pemerintah Daerah segera setelah Pemerintah Daerah memenuhi persyaratan yang diatur dalam Peraturan Bersama Menteri Keuangan dan Menteri Dalam Negeri Nomor 213/PMK.07/2010 dan Nomor 58 Tahun 2010 Tentang Tahapan Persiapan Pengalihan Pajak Bumi dan Bangunan Perdesaan dan Perkotaan Sebagai Pajak Daerah dan paling lambat pengalihan dilakukan tanggal 1 Januari 2014 (Pasal 2 ayat 1 UU No 61/PJ/2010).



Tarif pajak ditetapkan sebesar 0,5% (Pasal 5 UU No.21/97).



Besarnya Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak (NJOPTKP) ditentukan paling rendah adalah Rp.10.000.000,00 dan penetapannya dilakukan oleh masing-masing Kepala Daerah (Pasal 77 ayat 4 No 28/2009).



Dalam rangka pengalihan kewenangan pemungutan PBB-P2 sebagaimana dimaksud dalam Pasal 2 ayat (1), Kanwil DJP bertugas dan bertanggung jawab mengkompilasi Surat Keputusan Menteri Keuangan mengenai penetapan Nilai Jual Objek Pajak Tidak Kena Pajak (NJOPTKP) yang berlaku dalam kurun waktu 10 (sepuluh) tahun sebelum Tahun Pengalihan (Pasal 4 ayat 1 UU No 61/PJ/2010). Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut:

Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Dimetil Eter Nilai Perolehan Objek Pajak -

Tanah

Rp

2.979.660.000,-

-

Bangunan

Rp

20.789.660.000,-

Total NJOP

Rp

23.769.320.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak

(Rp.

10.000.000,- )


Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak

Rp

23.759.320.000,-

Pajak yang Terutang (0,5% × NPOPKP)

Rp

1.187.966.000,-

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas Selama 3 Bulan No 1 2 3 4

Jenis Biaya Gaji Pegawai Administrasi Umum Pemasaran Pajak Bumi dan Bangunan Total

Rp Rp Rp Rp

Jumlah (Rp) 2.361.500.000 708.450.000 708.450.000 23.759.320.000

Rp

27.537.720.000

2.3 Biaya Start – Up Diperkirakan 8 dari modal investasi tetap Biaya Administrasi Umum

(Timmerhaus, 2004).

= 0,08  Rp 230.304.692.763,= Rp 18.424.375.421,-

2.4 Piutang Dagang

PD 

IP  HPT 12

dimana :

PD

= piutang dagang

dimana :

IP

= jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)

dimana :

HPT = hasil penjualan tahunan

Penjualan : 1. Harga jual Dimetil Eter Produksi Dimetil Eter

= Rp 23.875,-/kg (alibaba.com, 08.05.2015) = 31.565,66 kg/jam

Hasil penjualan Dimetil Eter tahunan yaitu : = 31.565,66 kg/jam  24 jam/hari  330 hari/tahun  Rp 23.875,-/kg = Rp 5.968.750.006.494,-

1  Rp 5.968.750.006.494,4 Piutang Dagang = Rp 1.492.187.501.623,Piutang Dagang =


Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja No 1 2 3 4

Jenis Biaya Bahan Baku Proses dan Utilitas Biaya Kas Biaya Start – Up Piutang Dagang Total Modal Kerja

Jumlah (Rp) 1.177.665.550.470 9.689.366.000 18.424.375.421 1.492.187.501.623 2.697.966.793.515

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 230.304.692.763,- + Rp 2.697.966.793.515,= Rp 2.928.271.486.278,Modal ini berasal dari : - Modal sendiri

= 60 dari total modal investasi = 0,6  Rp 2.928.271.486.278,= Rp 1.756.962.891.767,-

- Pinjaman dari Bank

= 40 dari total modal investasi = 0,4 × Rp 2.928.271.486.278,= Rp 1.171.308.594.511,-

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 Gaji total = (12 + 2)  Rp 2.361.500.000 = Rp 33.061.000.000,3.1.2 Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 13,5% dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2015). = 0,12  Rp 1.171.308.594.511,= Rp 158.126.660.259,-


3.1.3

Depresiasi dan Amortisasi

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

D

PL n

dimana : D

= depresiasi per tahun

dimana : P

= harga awal peralatan

dimana : L

= harga akhir peralatan

dimana : n

= umur peralatan (tahun)

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. Biaya amortisasi diperkirakan 20% dari MITTL, sehingga: Amortisasi

= 20% × Rp 48.962.414.996,= Rp 9.792.482.999,Tabel LE.9 Perhitungan Biaya Depresiasi

No. 1 2 3 4 5 6 7 8 9

Komponen Biaya (Rp) Bangunan 16.830.000.000 Peralatan proses dan 68.157.172.073 utilitas Instrumentrasi dan 8.054.938.517 pengendalian proses Perpipaan 30.980.532.760 Instalasi listrik 6.815.717.207 Insulasi 5.452.573.766 Inventaris kantor 681.571.721 Perlengkapan keamanan 681.571.721 dan kebakaran Sarana transportasi 42.708.200.000 TOTAL

Umur (tahun) 20 10

Depresiasi (Rp) 841.500.000 6.815.717.207

10

805.493.851

10 10 10 10 10

3.098.053.276 681.571.720 545.257.377 68.157.172 68.157.172

10

4.270.820.000 17.194.727.777

Total Biaya Depresiasi dan Amortisasi = Rp 17.194.727.777,- + Rp 9.792.482.999,= Rp 26.987.210.776,-

3.1.4

Biaya Tetap Perawatan

Biaya tetap perawatan terbagi menjadi:


1. Perawatan mesin dan alat-alat proses

(Timmerhaus, 2004)

Diperkirakan 10% dari HPT Biaya perawatan mesin dan alat proses

= 0,1  Rp 68.157.172.073,= Rp 6.815.717.207,-

2. Perawatan bangunan Diperkirakan 10 dari harga bangunan Biaya perawatan bangunan

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1  Rp 16.830.000.000,= Rp 1.683.000.000,-

3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 10 dari harga kendaraan Biaya perawatan kendaraan

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1  Rp 42.708.200.000,= Rp 4.270.820.000,-

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 10 dari harga instrumentasi dan alat kontrol. (Timmerhaus, 2004) Biaya perawatan instrumentasi dan alat kontrol = 0,1  Rp 8.054.938.517,= Rp 805.4.93.851,5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 10  dari harga perpipaan Biaya perawatan perpipaan

(Timmerhaus, 2004) = 0,1  Rp 30.980.532.760,= Rp 3.098.053.276,-

6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 10 dari harga instalasi listrik Biaya perawatan instalasi listrik

(Timmerhaus, 2004) = 0,1  Rp 6.815.717.207,= Rp 681.571.720,-

7. Perawatan insulasi Diperkirakan 10 dari harga insulasi Biaya perawatan insulasi

(Timmerhaus, 2004) = 0,1  Rp 5.452.573.765,= Rp 545.257.376,-

8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 10 dari harga inventaris kantor Biaya perawatan inventaris kantor

(Timmerhaus, 2004) = 0,1  Rp 681.571.720,= Rp 68.157.172,-

9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 10 dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus, 2004)


Biaya perawatan perlengkapan kebakaran Total Biaya Perawatan

3.1.5

= 0,1  Rp 681.571.720,= Rp 68.157.172,= Rp 18.036.227.776,-

Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost)

Diperkirakan 10 dari modal investasi tetap Biaya tambahan industri

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1 × Rp 230.304.692.763,= Rp 23.030.469.279,-

3.1.6

Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 10 dari biaya tambahan Biaya administrasi umum

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1 × Rp 23.030.469.279,= Rp 2.303.046.927,-

3.1.7

Biaya Pemasaran dan Distribusi

Diperkirakan 20 dari biaya tambahan Biaya pemasaran dan distribusi

(Timmerhaus, 2004)

= 0,2 × Rp 23.030.469.279,= Rp 4.606.093.855,-

3.1.8

Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan

Diperkirakan 10 dari biaya tambahan

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1 × Rp 23.030.469.279,= Rp 2.303.046.927,3.1.9

Biaya Asuransi

1. Biaya asuransi pabrik adalah 1% dari modal investasi tetap Biaya asuransi

= 0,01 × Rp 230.304.692.763,= Rp 2.303.046.927,-

2. Biaya asuransi karyawan Asuransi karyawan 1,54% dari total gaji karyawan (Biaya untuk asuransi tenaga kerja adalah 2,54% dari gaji karyawan, dimana 1% ditanggung oleh karyawan dan 1,54% ditanggung oleh perusahaan) = 0,0154 × Rp 28.338.000.000,-


= Rp 436.405.200,Total biaya asuransi

= Rp 2.739.452.127,-

3.1.10 Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan adalah

= Rp 1.187.966.000,-

Total Biaya Tetap (Fixed Cost)

= Rp 276.987.267.781,-

3.2 Biaya Variabel 3.2.1

Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun

Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah Rp 1.294.235.422.700,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun adalah : = Rp 1.177.665.550.470,- ×

330 90

= Rp 4.318.107.018.391,3.2.2

Biaya Variabel Tambahan

Biaya variabel tambahan terbagi menjadi: 1. Biaya Perawatan Diperkirakan 15 dari biaya tetap perawatan Biaya perawatan = 0,15 × Rp 18.036.227.776.= Rp 2.705.434.166 ,2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 10 dari biaya tetap pemasaran Biaya pemasaran dan distribusi = 0,1 × Rp 4.606.093.855,= Rp 460.609.385,Total biaya variabel tambahan 3.2.3

= Rp 3.166.043.552,-

Biaya Variabel Lainnya

Diperkirakan 20 dari biaya variabel tambahan Biaya variabel lainnya

= 0,2 × Rp 3.166.043.552,= Rp 633.208.710,-

Total Biaya Variabel

= Rp 4.321.906.270.654,-


Total Biaya Produksi

= Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 276.987.267.781,- + Rp 4.321.906.207.654,= Rp 4.598.893.538.435,-

4

Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto) Laba atas penjualan

= Total penjualan – Total biaya produksi = Rp 5.968.750.006.494,- – Rp 4.598.893.538.435,= Rp 1.369.856.468.058,-

Bonus perusahaan diberikan untuk karyawan 0,5% dari keuntungan perusahaan. Bonus perusahaan

= 0,005 × Rp 1.369.856.468.058,= Rp 6.849.282.340,-

Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga : Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 1.376.705.750.398 ,4.2 Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2012, Tentang Perubahan Keempat atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (www.pajak.go.id, 2012): 

Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 5 .



Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 250.000.000,- dikenakan pajak sebesar 15 .



Penghasilan Rp 250.000.000,- sampai dengan Rp 500.000.000,- dikenakan pajak sebesar 25 .



Penghasilan di atas Rp 500.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 . Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:

-

5   Rp 50.000.000

= Rp

2.500.000,-

-

15   (Rp 250.000.000 - Rp 50.000.000)

= Rp

30.000.000,-

-

25   (Rp 500.000.000 - Rp 250.000.000)

= Rp

62.500.000,-

- 30   (Rp 1.367.205.750.398 - Rp 100.000.000) Total PPh

= Rp 412.831.725.119,= Rp 412.926.725.119 ,-


4.3 Laba setelah pajak Laba setelah pajak

= Laba sebelum pajak – PPh = Rp 1.376.705.750.398 – Rp 412.831.725.119 = Rp 963.779.025.279,-

5

Analisa Aspek Ekonomi

5.1 Profit Margin (PM) PM =

Laba sebelum pajak  100  Total penjualan

PM =

Rp 1.376.705. 750 100 % Rp 5.968.750. 006.494

PM = 23,07 %

5.2 Break Even Point (BEP) BEP =

Biaya Tetap  100  Total Penjualan  Biaya Variabel

BEP =

Rp 276.987267 .781 100 % Rp 5.968.750. 006.494 - Rp 4.321.906. 207.654

BEP = 16,82 % Kapasitas produksi pada titik BEP

= 16,82 %  250.000 ton/tahun = 33.638,56 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP

= 16,82 % × Rp 5.968.750.006.494 = Rp 1.003.900.807.581,-

5.3 Return on Investment (ROI) ROI =

Laba setelah pajak  100  Total Modal Investasi

ROI =

Rp 963.779.02 5.279  100 % Rp 2.928.271. 486.278

ROI = 32,91 %


5.4

Pay Out Time (POT) POT =

1  1tahun 32,91

POT = 3,04 tahun

5.5

Return on Network (RON) RON =

Laba setelah pajak  100  Modal sendiri

RON =

Rp 963.779.02 5.279  100 % Rp 1.756.962. 891.767

RON = 54,85 % 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.11, diperoleh nilai IRR = 64,34 .


Tabel LE.10 Data Perhitungan BEP % Kapasitas 0,00 10,00 20,00 30,00 40,00 50,00 60,00 70,00 80,00 90,00 100,00

Biaya tetap (Rp)

Biaya variabel (Rp)

276.987.267.781,52 276.987.267.781,52 276.987.267.781,52 276.987.267.781,52 276.987.267.781,52 276.987.267.781,52 276.987.267.781,52 276.987.267.781,52 276.987.267.781,52 276.987.267.781,52 276.987.267.781,52

0 432.190.627.065,40 864.381.254.130,81 1.296.571.881.196,21 1.728.762.508.261,61 2.160.953.135.327,02 2.593.143.762.392,42 3.025.334.389.457,82 3.457.525.016.523,23 3.889.715.643.588,63 4.321.906.270.654,03

Total biaya produksi (Rp) 276.987.267.781,52 709.177.894.846,93 1.141.368.521.912,33 1.573.559.148.977,73 2.005.749.776.043,14 2.437.940.403.108,54 2.870.131.030.173,94 3.302.321.657.239,35 3.734.512.284.304,75 4.166.702.911.370,15 4.598.893.538.435,56

Penjualan (Rp) 0 596.875.000.649 1.193.750.001.298 1.790.625.001.948 2.387.500.002.597 2.984.375.003.247 3.581.250.003.896 4.178.125.004.545 4.775.000.005.195 5.371.875.005.844 5.968.750.006.494


Gambar LE.2 Grafik BEP 2.000.000.000.000 1.800.000.000.000 1.600.000.000.000 Biaya tetap

1.400.000.000.000 Harga (Rp)

Biaya variabel

1.200.000.000.000 Total biaya produksi

BEP = 21,16 %

1.000.000.000.000

Penjualan

800.000.000.000 Garis BEP

600.000.000.000 400.000.000.000 200.000.000.000 0 0

15

30

45

60

75

90

105

Kapasitas produksi (%)

Gambar LE 1. Kurva Break even point pabrik pembuatan dimetil eter dari metanol


Tabel LE.11 Data Perhitungan IRR Laba sebelum pajak

0

1

Thn

2 3 4 5 6 7 8 9 10

Pajak

Laba Sesudah pajak

Depresiasi

Net Cash Flow

-

-

-

-

1.376.705.750.39 9 1.514.376.325.43 9 1.665.813.957.98 2 1.832.395.353.78 1 2.015.634.889.15 9 2.217.198.378.07 5 2.438.918.215.88 2 2.682.810.037.47 0 2.951.091.041.21 7 3.246.200.145.33 9

413.011.725.1 20 454.312.897.6 32 499.744.187.3 95 549.718.606.1 34 604.690.466.7 48 665.159.513.4 22 731.675.464.7 65 804.843.011.2 41 885.327.312.3 65 937.860.043.6 02

963.694.025.279

26.987.210.77 6 26.987.210.77 6 26.987.210.77 6 26.987.210.77 6 26.987.210.77 6 26.987.210.77 6 26.987.210.77 6 26.987.210.77 6 26.987.210.77 6 26.987.210.77 6

2.928.271.486.27 8 990.681.236.055

1.060.063.427.80 7 1.166.069.770.58 8 1.282.676.747.64 7 1.410.944.422.41 1 1.552.038.864.65 2 1.707.242.751.11 8 1.877.967.026.22 9 2.065.763.728.85 2 2.272.340.101.73 7

1.087.050.638.58 3 1.193.056.981.36 4 1.309.663.958.42 3 1.437.931.633.18 7 1.579.026.075.42 8 1.734.229.961.89 4 1.904.954.237.00 5 2.092.750.939.62 8 2.299.327.312.51 3

P/F pada i PV pada i = 60% = 60% 1 2.928.271.486.27 8 0,6250 619.175.772.534

P/F pada i =70% 1

0,5882

2.928.271.486.27 8 582.718.703.048

0,3906

424.601.979.431

0,3460

376.119.520.950

0,2441

291.225.209.151

0,2035

242.787.095.708

0,1526

199.854.720.055

0,1170

153.230.683.135

0,0954

137.178.677.806

0,0704

101.230.386.976

0,0596

94.109.954.096

0,0414

65.371.679.523

0,0373

64.686.777.579

0,0244

42.315.211.070

0,0233

44.385.433.722

0,0143

27.240.845.589

0,0146

30.554.163.719

0,0084

17.579.107.893

0,0090

20.693.945.813

0,0049

11.266.703.831

PV pada i = 70%


1.001.804.852.37 4

IRR = 60 

1.308.411.548.55 5

1.001.804. 852.374 (70  60) 1.001.804. 852.374  (-1.308.41 1.548.555)

IRR = 64,34


LAMPIRAN F PERATURAN PAJAK PENGHASILAN PASAL 21 A. Tarif dan Penerapannya 1. Pegawai tetap, penerima pensiun bulanan, bukan pegawai yang memiliki NPWP dan menerima penghasilan secara berkesinambungan dalam 1 (satu) tahun dikenakan tarif Pasal 17 ayat (1) huruf a Undang-Undang PPh dikalikan dengan Penghasilan Kena Pajak (PKP). PKP dihitung berdasarkan sebagai berikut: a. Pegawai Tetap: Penghasilan bruto dikurangi biaya jabatan (5% dari penghasilan bruto, maksimum Rp 6.000.000,00 setahun atau Rp 500.000,00 sebulan); dikurangi iuran pensiun, Iuran jaminan hari tua, dikurangi Penghasilan Tidak Kena Pajak (PTKP). b. Penerima Pensiun Bulanan: Penghasilan bruto dikurangi biaya pensiun (5% dari penghasilan bruto, maksimum Rp 2.400.000,00 setahun atau Rp 200.000,00 sebulan) dikurangi PTKP. c. Bukan Pegawai yang memiliki NPWP dan menerima penghasilan secara berkesinambungan: 50 % dari Penghasilan bruto dikurangi PTKP perbulan. 2. Bukan Pegawai yang menerima atau memperoleh penghasilan dikenakan tarif Pasal 17 ayat (1) huruf a dikalikan dengan 50% dari jumlah penghasilan bruto untuk setiap pembayaran imbalan yang tidak berkesinambungan; 3. Peserta kegiatan yang menerima atau memperoleh penghasilan dikenakan tarif Pasal 17 ayat (1) huruf a dikalikan dengan jumlah penghasilan bruto untuk setiap kali pembayaran yang bersifat utuh dan tidak dipecah; 4. Pegawai harian, pegawai mingguan, pemagang, dan calon pegawai, serta pegawai tidak tetap lainnya yang menerima upah harian, upah mingguan, upah satuan, upah borongan dan uang saku harian yang besarnya melebihi Rp.150.000 sehari tetapi dalam satu bulan takwim jumlahnya tidak melebihi Rp. 1.320.000,00 dan atau tidak dibayarkan secara bulanan, maka PPh Pasal 21 yang terutang dalam sehari adalah dengan menerapkan tarif


5% dari penghasilan bruto setelah dikurangi Rp. 150.000,00. Bila dalam satu bulan takwim jumlahnya melebihi Rp.1.320.000,00 sebulan, maka besarnya PTKP yang dapat dikurangkan untuk satu hari adalah sesuai dengan jumlah PTKP sebenarnya dari penerima penghasilan yang bersangkutan dibagi 360. 5. Pejabat Negara, PNS, anggota TNI/POLRI yang menerima honorarium dan imbalan lain yang sumber dananya berasal dari Keuangan Negara atau Keuangan Daerah dipotong PPh Ps. 21 dengan tarif 15% dari penghasilan bruto dan bersifat final, kecuali yang dibayarkan kepada PNS Gol. IId kebawah, anggota TNI/POLRI Peltu kebawah/ Ajun Insp./Tingkat I kebawah. 6. Besar PTKP adalah : Penerima PTKP

Setahun

untuk diri pegawai

Rp 15.840.000 Rp 1.320.000

tambahan

untuk

pegawai

yang

sudah

menikah(kawin) tambahan untuk setiap anggota keluarga *) paling banyak 3 (tiga) orang

Sebulan

Rp 1.320.000 Rp 110.000

Rp 1.320.000 Rp 110.000

7. *) anggota keluarga adalah anggota keluarga sedarah dan semenda dalam satu garis keturunan lurus, serta anak angkat yang menjadi tanggungan sepenuhnya. 8. Tarif Pasal 17 ayat (1) huruf a Undang-undang Pajak Penghasilan adalah: Lapisan Penghasilan Kena Pajak

Tarif

sampai dengan Rp 50 juta

5%

diatas Rp 50 juta sampai dengan Rp 250 juta

15%

diatas Rp 250 juta sampai dengan Rp 500 juta 25% diatas Rp 500 juta

30%

9. Bagi Wajib Pajak yang tidak memiliki NPWP dikenakan tarif 20 % lebih tinggi dari tarif PPh Pasal 17.


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Recommend Documents