LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas produksi

: 15000 ton/tahun

Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan operasi

: kg/jam

Kapasitas produksi didasarkan pada peningkatan kebutuhan CMA dalam negeri yang meningkat dari tahun ke tahun, dimana kapasitas produksi ini dapat memenuhi sekitar 70 % dari kebutuhan dalam negeri. Basis perhitungan : F19 = 15000 kg/tahun atau : 15000 kg/tahun x 1 tahun/330 hari x 1 hari/24 jam : 1893,93 kg/jam

Misal: CaAc : kalsium asetat MgAc : magnesium asetat CO2

: karbondioksida

H2O

: air

CaO

: kalsium Oksida

MgO : magnesium oksida CaCO3: kalsium karbonat MgCO3: magnesium karbonat CH3COOH/asetat = asam asetat Karena produk akhir yang diketahui, maka untuk memudahakan perhitungan alur yang

dipakai

adalah

alur

mundur

dan

dimulai

dari

Drier

(DE-201)

Universitas Sumatera Utara

LA.1 Drum Dryer (DE-201) Steam

CaAc (s) MgAc (s) Air (l)

Air (g)

F18a Drum Dryer ( DE-201 )

(18) 19

(19)


Fungsi : mengurangi kandungan air dalam produk dimana media pemanas yang digunakan adalah saturated steam Efisiensi pengeringan = 60 % (Leineweber,2002) Neraca Massa air: F19 = Produk

F18a

+ F18

terdiri

dari

61,227%

CaAc,37,654%

MgAc

dan

0,112%air

%(Leineweber,2002), maka: F19 air = 0,0112 x 1893,93 kg/jam = 21,2 kg/jam CaAc + MgAc = F19 total - F19air = (1893,93 – 21,2)kg/jam = 1872,73 kg/jam

Persen berat CaAc/ MgAc dalam produk akhir = 61,227 %dan 37,654%, maka: CaAc= 0,61227 x 1893,93 kg/jam = 1159,594 kg/jam CaAc:

F18 CaAc = F19 CaAc = 1159,594 kg/jam

MgAc :

F18 MgAc = F19 MgAc = 713,36 kg/jam

Neraca Massa air: F19 = 0,4 F18 21,2 = 0,4 F18 F18= 53 kg/jam Air yang diuapkan F18a = F18 - F19 = 53 – 21,2 kg/jam

= 31,8 kg/jam

LA.2 Kristaliser (CR-201) air pendingin 250C


(17) CaAc (s) MgAc (s) Air (l)

(16)

crystallizer (CR-201)

CaAc (s) MgAc (s) air

(18)

Fungsi: membentuk kristal-kristal CMA dengan pendinginan


Neraca massa total F16 = F17+F18 Mother liquor yang dikembalikan sebanyak 8 % dari kalsium asetat dan magnesium asetat (Leineweber,2002), maka Neraca massa komponen CaAc 0,92F16 = F18 0,92F16 = 1159,594 F16= 1260,428 kg/jam F17

= F16 – F18 = 1260,428 – 1159,594 = 100,834 kg/jam

MgAc 0,92F16 = F18 0,92F16 = 713,36 F16= 775,4 kg/jam F17

= F16 – F18 = 775,4 – 713,36 = 62,04 kg/jam

Air 0,92F16 = F18 0,92F16 = 53 F16= 57,6 kg/jam F17

= F16 – F18

LA.3 Cooler (E-201)

= 57,6– 53= 4,6 kg/jam air pendingin 250C


(15)


cooler ( E-201 )

(16)


Fungsi : menurunkan suhu keluaran evaporator menjadi 800 C CaAc:

F15 CaAc = F16 CaAc = 1260,428 kg/jam

MgAc :


Air:

F15 Air

= F16air

= 57,6 kg/jam

LA.4 Evaporator (FE-201) saturated steam CaAc (s) MgAc (s) Air (l)

(14)

(17) Air (g)

(14a) Evaporator ( FE-201 )

(15)

CaAc (s) MgAc (s) air CaAc (s) MgAc (s) Air (l)

Fungsi : memekatkan CMA dengan menguapkan air pada suhu 1200C Efisiensi penguapan air evaporator = 94 % (Leineweber,2002) Neraca Massa air: F14 +F17= F15+F14a F15-F17 = F14-F14a 57,6-4,6= F14-F14a 53 = F14-F14a (F14a= 0,94 F14) (Leineweber,2002) F14 – 0,94F14=53 kg/jam 0,06 F14= 53 F14 = 883,35 kg/jam Air yang diuapkan, F14a = F15-F14= 883,35 -53 = 830,35 kg/jam Neraca Massa Komponen: CaAc:

F14 + F17= F15 F14 = F15 – F17 = 1260,428 – 100,834 = 1159,594 kg/jam

MgAc:

14

F + F17= F15 F14 = F15 – F17


= 775,4 – 62,04 = 713,36 kg/jam

LA.5 Reaktor Penetralan/penambahan Ca(OH)2 (R-202)

CaAc (s) MgAc (s) CH3COOH(l) Air (l)

(14) (11)

Tangki ( R-202)


(12)

Ca(OH)2 (s) Air (l)

Fungsi : agar larutan mencapai pH 8-9 dan juga menyempurnakan reaksi. Alur 12 adalah larutan kalsium hidroksida dan magnesium hidroksida yang berfungsi untuk mencapai pH 8-9 pada larutan dan juga untuk menyempurnakan reaksi (konversi 100 %)(Leineweber,2002). dimana Ca(OH)2 akan bereaksi dengan asam asetat menghasilkan kalsium asetat.. MgAc :


Asam asetat yang masuk pada tangki adalah 5 % dari banyaknya kalsium asetat yang keluar dari tangki, maka: 0,05 x F14 CaAc = F11 CH3COOH 0,05 x 1159,594 = F11 CH3COOH F11 CH3COOH

= 57,97 kg/jam


Perbandingan asam asetat dan kalsium hidroksida =5:1 (Leineweber,2002), maka F 12Kalsium hidroksida = 5 x jumlah asam asetat = 5 x 57,97 = 289,85 kg/jam F11 CaAc = F14 CaAc – F12Ca(OH)2 – F11 CH3COOH = 1159,594 – 289,85 – 57,97 = 811,774 kg/jam Ca(OH)2 pada alur 12 mempunyai kemurnian 40 % (60 % air) (Leineweber,2002), maka= maka F12air= 1,5x 289,85 = 434,775 kg/jam Dan air yang masuk pada alur 11 F11 air = F14 air - F12 air = 883,35 – 434,775 kg/jam = 448,575 kg/jam


LA.6 Filter Press (FP-201) (9) CaAc (s) MgAc (s) CH3COOH(l) CaO (s) MgO(s) Air (l) SiO2(s) Fe2O3(s) Al2O3(s)

Filter press ( FP-201 )

CaO (s) MgO (s) SiO2(s) Fe2O3(s) Al2O3(s)

(11)

CaAc (s) MgAc (s) CH3COOH(l) Air (l)

(10)

Filter press bertujuan untuk memisahkan padatan-padatan dolomit dimana berupa CaO , MgO dan zat-zat lainnya dimana banyaknya adalah sebesar 7 % dari masing-masing senyawa pembentuk dan impurities(3% dari total zat masuk yaitu SiO2 1,5 %, Fe2O3 1%, Al2O3 0,5 %). (Leineweber,2002)

Neraca massa total F9 CaAc+F10 CaO= 1,07.F11 CaAc F9 CaAc+F10 CaO = 1,07 (811,774) kg/jam F9 CaAc+F10 CaO = 868,6 kg/jam F10CaO = 868,6 – 811,774 =56,826 kg/jam F9 MgAc+ F10 MgO= 1,07F11 MgAc F9 MgAc+ F10 MgO = 1,07(713,36) kg/jam F9 MgAc+ F10 MgO = 763,3 kg/jam F10MgO = 763,3 – 713,36 =49,94 kg/jam F9 air = F11 air = 448,575 kg/jam F11 CH3COOH

= F9 CH3COOH

= 57,97 kg/jam Jmlah CaO+MgO+CaAc +MgAc+Asetat +air = 2138,445 kg/jam

Zat-zat lainnya: 3/100 x 2138,445 kg/jam = 64,153 kg/jam (ikut terbuang melalui filter press)


SiO2=1,5/3 x 64,153 = 32,0765 kg/jam Fe2O3=1/3 x 64,153 = 21,3843 kg/jam Al2O3=0,5/3 x 64,153 = 10,692 kg/jam

LA.7 Reaktor (R-201) CaO (s) MgO(s) CH3COOH(l) air SiO2(s) Fe2O3(s) Al2O3(s)

(7)

Reaktor ( R-201 )

(9)

CaAc (s) MgAc (s) CH3COOH(l) CaO (s) MgO(s) Air (l) SiO2(s) Fe2O3(s) Al2O3(s)

Fungsi : tempat terjadinya reaksi pembentukan CMA CaO + MgO+ 4CH3COOH

Ca(CH 3COO)2 + Mg(CH3COO)2 + 2H2O

σCaO = -1

σCaAc = 1

σMgO = -1

σMgAc= 1

σ CH3COOH = -4

σ H2O = 2

BM asetat = 60 g/mol

BM CaO = 56 g/mol

BM CaAc = 158,17 g/mol N (jumlah alir molar)=

`

BM MgO = 40 g/mol

BM MgAc = 142,04 g/mol

BM air = 18 g/mol

F (Reklaitis,1983) BM .molekul

N9 CaAc = 811,774 kg/jam/158,17=5,13 mol/jam N9 MgAc= 713,36 kg/jam/142,04=5,02mol/jam N9 CH3COOH= 57,97 kg/jam/60=0,966 mol/jam N9CaO= 56,826 kg/jam/56 =1,01 mol/jam N9MgO=49,94 kg/jam/40=1,248 mol/jam Konversi = 95 % (Leineweber,2002) F9 CaAc = 0 + r x BM CaAc x σ CaAc 811,774 = 158,17 x1 xr r=5,13 mol/jam r

5,13

=

7 Fasetat .X − σ . asetatXBM

(Reklaitis,1983)

7 Fasetat . 0,95 = 4 x60


F7 asetat = 1296 kg/jam Dengan perincian asam asetat yang masuk adalah dengan perbandingan air dan asam asetat adalah 1/5(Leineweber, 2002) F7 air = 1/5 x F7asetat = 1/5 x1296=259,2 kg/jam Asam asetat/batu dolomit = 1,77 (Leineweber,2002). Batu dolomit = F7 asetat/1,77 = 1296/1,77 = 732,2 kg/jam

gr magnesium oksida gr kalsium oksida = (mol Mr .kalsium oksida Mr magnesium oksida

CaO:mol

MgO=1:1

(Leineweber,2002)

gr Ca gr Mg

=

142,4 158,17

gr Ca gr Mg

=

0,9

Berat Ca

= 0,9 Berat Mg

Dari kapasitas yang dihasilkan yaitu sebanyak 732,2 kg/jam maka : Berat CaO + Berat MgO = 732,2 0,9 berat MgO + Berat MgO = 732,2 kg/jam 1,9 Berat MgO = 732,2 kg/jam Berat MgO

= 385,37 kg/jam

Berat CaO

= 0,9 Berat MgAc = 0,9 x 385,37 kg/jam = 346,883

kg/jam

Pada zat-zat impurities yaitu SiO2, Fe2O3, dan Al2O3 tidak terjadi reaksi karena ketiga zat tersebut bereaksi pada suhu tinggi yaitu diatas 1200C (Leineweber, 2002).


Alur 7 dan 9: SiO2== 32,0765 kg/jam Fe2O3= 21,3843 kg/jam Al2O3=10,692 kg/jam

LA.8 Furnace CO2 (g)

(3) CaCO3 (s) MgCO3 (s) SiO2(s) Fe2O3(s) Al2O3(s)

(2)

Furnace ( B-101 )

(6)

CaO (s) MgO (s) SiO2(s) Fe2O3(s) Al2O3(s)

solar

Fungsi : mengkalsinasi batu dolomit/melepas karbondioksida dari batu dolomit Batu dolomit dikalsinasi dengan menggunakan furnace pada suhu 900

0

C, dimana

CaCO3 dan MgCO3 terdekomposisi menjadi CaO dan MgO dimana diasumsikan semua karbondioksida terbuang ke udara dengan komposisi karbondioksida adalah 6 % dari keseluruhan zat pembentuk dolomit (Leineweber,2002). CaCO3

CaO (94%)+ CO2 (6%)

MgCO3

MgO (94%)+ CO2(6%)

F2CaCO3

= 1,06 x F6CaO = 1,06 x 346,883 kg/jam = 367,69 kg/jam

F2CO2(1)= 367,69 – 346,883 = 20,807 kg/jam F2MgCO3

= 1,06 x F6MgO = 1,06 x 385,37 kg/jam = 408,492 kg/jam

F2CO2(2)= 408,492 – 385,37 = 23,122 kg/jam F2CO2 total= F2CO2(1) + F2CO2(2)= 20,807 kg/jam + 23,122 kg/jam = 43,9292 kg/jam


SiO2= 32,0765 kg/jam Fe2O3= 21,3843 kg/jam Al2O3=10,692 kg/jam Dari komposisi awal batu dolomit maka dapat ditentukan jumlah total berat yang terdapat batu dolomit adalah:408,492 + 367,69 + 10,692 + 21,3843 +32,0765= 840,3348 kg/jam

Maka komposisi awal dolomit adalah: CaCO3=367,69/840,3348 x 100 %= 43,755 % MgCO3=408,492/840,3348 x 100 %= 48,61 % SiO2= 32,0765/840,3348 x 100 %= 3,817 % Fe2O3= 21,3843/840,3348 x 100 %= 2,54 % Al2O3=10,692/840,3348 x 100 %= 1,2723 %


LAMPIRAN B NERACA PANAS Basis perhitungan

= 1 jam operasi

Suhu referensi

= 250 C

Satuan perhitungan

= kJ/jam

Kapasitas panas (Cp) Dari Perry, 1997 Tabel 2-350 halaman 2-500, diketahui kontribusi elemen atom untuk estimasi Cp (kapasitas panas) bahan berupa padatan (metode Hurst dan Harisson) adalah: Tabel LB-1. Kapasitas Panas Bahan Berupa padatan pada Suhu 298 K Elemen Atom

∆E (J/mol. K)

Ca

28,25

Mg

22,69

O

13,42

C

10,89

Al

18

Si

17

Fe

29,08

Besarnya harga kapasitas panas (Cp) padatan adalah n

Cps =

∑ N i ∆ Ei

………………………………………………(B-1)

i =1

Dimana: Cps = Kapasitas panas padatan pada suhu 298 K ( J/mol K) n

= Jumlah perbedaan elemen atom pada senyawa

Ni = Jumlah elemen atom pada i senyawa ∆ Ei = Kapasitas panas bahan padatan pada tabel 2-350

Panas sensibel bahan masuk dan keluar dihitung dengan persamaan :


T2

Q = H = n ∫ Cp.dT

(Smith dan VanNess,1996)

T1

dimana : n

= mol (kmol/jam)

Cp = kapasitas panas (kJ/kmol . K) = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 (kJ/kmol . K) T

= temperatur (K)

Untuk Cp Padatan didapat dengan metode Hurst dan Harisson (Perry,1983) Cp (Ca(CH3COO)2

= CaC4H6O4 = Ca + 4C+6H+4O = 28,25 + 4(10,89)+6(7,56)+4(13,42) = 170,85 J/mol K

Cp (Mg(CH3COO)2

= MgC4H6O4 = Mg + 4C+6H+4O = 22,69 + 4(10,89)+6(7,56)+4(13,42) = 165,29 J/mol K

Cp CaCO3

= Ca+ C + 3O = 28,25 + 10,89 + 3(13,42) = 79,4 J/mol K

Cp MgCO3

= Mg + C + 3O = 22,69 + 10,89 + 3(13,42) = 73,84 J/mol K

Cp CaO

= Ca+ O = 28,25 + 13,42 = 41,67 J/mol K

Cp MgO

= Mg+ O = 22,69 + 13,42 = 36,11 J/mol K

Cp Ca(OH)2

= Ca+ 2O+ 2H = 28,25 + 2(13,42) + 2(7,56) = 70,21 J/mol K

Cp SiO2

= Si + 2O = 17 + 2(13,42) = 43,84 J/mol K


Cp Al2O3

= 2Al + 3O = 2(18) + 3(13,42) = 76,26 J/mol K

Cp Fe2O3

= 2Fe + 3O = 2(29,08) + 3(13,42) = 98,42 J/mol K

Tabel LB.2 : Nilai konstanta a, b, c, dan d untuk perhitungan Cp fasa cair Senyawa

A

B

C

D

H2O(l)

18,2964

0,472118

-1,33878.10-3

1,31424.10-6

Asam asetat

-36,0814

0,06046

-

-

-5,616.10-7

10-4

(Reklaitis, 1983)

Tabel LB.3 : Nilai konstanta a, b, c, d, dan e untuk perhitungan Cp fasa gas Senyawa

A

B 1

C -3

D -5

E -8

H2O(g)

3,40471.10

-9,70064.10

3,29983.10

-2,04467.10

4,30228.10-12-

CO2

1,90223E+01

7,96291E-02

-7,37067E-05

3,74572E-08

8.13304E-12

O2

29,883

-1,138 x 10-2

4,337 x10-5

-3,7 x 10-8

8,56 x 10-10

Solar

38,38

-7,366 x10-2

2,909x10-4

-2,638x10-7

8,00679x10-11

(Reklaitis, 1983) Panas Pembentukan Standar (ΔH0f 298) ∆Hf0 (Ca(CH3COO)2

= -1795,8 kJ/mol. K

∆Hf0 (Mg(CH3COO)2

= -1641,8 kJ/mol. K

∆Hf CaCO3

= -1069 kJ/mol. K

∆Hf0 MgCO3

= -1111 kJ/mol. K

∆Hf0 CaO

=-635,090 kJ/mol.

∆Hf0 MgO

= -601 kJ/mol. K

∆Hf0 Ca(OH)2

= -986,090 kJ/mol. K

∆Hf0 CH3COOH

= -484,500 kJ/mol. K

∆Hf air(l)

= -285,830 kJ/mol. K

∆Hf0 CO2(g)

= -393,509 kJ/mol. K

0

0

(Smith, 2001)



LB.1 Furnace CO2 (g) 900 0C

(3) CaCO3 (s) MgCO3 (s)

(2)

250C

Furnace ( B-101 )

Persamaan Neraca Panas :

(6)

CaO (s) MgO (s)

9000 C

Solar(l)

0 Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi 25 C

Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0 Maka : Panas Masuk = Panas Keluar Panas Reaktan + Panas pembakaran = Panas Produk a. Panas aliran masuk 2 (Q2) Temperatur masuk = 25 0C = 298 K karena temperatur aliran masuk pada aliran 2= T referensi, maka Q2= 0 b. Panas aliran 3 (Q3) Temperatur keluar = 900 0C = 1173 K Komponen Cp F BM N Cpdt Q CO2 46545.12 43.927 44 0.998341 46545.124 46467.9014 untuk CO2 1173

= N3

∫

∫ (19,0223 + 7,9629x10

)

1173

Cp (l) dT = N 3

298

-2

T 2 - 7,37067x10 -5 T 3 + 3,74 x 10 -8 T 4 + 8,13 x 10 -12 T 54 d

298

   7,96 x10 −2  + [ ] 19,0233(11 73 373) (1173 2 − 373 2 ) −    2      7,37067 x10 −5 −8     3,74 x10  = (0,998341)  (11733 − 3733 ) +  (1173 4 − 373 4 ) +  3 4       8,13 x10 −12  5 5    (1173 − 373 ) 5   

= 46.471,13105 kJ/jam Panas total alur 3 = 46.471,13105 kJ/jam


c. Panas aliran 6 Temperatur keluar = 9000C = 1173 K Komponen

Cp

F

BM

N

Cpdt

q

Cao

41,67

346,883

56

6,19433929

36461,25

225853,4

MgO

36,11

385,37

40

9,63425

31596,25

304406,2 20507,58

SiO2

43,84

32,0765

60

0,53460833

38360

Fe2O3

98,42

21,3843

160

0,13365188

86117,5

11509,77

Al2O3

76,26

10,692

102

0,10482353

66727,5

6994,612

TOTAL

569271,5

dQ = Q =∆Hpembakaran = Q6 + Q3 – (Q2) dt ∆Hpembakaran =- 569.271,5 + 46.471,13105 - (0) ∆Hpembakaran = 615.742,63 kJ/jam TCH4 masuk = 25 0C (298 K) TCH4 keluar = 900 0C (1173 K) Panas Pembakaran

∆Hpembakaran

F solar=

1173

∫

298

F solar

=

Cp.dT .solar

615.742,63 kJ/jam 109.644,48 kJ/kmol = 5,61 kmol/jam

Tabel LB.4 : Neraca Panas Total Furnace (B–101) Panas Masuk (kJ/jam)

Panas Keluar (kJ/jam)

Q2

= 0

Q6

= 569.271,5

∆Hpembakaran

= 615.742,63

Q3

= 46.471,13105

615.742,63

615.742,63


LB.2 Waste Heat boiler(E-102)

air umpan boiler 50 0C

(3)

CO2 9000C

WHB ( E-103 )

(4)

CO2 140 0C

saturated steam 1400C

Persamaan Neraca Panas : Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0 Maka : Panas Masuk = Panas Keluar Panas Masuk= Panas Keluar + Panas yang diserap air umpan boiler a. Panas aliran masuk 3 (Q2) Panas total alur 3 = 46.471,13105 kJ/jam b. Panas aliran 4 Temperatur keluar = 140 0C = 413 K Komponen F BM N CpDT Q CO2 4,3927 44 0.998341 4561.051488 4553.484 H2O 2 0.018181774 0.036364 untuk CO2 413

= N4

∫

∫ (19,0223 + 7,9629x10

)

413

Cp (l) dT = N 4

298

-2

T 2 - 7,37067x10 -5 T 3 + 3,74 x 10 -8 T 4 + 8,13 x 10 -12 T 54 dT

298

   7,96 x10 −2  + [ ] 19,0233(41 3 373) (413 2 − 373 2 ) −    2      7,37067 x10 −5  −8  3,74 x10  3 3  4 4   = (0,998341)  (413 − 373 ) +  (413 − 373 ) +  3 4       8,13 x10 −12     (4135 − 3735 ) 5   

= 4553,484 kJ/jam T2

T413

T1

2981

Untuk uap (H2O gas) : n ∫ Cp.dT =2x ∫

Cp.dT =0,036364 kJ/jam

Panas total alur 3 = 4.553,5 kJ/jam


dQ =Q dt

=

Q4 + – (Q3)

= 4553,5 -46.471,13105 = -41917,63 kJ/jam TH2O pendingin masuk = 50 0C (323 K) TH2O pendingin keluar = 140 0C (413 K) Jumlah air pendingin yang dibutuhkan : Fair

Fair

=

=

Q 373

413

298

373

∫

Cpl.dT + ∫ Cpg .dT + Hvl

41917,63 kJ/jam 2745,09 kJ/kmol

= 152,7 kmol/jam = 2750 kg/jam

Tabel LB.5 : Neraca Panas Total Waste Heat Boiler (E–102) Panas Masuk (kJ/jam)


Q3

Q4

= 46.471,13105

Q

46.471,13105

=

4553,5

= 41917,63

46.471,13105


LB.3 Heater (E-101) steam 140 oC

CaO (s) MgO (s) air CH3COOH SiO2(s) Fe2O3(s) Al2O3(s) 25 oC

Heater ( E-101 )

(7) 19

(8)

kondensat

CaO (s) MgO (s) air CH3COOH SiO2(s) Fe2O3(s) Al2O3(s) 60 oC

600 C Cp Impurities=120 kj/kg Persamaan Neraca Panas : Panas Masuk = Panas Keluar Maka : Panas Masuk = Panas Keluar Panas masuk + Panas Steam = Panas Keluar a. Panas aliran masuk 7 (Q7) Temperatur masuk = 25 0C = 298 K Karena T masuk = T referensi maka Q masuk =0 b. Panas aliran 8 (Q8) Temperatur keluar = 60 0C = 333 K Komponen

F

BM

CaO

346,883

Mgo

N

CpdT

q

56

6,194339

385,37

40

259,2

18

1296

SiO2

32,0765

Fe2O3

21,3843

160

0,133652

3444,7

460,3906

Al2O3

10,692

102

0,104824

2669,1

279,7845

Air Asetat

Total

1458,45

9034,134

9,63425

1263,85

12176,25

14,4

2636,530448

37966,04

60

21,6

3420,532597

73883,5

60

0,534608

1534,4

820,303

134620,4

Jumlah panas yang dilepas steam : Qst = Q8 - Q7 = 134.620,4 - 0 = 134.620,4 kJ/jam


Steam yang dipergunakan : Saturated Steam 140 0C,3,52 atm , H = 2733 kJ/kg kondensat 60 0C,0,2 atm H = 2609 kJ/kg (Reklaitis,1983) Panas Sensibel= 2733- 2609 = 124 kJ/kg Panas Laten = 2358,4 kJ/kg (Reklaitis, 1983) ∆H = Panas sensibel + Panas Laten = 124 + 2358,4 = 2482,4 kJ/kg

Jumlah steam yang dibutuhkan : Fsteam = =

Qst ∆H

134.620,41kJ/jam 2482,4 kJ/kg

= 54,23 kg/jam

Tabel LB.6 : Neraca Panas Total heater 1 (E–101) Panas Masuk (kJ/jam) Q7 = 0 Qst

Panas Keluar (kJ/jam) Q8 = 134.620,4

= 134.620,4 134.620,4

134.620,4


LB.4

Reaktor

air pendingin masuk 25 C

CaO (s) MgO(s) CH3COOH(l) air SiO2(s) Fe2O3(s) Al2O3(s) 60 0C

(8)

CaAc (s) MgAc (s) CH3COOH(l) CaO (s) MgO(s) Air (l) SiO2(s) Fe2O3(s) Al2O3(s) 60 0C

(9)

Reaktor ( R-201 )

air pendingin bekas 60 C

Reaksi : CaO + MgO+ 4CH3COOH

Ca(CH 3COO)2 + Mg(CH3COO)2 + 2H2O

Persamaan Neraca Panas : Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0 Maka : Panas Masuk = Panas Keluar Panas Reaktan + Panas Reaksi (Eksotermis) = Panas Produk + Panas yang diserap air pendingin a. Panas aliran 8 (Q5) Temperatur masuk = 600C=333 k Panas total alur 7= 134.620,4kJ/jam Untuk

mencari

temperatur

keluaran

reaktor

maka

dapat

dicari

dengan

mengasumsikan bahwa reaksi bersifat adiabatis, sehingga : Qmasuk

= Qkeluar

Dengan menggunakan cara trial and error, maka dilakukan trial Trial 1 = 770C, Temperatur keluar = 770C =350 K Komponen

F

BM

N

CpDT

q

CaO

56,826

56

1,01475

2166,84

2198,801

Mgo

49,94

40

1,2485

1877,72

2344,333

CaAc

811,774

158,15

5,132937

2166,84

11122,25

MgAc

713,336

142,04

5,022078

1877,72

9430,057

Air

448,575

18

24,92083

3925,584416

97828,83

57,97

60

0,966167

5155,588148

4981,157

SiO2

32,0765

60

0,534608

2279,68

1218,736

Fe2O3

21,3843

160

0,133652

5117,84

684,0089

Al2O3

10,692

102

0,104824

3965,52

415,6798

Asetat

TOTAL

130223,9

∆Hr(298) = (∆Hf0(298) produk – (∆Hf0(298) reaktan)


= (2∆Hf air+ ∆Hf CaAc+ ∆Hf MgAc) – (4∆Hf asetat +∆Hf CaO+∆Hf MgO) = 2(-285,830)+(-1641,8)+(-1795,8) – (4(-484,5)+(-601) +(-635) = -835,26 kJ/kmol r

=

N .X − σ . asetat

=

21,6 x 0,95 =5,13 kmol/jam 4

r∆Hr(298)= 835,26- x 5,13 = -4284,8838 kJ/jam Qin + ∆Hr(298) = 134.620,4 – 4284,8838 mendekati 130.335 kJ/jam ekivalen dengan Q out pada 350 K. Trial diterima pada suhu 770C (350 K). Pada Temperatur = 600C =333 K Komponen

F

BM

N

CpDT

Q

CaO

56,826

56

1,01475

1458,45

1479,962

Mgo

49,94

40

1,2485

1263,85

1577,917

CaAc

811,774

158,15

5,132937

1458,45

7486,132

MgAc

713,336

142,04

5,022078

1263,85

6347,154

Air

448,575

18

24,92083

2636,530448

65704,54 3304,805

Asetat

57,97

60

0,966167

3420,532597

SiO2

32,0765

60

0,534608

1534,4

820,303

Fe2O3

21,3843

160

0,133652

3444,7

460,3906

Al2O3

10,692

102

0,104824

2669,1

279,7845

Total

87460,98

Diinginkan agar temperatur keluaran reaktor mencapai 600C, sehingga diperlukan tambahan air pendingin. Maka besarnya pendinginan untuk mencapai kondisi tersebut adalah,

dQ =Q dt

= Q9akhr – (Q9awal) = 87460,98– (130223,9) = -42.762,92 kJ/jam

TH2O pendingin masuk = 25 0C (298 K) TH2O pendingin keluar = 60 0C (333 K) Jumlah air pendingin yang dibutuhkan : FH2O

=

Q

∫

333

298

Cp.dT


FH2O

=

42762,92 kJ/jam 2636,5 kJ/kmol

= 16,21 kmol/jam x 18 kg/kmol = 584 kg/jam

Tabel LB.7 : Neraca Panas Total Reaktor (R–201) Panas Masuk (kJ/jam)


Q7

Q9 = 87460,98

= 134.620,4

∆Hr(298) = -4284,8838

130.335

Q

= 42.762,92

130.335


LB.5

Evaporator (steam masuk 1400C)

(17)

Air (g)

(14a) (14)

CaAc (s) MgAc (s) Air (l) 600C

(15)

Evaporator ( FE-202 )

kondensat 1200 C

CaAc (s) MgAc (s) air CaAc (s) MgAc (s) Air (l) 1200C

Persamaan Neraca Panas : Panas Masuk = Panas Keluar Panas masuk + Panas Steam = Panas Keluar + Panas Penguapan H2O a. Panas aliran masuk 14 (Q14) Temperatur masuk = 60 0C = 333 K Untuk air (H2O) : 333

= N

14

∫ Cp

∫ (18,2964 + 0,472118 T

)

333 (l)

dT = N

298

14

2

- 0,00133878 T 3 + 1,31424 x 10 -6 T 4 dT

298

   0,472118  (333 2 − 298 2 ) −  [- 18,2964(333 - 298)] +  2     = (49,075)   −6  0,00133878 (3333 − 298 3 ) + 1,31424 x10 (333 4 − 298 4 )      3 4    =

44339,60993 kJ/jam

Untuk CaAc : Q = nCp(T2-T1)= 7,414968x170,85x(333-298)=44339,60993 kj/jam Untuk MgAc : Q = nCp(T2-T1)= 5,077795x165,29x(333-298)=29375,80567 kj/jam Panas total alur 14= 203103,1473 kJ/jam Komponen F Bm N Cpdt Q CaAc 1159.594 1172.676 7.41496 5979.75 44339.60993 MgAc 713.36 721.25 5.077795 5785.15 29375.80567 Air 883.35 18 49.075 2636.530448 129387.7317 Total 203103.1473


b.

Panas aliran masuk 17 (Q17)

Temperatur masuk = 60 0C = 333 K Untuk air (H2O) : 333

= N

17

∫ Cp

∫ (18,2964 + 0,472118 T

)

333 (l)

dT = N

298

17

2

- 0,00133878 T 3 + 1,31424 x 10 -6 T 4 dT

298

   0,472118  (333 2 − 298 2 ) −  [- 18,2964(333 - 298)] +  2     = (0,255556)   −6  0,00133878 (3333 − 298 3 ) + 1,31424 x10 (333 4 − 298 4 )      3 4    =

673,7800034 kJ/jam

Untuk CaAc : Q = nCp(T2-T1)= 0,637585x170,85x(333-298)=3812,596342 kj/jam Untuk MgAc : Q = nCp(T2-T1)= 0,436778x165,29x(333-298)=2526,8284 kj/jam Panas total alur 17= 7013,204746 kJ/jam Komponen F Bm CaAc 100.834 158.15 MgAc 62.04 142.04 Air 4.6 18

c.

N Cpdt q 0.637585 5979.75 3812.596342 0.436778 5785.15 2526.8284 0.255556 2636.530448 673.7800034 Total 7013.204746

Panas aliran 14a (Q14a) Temperatur keluar = 120 0C = 393 K (air mendidih pada 1000 = 373 KC lalu

diikuti penguapan sampai suhu 1100C= 393 K) Untuk air (H2O cair) : 33

= N

14a

∫ Cp

∫ (18,2964 + 0,472118 T

383 (l)

298

dT = N

14a

2

- 0,00133878 T 3 + 1,31424 x 10 -6 T 4

298

   0,472118  (373 2 − 298 2 ) −  [- 18,2964(373 - 298)] +  2     = (39,26)   −6  0,00133878 (3733 − 298 3 ) + 1,31424 x10 (373 4 − 298 4 )      3 4    = 261944 kJ/jam


)

Untuk uap (H2O gas) : 393

= N 14

∫

∫ (34,0471 − 0,0097T

393

Cp (l) dT = N 14

373

2

+ 3,2998 x 10 -5 T 3 − 2,04467 x 10 -8 T 4 + 4,3022 x 10 -6 T 5

373

   0,0097  (393 2 − 373 2 ) − [- 34,0471(393 - 373)] +    2     3,2998 x10 −5  −8  2,04467 x10  3 3  4 4   = (39,26)  (393 − 373 ) +  (393 − 373 ) +  3 4       4,30228 x10 −12     (3935 − 3735 ) 5   

= 37653,27 kJ/jam Panas Penguapan H2O (Hvp) Nilai panas penguapan H2O

= ∆Hv = 40656,2 kJ/kmol

Panas Penguapan H2O (Hvp)

= 40656,2 kJ/kmol × 46,13056 kmol

(Reklaitis, 1983)

= 1.875.493 kJ Total panas alur 14ª= 2175090 Komponen F Bm air cair 830.35 air gas 830.35 Hvl

N Cpdt Q 18 46.13056 5678.319 261944 18 46.13056 816.2328 37653.27 1875493 Total 2175090

d. Panas aliran 15 Temperatur keluar = 120 0C = 393 K Untuk air (H2O) : 393

= N 15

∫

∫ (18,2964 + 0,472118 T

)

393

Cp (l) dT = N 15

298

2

- 0,00133878 T 3 + 1,31424 x 10 -6 T 4 dT

298

   0,472118  (393 2 − 298 2 ) −  [- 18,2964(393 - 298)] +  2     = (2,944444)   −6  0,00133878 (3933 − 298 3 ) + 1,31424 x10 (393 4 − 298 4 )      3 4    =

21235,75 kJ/jam

Untuk CaAc : Q = nCp(T2-T1)= 7,969826x170,85x(393-298)=129.356,3 kj/jam Untuk MgAc : Q = nCp(T2-T1)= 5,459026x165,29x(393-298)=85.720,62 kj/jam


Panas total alur 15= 236.312,6 kJ/jam Komponen F Bm N Cpdt CaAc 1260.428 158.15 7.969826 16230.75 MgAc 775.4 142.04 5.459026 15702.55 Air 53 18 2.944444 7212.14 Total

q 129356.3 85720.62 21235.75 236312.6

Jumlah panas yang dilepas steam : Q

= (Q14a +Q15) – (Q17+ Q14) =(2175090+ 236312,6) - (7013,204746 +203103,1473) = 2.201.286,24 kJ/jam

Steam yang dipergunakan : Saturated Steam 140 0C, 3,52 atm H = 2733 kJ/kg (Reklaitis, 1983) Saturated liquid 120 0C,1,94 atm H = 2706,3 kJ/kg (Reklaitis, 1983) Panas laten, H = 2201 kJ/kg (Reklaitis, 1983) Panas sensibel steam dari temperatur 140 0C – 120 0C, Hs = 2733– 2706,3 =26,7 kJ/kg ∆H = Panas laten + Panas Sensibel = 2201 + 26,7 = 2227,7 kJ/kg


Qst ∆H

2.201.286,24kJ/jam 2227,7 kJ/kg

= 888 kg/jam

Tabel LB.8 : Neraca Panas Total evaporatorI (FE–202) Panas Masuk (kJ/jam) Q17 = 7013,204746

Panas Keluar (kJ/jam) Q14a = 2.175.090

Q

= 2.201.286,24

Q15

Q14

=

= 236.316,6

203103,1473 2.411.406,6

2.411.406,6


LB.6 Cooler (E-201) Air (l) 250C

(15)

CaAc (s) MgAc (s) Air (l) 1200C

(16)

cooler ( E-201 ) air pendingin bekas 800C

CaAc (s) MgAc (s) Air (l) 80 C

Persamaan Neraca Panas : Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0

Maka : Panas Masuk = Panas Keluar Panas Masuk = Panas keluar + Panas yang diserap air pendingin

a. Panas aliran masuk 15 (Q15) Temperatur masuk = 120 0C = 393 K Panas total alur 15= 236.312,6 kJ/jam

b. Panas keluar aliran 16 Temperatur keluar = 80 0C = 353 K Untuk air (H2O) : 353

= N

16

∫ Cp

∫ (18,2964 + 0,472118 T

)

353 (l)

dT = N

298

16

2

- 0,00133878 T 3 + 1,31424 x 10 -6 T 4 dT

298

   0,472118  (353 2 − 298 2 ) −  [- 18,2964(353 - 298)] +  2     = (2,944444)   −6  0,00133878 (3533 − 298 3 ) + 1,31424 x10 (353 4 − 298 4 )      3 4    =

12.230,08243 kJ/jam


Untuk CaAc:Q=nCp(T2-T1)=7,969826x170,85x(353-298)= 74890,46354kJ/jam Untuk MgAc : Q =nCp(T2-T1)= 5,459026x165,29x(353-298)= 49.627,72902 kj/jam Panas total alur 16= 136.748,275 kJ/jam Komponen F BM CaAc 1260.428 158.15 MgAc 775.4 142.04 Air 53 18 Total Total

dQ =Q dt

N CPDt 7.969826 9396.75 5.459026 9090.95 2.944444 4153.612901

Q 74890.46354 49627.72902 12230.08243 136748.275

= Q16 – (Q15) = 136.748,275- 236.312,6 = -99.564 kJ/jam

TH2O pendingin masuk = 25 0C (298 K) TH2O pendingin keluar = 80 0C (353 K) Jumlah air pendingin yang dibutuhkan : FH2O

=

Q

∫

353

298

FH2O

=

Cp.dT

99564,325 kJ/jam 2636,53 kJ/kmol

=37,7kmol/jam = 679 kg/jam

Tabel LB.9 : Neraca Panas Total cooler (E–201) Panas Masuk (kJ/jam)


Q15

Q16 Q

= 236.312,6

236.312,6

= 136.748,275 = 99.564

236.312,6


LB.7 Kristaliser (CR-201) CaAc (s) MgAc (s)

air (17) CaAc (s) MgAc (s) Air (l) 80 0C

(16)

air pendingin 250 C

(18)

crystallizer (CR-201)

Persamaan Neraca Panas : Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi

air pendingin bekas 500 C

CaAc (s) MgAc (s) Air (l) 50 0C

Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0 Maka : Panas Masuk = Panas Keluar Panas masuk + Panas Kristalisasi = Panas keluar + Panas yang diserap air pendingin a. Panas aliran masuk 16 (Q16) Temperatur masuk = 80 0C = 353 K Untuk air (H2O) : 353

= N 16

∫

∫ (18,2964 + 0,472118 T

)

353

Cp (l) dT = N 16

298

2

- 0,00133878 T 3 + 1,31424 x 10 -6 T 4 dT

298

   0,472118  (353 2 − 298 2 ) −  [- 18,2964(353 - 298)] +  2     = (3,2)   −6  0,00133878 (3533 − 298 3 ) + 1,31424 x10 (353 4 − 298 4 )      3 4     =

13291,56 kJ/jam

Untuk CaAc : Q = nCp(T2-T1)= 7,969826x170,85x(353-298)=74890,46 kj/jam Untuk MgAc : Q = nCp(T2-T1)= 5,459026x165,29x(353-298)=49.627,73 kj/jam Panas total alur 16= 137.809,8 kJ/jam Komponen F(kg/jam) BM(kg/kmol) N CpDT CaAc 1260,428 158,15 7,969826 9396,75 MgAc 775,4 142,04 5,459026 9090,95 Air 57,6 18 3,2 4153,612901 Total Cristalizer didinginkan hingga mencapai suhu 50 0C, maka

Q(kJ) 74890,46 49627,73 13291,56 137809,8


Panas keluar alur 17 dan 18 pada suhu 500C 323

= N 17

∫

∫ (18,2964 + 0,472118 T

)

323

Cp (l) dT = N 16

298

2

- 0,00133878 T 3 + 1,31424 x 10 -6 T 4 dT

298

   0,472118  (323 2 − 298 2 ) −  [- 18,2964(323 - 298)] +  2     = (0,255556)   −6  0,00133878 (3233 − 298 3 ) + 1,31424 x10 (323 4 − 298 4 )      3 4    =

4528,161 kJ/jam

Untuk CaAc : Q = nCp(T2-T1)= 0,637585x170,85x(323-298)=2723,283 kj/jam Untuk MgAc : Q = nCp(T2-T1)= 0,436778x165,29x(323-298)=1804,877 kj/jam Panas total alur 17= 9056,321 kJ/jam Komponen F(kg/jam) BM(kg/kmol) N CpDT Q(kJ) CaAc 100,834 158,15 0,637585 4271,25 2723,283 MgAc 62,04 142,04 0,436778 4132,25 1804,877 Air 4,6 18 0,255556 1880,727 4528,161 Total 9056,321 Alur 18 323

= N 18

∫

∫ (18,2964 + 0,472118 T

)

323

Cp (l) dT = N 18

298

2

- 0,00133878 T 3 + 1,31424 x 10 -6 T 4 dT

298

   0,472118  (323 2 − 298 2 ) −  [- 18,2964(323 - 298)] +  2     = (2,94444)   −6  0,00133878 (3233 − 298 3 ) + 1,31424 x10 (323 4 − 298 4 )      3 4    =

5537,696 kJ/jam

Untuk CaAc : Q = nCp(T2-T1)= 7,332242x170,85x(323-298)=31.317,84 kj/jam Untuk MgAc : Q = nCp(T2-T1)= 5,022247x165,29x(323-298)=20.753,18 kj/jam Panas total alur 18= 57608,71 kJ/jam Komponen F(kg/jam) BM(kg/kmol) N CpDT Caac 1159,594 158,15 7,332242 4271,25 Mgac 713,36 142,04 5,022247 4132,25 Air 53 18 2,944444 1880,727 Total Q17 +Q18 = 57608,71 + 9056,321 = 66665,031 kJ/jam ∆HCr CaAc = 21,9 kJ/jam

Q(kJ) 31317,84 20753,18 5537,696 57608,71

∆HCr MgAc = 16,5 kJ/jam (Grigorovici, 2009)

∆HCr total= 21,9 kJ/jam + 16,5 kJ/jam = 38,4 kJ/jam


Panas yang dibutuhkan Q = (Q 18 +Q17)– (Q 16 + ∆HCr) =66665,031- 137848,2 = -71183,169 kJ/jam TH2O pendingin masuk = 25 0C (298 K) TH2O pendingin keluar = 50 0C (323 K) Jumlah air pendingin yang dibutuhkan : −

FH2O

=

∫

323

298

FH2O

dQ dt

Cp.dT

71183,169 kJ/jam 1880,727 kJ/kmol

=

= 37,84 kmol/jam = 681,27 kg/jam

Tabel LB.10 : Neraca Panas Total Crystallizer (CR–201) Panas Keluar (kJ/jam)

Panas masuk(kJ/jam)

Q

Q16

= 137809,8

∆HCr

=

Q18 +Q17

=

71183,169 = 66665,031

137848,2

38,4

137848,2


LB.8 Drum Dryer (DE-201) steam 140 oC Air (g) F a 18

(18) 19

CaAc (s) MgAc (s) Air (l) 50 oC

Drum Dryer ( DE-201 ) kondensat

(19)

CaAc (s) MgAc (s) Air (l) 105 oC

1050 C Persamaan Neraca Panas : Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0 Maka : Panas Masuk = Panas Keluar Panas Masuk + Panas Steam = Panas Keluar + Panas Penguapan H2O a. Panas aliran masuk 18 (Q18) Temperatur masuk = 50 0C = 323 K untuk air: 323

= N

18

∫ Cp

∫ (18,2964 + 0,472118 T

)

323 (l)

dT = N

18

298

2

- 0,00133878 T 3 + 1,31424 x 10 -6 T 4 dT

298

   0,472118  (323 2 − 298 2 ) −  [- 18,2964(323 - 298)] +  2     = (2,94444)   −6  0,00133878 (3233 − 298 3 ) + 1,31424 x10 (323 4 − 298 4 )      3 4    =

5537,695807 kJ/jam

Untuk CaAc : Q = nCp(T2-T1)= 7,332242 x170,85x(323-298)=31317,83669 kj/jam Untuk MgAc : Q = nCp(T2-T1)= 5,022247 x165,29x(323-298)= 20753,18122 kj/jam Panas total alur 18= 57608,71371 kJ/jam Komponen F(kg/jam) BM(kg/kmol) CaAc 1159,594 158,15 MgAc 713,36 142,04 Air 53 18 Total b. Panas aliran 18a (Q18a)

N CpDT 7,332242 4271,25 5,022247 4132,25 2,944444 1880,726878

Q(kJ) 31317,83669 20753,18122 5537,695807 57608,71371

Temperatur keluar = 105 0C = 378 K


Untuk air (H2O cair) : 373

∫

= N 18a

298

=

∫ (18,2964 + 0,472118 T

)

373

Cp (l) dT = N 18a

2

- 0,00133878 T 3 + 1,31424 x 10 -6 T 4 dT

298

   0,472118  (373 2 − 298 2 )  −  [- 18,2964(373 - 298)] +  2     (1,766)   −6  0,00133878 (3733 − 298 3 )  + 1,31424 x10 (373 4 − 298 4 )      4 3   

= 10031,7 kJ/jam Untuk uap (H2O gas) : 378

= N 18a

∫

∫ (34,0471 − 0,0097T

378

Cp (l) dT = N 18a

373

2

+ 3,2998 x 10 -5 T 3 − 2,04467 x 10 -8 T 4 + 4,3022 x 10 -6 T

373

   0,0097  (378 2 − 373 2 ) − [- 34,0471(378 - 373)] +    2     3,2998 x10 −5  −8  2,04467 x10  3 3  4 4   = (1,766667)  (378 − 373 ) +  (378 − 373 ) +  3 4       4,30228 x10 −12     (378 5 − 3735 ) 5   

= 357,8688 kJ/jam Nilai panas penguapan H2O = ∆Hv = 40656,2 kJ/kmol Panas Penguapan H2O (Hvp)

(Reklaitis, 1983)

= 40656,2 kJ/kmol × 1,766 kmol = 71798,8 kJ

Panas total alur 18a= 82.188,37 kJ/jam c.

Panas aliran 19 Temperatur keluar = 105 0C = 378 K

untuk air 378

= N 19

∫

∫ (18,2964 + 0,472118 T

)

378

Cp (l) dT = N 19

298

2

- 0,00133878 T 3 + 1,31424 x 10 -6 T 4 dT

298

   0,472118  (378 2 − 298 2 ) −  [- 18,2964(378 - 298)] +  2     = (1,177778)   −6  0,00133878 (378 3 − 298 3 ) + 1,31424 x10 (378 4 − 298 4 )      3 4    =

7138,315 kJ/jam


Untuk CaAc : Q = nCp(T2-T1)= 7,332242 x170,85x(378-298)=100217,1 kj/jam Untuk MgAc : Q = nCp(T2-T1)= 5,022247 x165,29x(378-298)= 66410,18 kj/jam Panas total alur 19= 173.765,6 kJ/jam Komponen F(kg/jam) BM(kg/kmol) CaAc 1159,594 158,15 MgAc 713,36 142,04 Air 21,2 18 Total Jumlah panas yang dilepas steam :

N CpDT 7,332242 13668 5,022247 13223,2 1,177778 6060,834

Q(kJ) 100217,1 66410,18 7138,315 173765,6

Qst = (Q18a +Q19) – (Q18) =(82188.37+173.765,6) - (57608.71371) = 198.345 kJ/jam Steam yang dipergunakan : Saturated Steam 140 0C,3,52 atm , H = 2733 kJ/kg Saturated liquid 105 0C,1,17 atm H = 2683,4 kJ/kg Panas laten, H = 2244 kJ/kg(Reklaitis, 1983) Panas sensibel steam dari temperatur 140 0C – 105 0C, Hs = 2733– 2683,4 = 49,6 kJ/kg ∆H = Panas Laten + Panas sensibel = 2244 + 49,6 = 2293,6 kJ/kg


Qst ∆H

198.345kJ/jam 2293,6 kJ/kg

= 86,47 kg/jam

Tabel LB.11 : Neraca Panas Total drum drier (DE–201) Panas Masuk (kJ/jam) Q18 = 57608.71371

Panas Keluar (kJ/jam) Q19 = 173.765,6

Qst

Q18a

= 198.345

255.953,97

= 82.188,37

255.953,97


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

LC.1 Tangki Pelarutan Asam asetat (TT – 101) Fungsi

: Menyimpan Asam asetat dan melarutkannya dengan air untuk kebutuhan 15 hari

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA –285 Grade C

Bentuk

: Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Jenis sambungan

: Double welded butt joints

Jumlah

: 2 unit

Kondisi operasi : Tekanan

= 1 atm = 101,325 kPa

Temperatur

= 25 oC = 298 K

Kebutuhan perancangan = 15 hari Faktor kelonggaran

= 20%

Tabel LC.1 Data pada Alur 5 F

Fraksi

ρ

ρcampuran

(kg/jam)

Berat

(kg/m3)

(kg/m3)

asetat

1296

0.83333333

1049.2

874.3333333

air

259.2

0.16666667

995.68

165.9466667

Total

1555.2

Komponen

1040.28

Perhitungan: a. Volume Tangki Volume larutan, Vl =

1555,2 kg/jam × 15 hari × 24jam/hari = 538,19 m3 3 1040,28 kg/m

Direncanakan membuat 2 tangki dan faktor kelonggaran 20%, maka :


Volume 1 tangki, Vl

=

1,2 x 538,19 m3 = 322,91 m3 2

b. Diameter dan Tinggi Shell - Tinggi silinder (Hs) : Diameter (D) = 4 : 3 - Tinggi tutup (Hd) : Diameter (D) -

=1:4

Volume shell tangki (Vs) : Vs = πR 2 H s = Vs =

π 2 4  D  D 4 3 

π 3 D 3

- Volume tutup tangki (Ve) : Vh =

2π 2 π 1  π 3 R Hd = D2  D = D 3 6  4  24

(Brownell,1959)

- Volume tangki (V) : Vt

= Vs + Vh =

322,91 m3

3 πD 3 8

= 1,1781 D 3

D3

= 274,1 m3

D

= 6,5 m

D

= 255,74 in

Hs

=

4 D = 8,66 m 3

c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup

= diameter tangki = 6,5 m 1 D = 1,625 m 4

Tinggi tutup (Hd)

=

Tinggi tangki

= Hs + Hd = (8,66 + 1,625) m = 10,285 m


d. Tebal shell tangki Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA –285 Grade C diperoleh data : - Allowable stress (S)

= 13750 psia = 94802,95 kPa

- Joint efficiency (E)

= 0,8

- Corrosion allowance (C)

= 0.125 in/tahun

- Umur tangki (n)

= 10 tahun

(Brownell,1959)

Volume cairan = 292,98 m3 269,09 m 3 Tinggi cairan dalam tangki = × 8,66 m = 7,21 m 322,91 m 3 Tekanan Hidrostatik: PHidrostatik = ρ × g × l = 1040,28 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 7,21 m = 73,504 kPa Po = 101,325 kPa P = 73,504 kPa + 101,325 kPa = 174,829 kPa Pdesign = 1,2 × 174,829

= 209,8 kPa

Tebal shell tangki:

t=

PD + nC 2SE − 1,2P

  (209,8 kPa) (255,74 in)  + (10 x 0.125 in) =   2(94802,95 kPa)(0,8) − 1,2(209,8 kPa)  = 1,6 in Tebal shell standar yang digunakan = 2 in

(Brownell,1959)

e. Tebal tutup tangki Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell. Tebal tutup atas yang digunakan = 2 in


LC.2 Reaktor 1 (R-201)

Fungsi

: Tempat berlangsungnya reaksi pembentukan CMA

Jenis

: Reaktor berpengaduk marine propeller tiga daun dengan tutup dan alas ellipsoidal

Bahan konstruksi : stainless steel, SA–240, Grade A Bentuk

: silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Jumlah

: 1 unit

Laju total massa umpan masuk

= 2309,253 kg/jam

Viskositas campuran umpan

= 14,48 cP = 0,01448 kg/m.s

f

fraksi

Densitas

Asetat

Komponen

1296

0,56126906

1049,2

densitas campuran 588,8834947

Air

259,2

0,11225381

995,68

111,7688749

CaO

346,883

0,15022739

3350

503,2617484

MgO

385,37

0,16689526

3580

597,4850296

SiO2

32,0765

0,01364025

1200

16,36830459

Fe2O3

21,3843

0,00909349

1650

15,00425582

1800

8,18402472 1818

Al2O3 Jumlah

10,692 2309,053

Densitas campuran umpan

0,0045467 1

= 1,818 kg/liter = 113,44 lbm/ft3 = 1.806,07 kg/m3

Desain Tangki a. Ukuran Tangki Menghitung volume reaktor, V : τ =

V vo

(Levenspiel, 1999)

Dimana : τ

: Waktu tinggal

V : Volume tangki yang ditempati cairan vo : Laju volumetrik umpan (Vo)

Diket :

Waktu tinggal (τ) = 3 jam = 180 menit

(Leineweber,2002)

Maka : V = vo × τ


laju total massa umpan masuk × waktu tinggal densitas campuran umpan

V = =

2309,253 kg/jam × 3 jam = 3.83 m3 3 1806,07 kg/m

Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume reaktor

= waktu tinggal(τ) × laju volumetrik umpan (Vo) × 1,2 = 3 jam × 1,278 m3/jam × 1,2 = 4,6 m3

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : D) = 1 : 1 Volume silinder (Vs)

= π/4 × D2Hs = π/4 × D3

Tutup dan alas tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor 2 : 1, sehingga : Tinggi head (Hh) = 1/6 × D

(Brownell dan Young, 1959) = π/4 × D2Hh × 2

Volume 2 tutup (Vh) ellipsoidal

= π/4 × D2(1/6 × D) × 2 = π/12 × D3 Vt = Vs + Vh Vt = (π/4 × D3) + (π/12 × D3)

(Brownell dan Young, 1959)

Vt = 4 π/12 × D

3

Diameter tangki (D)

=

3

12 Vt = 4π

3

12 × 4,6 4π

= 2,09m = 82,2 in Tinggi silinder (Hs)

= D = 2,09 m

Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1/6 × D = 1/6 × 2,09 m = 0,348 m Tinggi tangki (Ht)

= Hs + (Hh × 2) = 2,786 m

b. Tekanan Desain Tinggi cairan dalam tangki : Volume tangki

= 4,6 m3

Volume cairan

= 3,83 m3


Tinggi tangki

= 2,786 m

Tinggi cairan dalam tangki

=

= Tekanan hidrostatis

volume cairan dalam tangki × tinggi tangki volume tangki

3,83 × 2,786 = 2,32 m 4,6

= ρ × g × tinggi cairan dalam tangki = 1.806,07 × 9,80655 × 2,32 = 41090 Pa = 0,405 atm

Faktor keamanan untuk tekanan = 15 % = (1,5 + 0,15) × (1 + 0,405)

P desain

= 2,318atm = 34,06 psi

c. Tebal shell tangki (bagian silinder) Faktor korosi (C)

= 0,042 in/tahun

Allowable working stress (S) = 16.250 lb/in Efisiensi sambungan (E)

2

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

= 0,85

Umur alat (A) direncanakan = 10 tahun Tebal silinder :

d=

P× R + (C × A) SE − 0,6 P

(Peters dan Timmerhaus, 2004)

Dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in) P = tekanan desain (psi) R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diizinkan E = efisiensi pengelasan

d=

34,06 × 41,1 + (0,042 ×10) (16.250 × 0,85) − (0,6 × 31,89)

d = 0,51 in Maka dipilih tebal silinder = ¾ in


d. Tebal dinding head (tutup tangki) Faktor korosi (C)

= 0,042 in/tahun 2

Allowable working stress (S) = 16.250 lb/in Efisiensi sambungan (E)

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

= 0,85

Umur alat (A) direncanakan = 10 tahun Tebal head (dh) :

dh =

P × Di + (C × A) 2SE − 0,2 P

Dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in) P = tekanan desain (psi) D = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan E = efisiensi pengelasan

dh =

34,06 × 82,2 + (0,042 ×10) (2 × 16.250 × 0,85) − (0,2 × 31,89)

dh = 0,52 in Dipilih tebal head standar = ¾ in

e. Pengaduk (impeller) Jenis : Marine propeller tiga daun Kecepatan putaran (N) = 60 rpm = 1 rps Efisiensi motor

= 80 %

Pengaduk didesain dengan standar sebagai berikut : Da : Dt

=1:3

W : Da

=1:5

E : Dt

=1:1

dimana : Da

= diameter pengaduk

Dt

= diameter tangki

W

= lebar daun pengaduk

E

= jarak pengaduk dari dasar tangki

Jadi :


− Diameter pengaduk (Da)

= 1/3 × Dt

= 1/3 × 2,09 m

− Lebar daun pengaduk (W)

= 1/5 × Da

= 1/5 × 0,696 m = 0,139 m

− Tinggi pengaduk dari dasar tangki

= 0,696 m

= 0,696 m

Daya untuk pengaduk : Bilangan Reynold, N Re =

Da 2 . N . ρ (0,696) 2 ×1 ×1806,07 = = 60420 μ 0,01448

NRe >10.000, daya tidak bergantung pada bilangan Reynolds. Dari tabel 9–2 (McCabe, 1994), untuk pengaduk jenis impeller, diperoleh : kT = Np = 0,32

Maka : P = (Np × ρ × N3 × Da5) P = 0,32 × 1.806,07 × 1 × (0,696)5 = 94,4 J/s = 0,12 hp Daya motor (Pm) = P / 0,8 = 0,12 / 0,8 = 0,15 hp Dipilih motor pengaduk dengan daya pengaduk 1/4 hp


Tangki Penampungan Sementara (TT – 201) Fungsi

: Menampung hasil reaksi yang keluar dari Reaktor R-201 sebelum dialirkan ke tangki penetralan

Bahan konstruksi


Bentuk


Jenis sambungan


Jumlah

: 1 unit


= 1 atm = 101,325 kPa

Temperatur

= 25 oC = 298 K


= 20%

Tabel LC.1 Data pada Alur 8 Komponen

F(kg/jam)

Fraksi

Densitas

densitas campuran

asetat

57,97

0,02631921

1049,2

27,614114

air

448,575

0,20365946

995,68

202,7796553

CaO

56,826

0,02579982

3350

86,42938548

MgO

49,94

0,02267347

3580

81,17103727

CaAc

811,774

0,368557

1500

552,8355054

Mgac

713,336

0,32386474

1450

469,6038789

SiO2

32,0765

0,01456319

1200

17,4758276

Fe2O3

21,3843

0,00970878

1650

16,01948366

Al2O3

10,692

0,0048543

1800

8,737777595

jumlah

2202,574

0,9951457

1462,666665



Direncanakan membuat 2 tangki dan faktor kelonggaran 20%, maka : Volume 1 tangki, Vl

= 1159,787 x 1,2= 1391,744 m3



=1:4


π 2 4  D  D 4 3 

π 3 D 3


2π 2 π 1  π 3 R Hd = D2  D = D 3 6  4  24

(Brownell,1959)


= Vs + Vh =

1391,744 m3

3 πD 3 8

= 1,1781 D 3

D3

= 1181,34 m3

D

= 34,3 m

D

= 1349,52 in

Hs

=

4 D = 45,7 m 3



Tinggi tutup (Hd)

=

Tinggi tangki

= Hs + Hd = (5,7 + 8,575) m = 14,275 m


= 13750 psia = 94802,95 kPa


= 0,8



= 0.125 in/tahun

- Umur tangki (n)

= 10 tahun

(Brownell,1959)

Volume cairan = 1159,787 m3 1159,787 m 3 Tinggi cairan dalam tangki = × 14,275 m = 11,89 m 1391,744 m 3 Tekanan Hidrostatik: PHidrostatik = ρ × g × l = 1462,666665 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 11,89 m = 170,432 kPa Po = 101,325 kPa P = 170,432 kPa + 101,325 kPa = 271,757 kPa Pdesign = 1,2 × 271,757

= 326,11 kPa

Tebal shell tangki:

t=

PD + nC 2SE − 1,2P

  (326,11 kPa) (349,52 in)  + (10 x 0.125 in) =   2(94802,95 kPa)(0,8) − 1,2(326,11 kPa)  = 2 in Tebal shell standar yang digunakan = 2 in

f.

(Brownell,1959)

Tebal tutup tangki Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell. Tebal tutup atas yang digunakan = 2 in

LC.3. Tangki Pelarutan Kalsium Hidroksida (TT – 202) Fungsi

: Menyimpan Kalsium Hidroksida untuk kebutuhan 15 hari

Bahan konstruksi


Bentuk


Jenis sambungan


Jumlah

: 1 unit



= 1 atm = 101,325 kPa

Temperatur

= 25 oC = 298 K


= 20%

Tabel LC.1 Data pada Alur 5 F

Fraksi

ρ

ρcampuran

(kg/jam)

Berat

(kg/m3)

(kg/m3)

Ca(OH)2

289,85

0,400

3300

1320

Air

434,775

0,60

995,68

597,408

Total

724,625

1

Komponen

1917,408



Direncanakan membuat 1 tangki dan faktor kelonggaran 20%, maka : = 1,2 x 136,05 = 163,26 m3

Volume 1 tangki, Vl

b. Diameter dan Tinggi Shell - Tinggi silinder (Hs) : Diameter (D) = 4 : 3 - Tinggi tutup (Hd) : Diameter (D)

-

=1:4


π 2 4  D  D 4 3 

π 3 D 3


2π 2 π 1  π 3 R Hd = D2  D = D 3 6  4  24

(Brownell,1959)



= Vs + Vh 3 πD 3 8

= 163,26 m3

= 1,1781 D 3

D3

= 138,58 m3

D

= 5,17 m

D

= 203,7 in

Hs

=

4 D = 6,89 m 3



Tinggi tutup (Hd)

=

Tinggi tangki

= Hs + Hd = (6,89 + 1,7225) m = 8,6125 m


= 13750 psia = 94802,95 kPa


= 0,8


= 0.125 in/tahun

- Umur tangki (n)

= 10 tahun

(Brownell,1959)

136,05 m 3 Tinggi cairan dalam tangki = × 8,6125 m = 7,17 m 163,26 m 3 Tekanan Hidrostatik: PHidrostatik = ρ × g × l = 1917,408 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 7,17 m = 134.728 kPa Po = 101,325 kPa P = 134,728 kPa + 101,325 kPa = 236,053 kPa


Pdesign = 1,2 × 236,053

= 283,26 kPa

Tebal shell tangki: t=

PD + nC 2SE − 1,2P

  (283,26 kPa) (203,7 in)  + (10 x 0.125 in) =   2(94802,95 kPa)(0,8) − 1,2(315,057 kPa)  = 1,63 in Tebal shell standar yang digunakan = 2 in

e.

(Brownell,1959)

Tebal tutup tangki Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell. Tebal tutup atas yang digunakan = 2 in


LC.4. Reaktor Penetralan/ Penambahan Ca(OH)2 (R – 202) Fungsi : Untuk mencampur larutan dengan Ca(OH)2 dan mengatur pH agar mencapai 8-9 Bahan konstruksi


Bentuk


Jenis sambungan


Jumlah

: 1 unit


= 1 atm = 101,325 kPa

Temperatur

= 25 oC = 298 K

Kebutuhan perancangan = 1 hari Faktor kelonggaran Komponen

= 20% F (kg/jam)

Fraksi

Densitas

densitas campuran

Asetat

57.97

0.02103179

1049.2

22.06655144

Air

883.35

0.32048352

995.68

319.0990283

CaAc

811.774

0.29451541

MgAc

713.36

Ca(OH)2

289.85

Jumlah

1500

441.7731136

0.25881035

1450

375.2750059

0.10515894

3300

347.0244937

2756.304

1

1505.238193


2756,304 kg/jamx24 jam/hari = 43,9 m3 3 1505,238193 kg/m


= 1,2 x 43,9 = 52,68 m3


=1:4

Volume shell tangki (Vs) :


Vs = πR 2 H s = Vs =

π 2 4  D  D 4 3 

π 3 D 3


2π 2 π 1  π 3 R Hd = D2  D = D 3 6  4  24

(Brownell,1959)


= Vs + Vh 3 πD 3 8

= 52,68 m3

= 1,1781 D 3 D3

= 44,71 m3

D

= 3,549 m

D

= 139,7 in

Hs

=

4 D = 4,732 m 3



Tinggi tutup (Hd)

=

Tinggi tangki

= Hs + Hd = (4,732 + 0,88725) m = 5,619 m


= 13750 psia = 94802,95 kPa


= 0,8


= 0.125 in/tahun

- Umur tangki (n)

= 10 tahun

(Brownell,1959)


Tinggi cairan dalam tangki =

43,9 m 3 × 5,619 m = 4,6825m 52,68 m 3

Tekanan Hidrostatik: PHidrostatik = ρ × g × l = 1505,238 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 4,6825 m = 69,073 kPa Po = 101,325 kPa P = 69,073 kPa + 101,325 kPa = 170,398 kPa Pdesign = 1,2 × 170,398

= 204,47 kPa

Tebal shell tangki:

t=

PD + nC 2SE − 1,2P

  (204,47 kPa) (139,7 in)  + (10 x 0.125 in) =   2(94802,95 kPa)(0,8) − 1,2(204,47 kPa)  = 1,438 in Tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in

e.

(Brownell,1959)

Tebal tutup tangki Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell. Tebal tutup atas yang digunakan = 1,5 in


LC.5. Tangki Penampungan Filtrat (TT-203) Fungsi : Untuk menampung hasil filtrat/penyaringan yang keluar dari Filter Press sebelum dialirkan kedalam tangki penetralan Bahan konstruksi


Bentuk


Jenis sambungan


Jumlah

: 1 unit


= 1 atm = 101,325 kPa

Temperatur

= 25 oC = 298 K

Kebutuhan perancangan = 1 hari Faktor kelonggaran Komponen

= 20% F

Fraksi

Asetat Air

densitas

57,97

0,02823039

1049,2

448,757

0,2185369

995,68

densitas campuran 29,61932269 217,59282

CaAc

811,774

0,3953199

1500

592,9798521

Mgac

713,36

0,34739399

1450

503,7212784

SiO2

32,0765

0,01364025

1200

16,36830459

Fe2O3

21,3843

0,00909349

1650

15,00425582

Al2O3 Jumlah

10,692

0,0045467

2053,461

1

1800

8,18402472 1349,172686


2053,461 kg/jamx24 jam/hari = 36,5 m3 3 1349,172686 kg/m


= 1,2 x 36,5 = 43,83 m3

b. Diameter dan Tinggi Shell - Tinggi silinder (Hs) : Diameter (D) = 4 : 3 - Tinggi tutup (Hd) : Diameter (D)

-

=1:4

Volume shell tangki (Vs) :


Vs = πR 2 H s = Vs =

π 2 4  D  D 4 3 

π 3 D 3


2π 2 π 1  π 3 R Hd = D2  D = D 3 6  4  24

(Brownell,1959)


= Vs + Vh 3 πD 3 8

=

43,83m3 = 1,1781 D 3 D3

= 37,2 m3

D

= 3,528 m

D

= 138,8 in

Hs

=

4 D = 4,704 m 3



Tinggi tutup (Hd)

=

Tinggi tangki

= Hs + Hd = (4,704 + 0,882) m = 5,586 m


= 13750 psia = 94802,95 kPa


= 0,8


= 0.125 in/tahun

- Umur tangki (n)

= 10 tahun

(Brownell,1959)



36,5 m 3 × 5,586 m = 4,65m 43,83 m 3

Tekanan Hidrostatik: PHidrostatik = ρ × g × l = 1349,172686kg/m3 × 9,8 m/det2 × 4,65 m = 61,505 kPa Po = 101,325 kPa P = 61,505 kPa + 101,325 kPa = 162,83 kPa Pdesign = 1,2 × 162,83 = 195,396 kPa Tebal shell tangki:

t=

PD + nC 2SE − 1,2P

  (195,396 kPa) (138,8 in)  + (10 x 0.125 in) =   2(94802,95 kPa)(0,8) − 1,2(195,396 kPa)  = 1,429 in Tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in

e.

(Brownell,1959)

Tebal tutup tangki Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell. Tebal tutup atas yang digunakan = 1,5 in


LC.6. Bak terbuka tempat penampungan cake(TT-201) Fungsi

:

Menampung cake dari Filter Press.

Bahan konstruksi

: Beton

Bentuk

: Bak terbuka berbentuk balok alas datar

Jenis sambungan


Jumlah

: 1 unit


= 1 atm

Laju alir massa

= 106,766 kg/jam

Komponen

F

Fraksi

densitas

densitas campuran

CaO

56.826

0.44268732

3350

1483.002508

MgO

49.94

0.38904383

3580

1392.776904

21.6

0.16826886

500

84.13442812

impurities Jumlah

ρcampuran

128,366

1

2959.91384 3

= 2959,91384 kg/m

= 128,366 kg/jam × 24 jam/hari

Jumlah cake

= 3080,784 kg

3080,784 kg = 1,04 m3 2.959,91384 kg/m3

Volume CMA

=

Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume tangki

= 1,2 × 1,04 m3 = 1,248 m3

Tangki direncanakan berukuran: panjang (p) = lebar (l) = tinggi (t) = p×l×t

Volume tangki (V)

= t×t×t = t3 Tinggi tangki (t)

3

= =

V 3

1,248

= 1,0766 m Panjang tangki (p) = lebar tangki (l)

= Tinggi tangki (t) = 1,0766 m


LC.7. Gudang Penyimpanan Dolomit cadangan(G–101) Fungsi

: Tempat penyimpanan dolomit terkalsinasi selama 1 minggu

Bentuk

: Prisma segi empat beraturan

Bahan konstruksi

: Beton

Kondisi penyimpanan : Temperatur = 25 0C Tekanan Komponen

F(laju alir)

= 1 atm

Fraksi

densitas

densitas campuran

CaO

346,883

0,46014674

3350

1541,491577

MgO

385,37

0,51120046

3580

1830,097645

21,6

0,0286528

500

14,32640051

Impurities Jumlah

Produk dolomit

753,853

1

3385,915623

= 753,853kg/jam = 753,853kg/jam × 24 jam/hari × 7 hari = 126.647,3 kg

126.647,3 kg = 37,4 m3 3385,915623 kg/m3

Volume CMA

=

Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume gudang

= 1,2 × 37,4 m3 = 44,88 m3

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

= p×l×t = t×t×t = t3

Tinggi gudang (t)

=

3

V

=

3

44,88

= 3,55 m Panjang gudang (p) = lebar gudang (l) = Tinggi gudang (t) = 3,55 m


LC.8. Gudang Penyimpanan Kalsium asetat dan Magnesium asetat (TT–204) Fungsi

: Tempat penyimpanan produk akhir kalsium asetat dan magnesium asetat selama 15 hari

Bentuk

: Prisma segi empat beraturan

Bahan konstruksi

: Beton

Kondisi penyimpanan : Temperatur = 25 0C Tekanan

= 1 atm

Komponen F(kg/jam) Fraksi Densitas densitas campuran CaAc 1159.594 0.61219626 1500 918.294394 MgAc 713.36 0.37661141 1450 546.086538 Air 21.2 0.01119233 995.68 11.1439809 Jumlah 1894.154 1475.52491 Produk CMA = 1894,154kg/jam = 1894,154 kg/jam × 24 jam/hari × 15 hari = 681.895,44 kg

681.895,44 kg = 462,13 m3 1475,52491 kg/m3

Volume CMA

=

Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume gudang

= 1,2 × 462,13 m3 = 554,556 m3

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

= p×l×t = t×t×t = t3

Tinggi gudang (t)

=

3

V

=

3

554,5569

= 9,285 m Panjang gudang (p) = lebar gudang (l) = Tinggi gudang (t) = 9,285 m CMA dikemas dalam kemasan karung plastik @ 25 kg : •

Ukuran plastik : - Panjang = 60 cm

•

Jumlah kemasan sak plastik =

- Lebar

= 45 cm

681895,44 kg = 27.275,81 sak 25 kg


LC.9. Bucket Elevator (L–101) Fungsi

: Mengangkut batu dolomit menuju ke grinder

Jenis

: Continuous – bucket Elevator

Bahan

: Malleable – iron

Kondisi operasi : − Temperatur (T)

: 25 0C

− Tekanan (P)

: 1 atm (14,699 psi)

Laju

= 368,843 + 407,26 kg/jam+21,6 = 797,703 kg/jam

Faktor kelonggaran

= 12 %

(Tabel 28-8 Perry dan Green, 1999)

Kapasitas total bucket elevatorr = 1,12 × Laju campuran umpan = 1,12 × 797,703 kg/jam = 893,427 kg/jam = 0,8937 ton/jam Untuk bucket elevator kapasitas < 30 ton/jam, spesifikasi : (Tabel 21–9, Perry dan Green, 1999) − Tinggi elevator

= 25 ft

− Ukuran bucket

= (8 × 5 ½ × 7 ¾) in

− Jarak antar bucket = 8 in − Kecepatan putaran = 28 rpm Perhitungan daya yang dibutuhkan (P): P = 0,07 m 0,63 ΔZ Dimana: P m

(Peters dan Timmerhaus, 2004)

= daya (kW) = laju alir massa (kg/s)

∆Z = tinggi elevator (m) m = 0,8937 ton/jam = 0,2482 kg/s ∆Z = 25 ft = 7,62 m Maka P = 0,07 (0,24825) 0,63 (7,62) = 0,221 kW


LC.10. Belt Conveyor (C-101) Fungsi

: Mengangkut batu dolomit menuju ke furnace

Jenis

: horizontal belt conveyor

Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi

: Temperatur

= 25°C

Tekanan Jarak angkut

= 1 atm

: 10 ft

Laju alir

: 797,78 kg/jam = 1758,6 lb/jam

Komponen

F

Fraksi

densitas

densitas campuran

CaCO3

346,883

0,43481035

3350

1456,614668

MgCO3

385,37

0,48305297

3580

1729,32964

SiO2

32,0765

0,01364025

1200

16,36830459

Fe2O3

21,3843

0,00909349

1650

15,00425582

Al2O3 jumlah

10,692 797,78

1800

8,18402472 3390

0,0045467 1

: 3390 kg/m3 = 211,5 lb/ft3

Densitas

Direncanakan dalam 1 proses cukup ditempuh 1/12 jam kerja (5 menit) Laju alir volumetrik :

Q=

3 -3 3 F 11084.83 /jam ft = 32,3x = 1758,6= 8,31ft = 136.5865 /jam10 ft /sec ρ 81.15614 211,5

= 0,0023

1 = 0,027 ft3/sec 1 / 12

Daya conveyor : P= dimana:

C xLxWxF 33.000

C = kapasitas conveyor (ft3/sec) L = panjang conveyor (ft) W = berat material (lb/ft3) = 211,5 lb/ft3

(Walas, 1988)

F = faktor material = 2

(Walas, 1988)

P

=

0,027 ft 3 /sec × 10ft × 211,5lb/ft 3 × 2 = 0,00346 Hp 33.000

Digunakan daya conveyor standar ¼ Hp.



: Mengangkut batu dolomit yang telah dikalsinasi menuju ke gudang penyimpanan

Jenis



: Temperatur

= 25°C

Tekanan

= 1 atm

Jarak angkut

: 10 ft

Laju alir

: 753,853 kg/jam = 1662 lb/jam

Densitas

: 3386 kg/m3 = 211,2 lb/ft3

Komponen

F

Fraksi

densitas

densitas campuran

CaO

346,883

0,46014674

3350

1541,491577

MgO

385,37

0,51120046

3580

1830,097645

SiO2

32,0765

0,01364025

1200

16,36830459

Fe2O3

21,3843

0,00909349

1650

15,00425582

Al2O3 Total

10,692 753,853

1800

8,18402472 3386

0,0045467


Q=

-3 3 F 11084.83 3 ft3/jam =ft2,186 = 1662= 7,87 = 136.5865 /jam x 10 ft /sec ρ 81.15614 211,2

= 0,002186

1 = 0,026 ft3/sec 1 / 12


C xLxWxF 33.000


(Walas,

1988) F = faktor material = 2 P

=

(Walas, 1988)

0,026 ft 3 /sec × 10ft × 211,2lb/ft 3 × 2 = 0,003328 Hp 33.000




: Mengangkut batu dolomit dari gudang penyimpanan menuju ke Reaktor R-201

Jenis



: Temperatur

= 25°C

Tekanan

= 1 atm

Jarak angkut

: 10 ft

Laju alir

: 753,853 kg/jam = 1662 lb/jam

Densitas

: 3386 kg/m3 = 211,2 lb/ft3

Komponen

F

Fraksi

densitas

densitas campuran

CaO

346,883

0,46014674

3350

1541,491577

MgO

385,37

0,51120046

3580

1830,097645

SiO2

32,0765

0,01364025

1200

16,36830459

Fe2O3

21,3843

0,00909349

1650

15,00425582

Al2O3 Total

10,692 753,853

1800

8,18402472 3386

0,0045467


Q=

-3 3 F 11084.83 3 ft3/jam =ft2,186 = 1662= 7,87 = 136.5865 /jam x 10 ft /sec ρ 81.15614 211,2

= 0,002186

1 = 0,026 ft3/sec 1 / 12


C xLxWxF 33.000


(Walas,

1988) F = faktor material = 2 P

=

(Walas, 1988)

0,026 ft 3 /sec × 10ft × 211,2lb/ft 3 × 2 = 0,003328 Hp 33.000




: Mengangkut kristal CMA dari crytallizer ke drier

Jenis



: Temperatur

= 25°C

Tekanan

= 1 atm

Jarak angkut

: 10 ft

Laju alir

: 1925,954 kg/jam = 4246,023 lb/jam

Komponen

F

Fraksi

air

53

0.02751883

Densitas

densitas campuran

995.68

27.39994829

CaAc

1159.594

0.60208811

1500

903.132162

Mgac

713.36

0.37039306

1450

537.0699404

jumlah

1925.954

1

1467.602051

: 1467,6 kg/m3 = 91,58 lb/ft3

Densitas


Q=

F 11084.83 46,6 ft3/jam = 0,013 ft3/sec = 4267,023= = 136.5865 ft 3 /jam ρ 81.15614 91,58 = 0,013

1 = 0,156 ft3/sec 1 / 12


C xLxWxF 33.000

C = kapasitas conveyor (ft3/sec) L = panjang conveyor (ft) W = berat material (lb/ft3) = 91,58 lb/ft3 F = faktor material = 2 P

=

(Walas, 1988)

0,013 ft 3 /sec × 10ft × 91,58lb/ft 3 × 2 = 0,000721 Hp 33.000




: Mengangkut produk akhir CMA menuju gudang CMA

Jenis



: Temperatur

= 25°C

Tekanan

= 1 atm

Jarak angkut

: 10 ft

Laju alir

: 1893,93 kg/jam = 4175,422 lb/jam

Komponen

F

fraksi

Air

21,2

0,01119233

Densitas

densitas campuran

995,68

11,1439809

CaAc

1159,594

0,61219626

1500

918,2943942

Mgac

713,36

0,37661141

1450

546,0865378

jumlah

1894,154

1 3

Densitas

: 1475 kg/m = 92,08 lb/ft

1475 3


Q=

F 11084.83 3 45,34 ft3ft /jam = 0,01263 ft3/sec = 4175,422= = 136.5865 /jam ρ 81.15614 92,08 = 0,0126

1 = 0,1512 ft3/sec 1 / 12


C xLxWxF 33.000

C = kapasitas conveyor (ft3/sec) L = panjang conveyor (ft) W = berat material (lb/ft3) = 92,08 lb/ft3 F = faktor material = 2 P

=

(Walas, 1988)

0,0126 ft 3 /sekon × 10 ft × 92,08lb/ft 3 × 2 = 0,000703 Hp 33.000


LC.15. Roll Crusher (CR-101)


Fungsi Jenis

: Sebagai pemecahan batu dolomit : Roll crusher

Bahan konstruksi : Carbon steel Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 753,853 kg/jam = 0,2094 kg/s

Perhitungan daya : Diperkirakan umpan batu dolomit memiliki ukuran berkisar 5 – 20 mm, diambil ukuran (Da) = 15 mm. Pemecahan primer menggunakan roll crusher dengan ukuran produk yang dihasilkan ukuran (Db) = 0,15 mm Rasio = Db/ Da = 15/0,15 = 100 Daya yang digunakan adalah :

(Peters et.al., 2004)

P = 0,3 ms . R dengan : ms = laju umpan (kg/s) Maka :

P = 0,3 (0,2094). 100 = 6,282 kW = 8,424 hp

Digunakan daya standar 10 hp.


LC.16. Furnace (B-101) Fungsi

: mengkasinasi bahan dan mendekomposisikan bahan menjadi kalsium oksida dan magnesium oksida.

Bentuk

: Rectangular box type furnace

Bahan konstruksi : Refractory dengan tube terbuat dari bahan chrome-nickel (25 % Cr, 20 % Ni, 0,35 – 0,45 % C grade HK-40)

Data: Panas yang diperlukan

= 576.730 kJ/jam =546.632,4 Btu/jam

Temperatur keluar

= 900°C = 1652 °F

Panas yang dilepaskan bahan bakar = 109.644 kJ/jam = 103.922,05 btu/jam Massa solar yang diperlukan

= 5,26 kmol/jam = 5,26 kmol/jam x 16 kg/kmol = 84,17 kg/jam = 185,56 lb/jam

Jumlah O2 yang diperlukan

= 0,25 x mol solar = 0,25 x 5,26 kmol/jamx32 kg/kmol = 42,08 kg/jam

Jumlah udara

= 92,77 kg/jam

Radiant average flux = 12.000 Btu/jam.ft2

(Kern,1965)

Q = 2 x average flux = 2 x 12.000 = 24.000 Btu/jam.ft2 αAcp

(Kern,1965)

overall exchange factor (ℑ) = 0,57

(Kern,1965)

Q 24.000 = = 42.105,2631 Btu/jam ft 2 αAcpℑ 0,57 Jika temperatur tube ts = 1652 °F (900 °C) maka dari Fig 19.14 (Kern,1965) diperoleh temperatur flue gas keluar TG = 900°F (1360 R) QF = 50000 Btu/jam


Udara dipanaskan awal (preheat) pada 1652 °F. Specific heat udara pada 1652°F = 1532,42 Btu/lbm QA

(Geankoplis,1997)

= 92,77 lb/jam x 1.532,42 Btu/lbm = 142.163 Btu/jam

Asumsi : QR = QS = 0 QW = 2 % QF = 0,02 x 50000 = 1000 Btu/jam QG = W (1+G’) Cav (TG –520) G’ =

massa solar yang diperlukan massa udara yang diperlukan

 185,56  QG = 185,56 × 1 +  × 0,247 × (1360 − 520)  1733,7  = 42.620 Btu/jam Q

= QF + QA – QW -QG = 50000+ 142.163 – 160 – 42620 = 149.383,4 Btu/jam

Keterangan: Q

= Kebutuhan panas total (Btu/jam)

QA

= Panas sensibel di atas 60 oF pada pembakaran udara (Btu/jam)

QR

= Panas sensibel di atas 60 oF pada resirkulasi gas bakar (Btu/jam)

QS

= Panas sensibel di atas 60 oF pada steam yang digunakan (Btu/jam)

QG

= Panas yang meninggalkan furnace pada bagian gas bakar (Btu/jam)

QF

= Panas yang dilepaskan bahan bakar (Btu/jam)

QW = Panas yang hilang melalui dinding furnace (Btu/jam) Perencanaan desain: OD tube

= 2 – 8 in

Bahan konstruksi = chrome-nickel (25% Cr, 20% Ni, 0,35–0,45% C grade HK40) Panjang tube

= 10 – 40 ft

Diambil: OD tube

= 2 in


Panjang tube

= 10 ft

Centre to centre distance = 8,5 in Luas permukaan/tube Jumlah tube, Nt =

= 10 ft x π x 2/12 ft = 5,2333 ft2

149.383,4 = 2,37 buah 12.000 × 5,2333

Coba 3 tube Acp per tube =

8,5 x10 = 7,0833 ft2 12

Total α untuk single row refractory backed dari Fig. 19.11 Kern, hal: 688 dengan rasio dari centre to centre / OD = 8,5/2 = 4,25 diperoleh α = 0,55. αAcp/tube = 7,0833 ft2 x 0,55 = 3,89583 ft2 αAcp = 3,89583 ft2 x 5 = 19,48 ft2

Permukaan refractory End walls

= 2 x 5,2333 x 5,2333

= 5,77485 ft2

Side walls

=

5,2333 x 10

= 52,3330 ft2

Bridge walls

=

8,5 x 10

= 85 ft2

Floor and arch

= 2 x 5,2333 x 10

= 104,6666 ft2 AT

= 247,77385 ft2

AR = AT - αAcp = 247,77385 – 19,48 = 228,3 ft2

AR 246,77385 = = 12,72 αAcp 19,48 dimention ratio = 10 : 5,2333 : 5,2333 = 1 : 0,52333 : 0,52333 L=

23 3

vol. furnace

L=

23 3

10 × 5,2333 × 5,2333 = 4,33 ft

PCO2 = 0,1084

(Kern,1965)

;

PH2O = 0,1284

PCO2.L = 0,1084 x 4,33 = 0,47 PH2O.L = 0,1284 x 4,33 = 0,47 Dari Fig 19.12 dan Fig 19.13, Kern, hal: 693 dan 694 diperoleh: (q pada PCO2.L)TG = 18.500 Btu/jam.ft2 (q pada PCO2.L)ts = 11.000 Btu/jam.ft2 (q pada PH2O.L)TG = 24.000 Btu/jam.ft2


(q pada PH2O.L)ts = 14.000 Btu/jam.ft2 4

T  (qb)TG = 0,173ε b  G  dan εb = 1,00  100 

(Kern,1965)

(qb)TG = 217.883,99581  t  (qb)ts = 0,173ε b  s   100 

4

(qb)ts = 122.863,86731 asumsi : % koreksi = 8 %

(Kern,1965)

 (qpadaPCO2 .L + qpadaPH2O .L) TG − (qpadaPCO2 .L + qpadaPH2O .L) ts  100 − %koreksi εG =   (q b ) TG − (q b ) ts 100    (18.500 + 24.000) − (11.000 + 14.000)  100 − 8 = 0,16944 =   217.883,99581 − 122.863,86731  100 AR overall exchange factor ℑ pada εG = 0,16844 dan = 12,72 αAcp

Dari Fig 19.15 Kern, hal:700, diperoleh j = 0,16

ΣQ 149.383,4 = = 48002 αAcp.j 19,48 × 0,16 Karena hasilnya mendekati

Q = 42105,2632 maka desain dapat diterima αAcpℑ


LC.17. Waste Heat Boiler (E-201) Fungsi

: memanfaatkan panas gas buangan dari furnace untuk menjadi steam

Jenis

: Ketel pipa api

Jumlah

: 1 unit

Bahan

: Carbon steel

Data : Uap jenuh yang dihasilkan bersuhu 140°C Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh kalor laten steam

= 2642,4 kj/kg

= 1136,047 Btu/lbm.

Total kebutuhan uap

= 1071,096kg/jam = 2361 lbm/jam

Perhitungan: Menghitung Daya WHB W =

34 ,5 × P × 970 ,3 H

dimana:

P

= daya WHB, hp

W

= kebutuhan uap, lbm/jam

H

= kalor laten steam, Btu/lbm

Maka,

P=

1136,047 × 2361 = 80,12 hp 34,5 × 970,3

Menghitung Jumlah Tube Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp = 80,12 hp × 10 ft2/hp = 801,2 ft2 Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi: -Panjang tube, L = 30 ft -Diameter tube 3 in -Luas permukaan pipa, a′ = 0,917 ft2/ft Sehingga jumlah tube, N t =

(Kern, 1965)

A 801,2 = 29,12≈ 30 buah = ' 30 × 0,917 L×a


LC.18. Filter Press (FP-201) Fungsi

: Memisahkan komponen yang tidak bereaksi pada reaksi

pembentukan CMA Jenis

: Plate and frame filter press

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-36

Temperatur operasi : 60°C Tekanan operasi

: 3 atm

Laju alir filtrat = 2053,461 kg/jam Komponen

F

Asetat Air

Fraksi

densitas

57,97

0,02823039

1049,2

448,757

0,2185369

995,68


CaAc

811,774

0,3953199

1500

592,9798521

Mgac

713,36

0,34739399

1450

503,7212784

SiO2

32,0765

0,01364025

1200

16,36830459

Fe2O3

21,3843

0,00909349

1650

15,00425582

1800

8,18402472 1349,172686

Al2O3 Jumlah

10,692 2053,461

0,0045467 1

Densitas filtrat = 1349,17 kg/m3 Volume filtrat hasil penyaringan = 2053,461/ 1349,1726 = 1,522 m3/jam

Densitas Komponen masuk pada Filter press Komponen Asetat Air CaO

F

Fraksi 57,97 448,757

Densitas

0,02683514

1049,2

0,20773604

995,68


56,826

0,02630557

MgO

49,94

0,02311794

3580

82,76222823

CaAc

811,774

0,3757818

1500

563,6727066

Mgac

713,36

0,33022456

1450

478,8256049

SiO2

32,0765

0,01364025

1200

16,36830459

Fe2O3

21,3843

0,00909349

1650

15,00425582

1800

8,18402472 1453,377721

Al2O3 Jumlah

10,692 2160,227

0,0045467 1

3350

88,12365552

ρ campuran = 1453,3777

Jumlah umpan yang harus ditangani = 2160,227 kg/jam


Laju cake pada filter press dengan waktu tinggal 1 jam = 128,366 kg/jam Komponen

F

Fraksi

densitas

Densitas campuran

CaO

56.826

0.44268732

3350

1483.002508

MgO

49.94

0.38904383

3580

1392.776904

21.6

0.16826886

500

84.13442812

impurities Jumlah

128.366

1

2959.91384

3

Densitas cake = 2959,913kg/m

Volume cake pada filter press =

128,366 kg / jam = 0,059 m 3 2160,227 kg / m 3

Luas penyaringan efektif dihitung dengan menggunakan persamaan : LxAx(1 − E ) xρ s = ρx[V + ( ExLxA)}x[W /(1 − W )]

(Foust, 1979)

Dimana:

ρ = tebal cake pada frame (m) A = Luas penyaringan efektif (m2) E = Poros partikel (1-(1453,377/2959,913)) = 0,5089

ρ s = Densitas solid (kg/m3) W = Fraksi massa cake dalam umpan V = Volume filtrat hasil penyaringan (m3) Direncanakan luas penyaringan efektif filter press untuk waktu proses 1 jam W=

laju alir massa cake laju alir massa umpan

W=

128,366 = 0,0443 kg / jam 2959,913

Tebal cake pada frame diasumsikan = 6 cm = 0,06 m Bila direncanakan setiap plate mempunyai luas 1m2 maka luas efektif penyaringan :

0,06 xAx(1 − 0,5089) x 2959,913 = 1453,377 x[0,0443 + (0,5089 x0,06 xA)}x[0,059 /(1 − 0,059)] A = 104 m2 Jumlah plate (n) = 104/ 1 = 104 buah Faktor keamanan = 10 % Jumlah plate yang dibutuhkan (n) =1,1 x 104 = 114 Maka diambil jumlah plate = 114 buah Jumlah frame = jumlah plate = 114 buah


LC.19. Drum Dryer (DE–201) : Menguapkan H2O dari CMA yang keluar dari evaporator yang merupakan

Fungsi

produk akhir Jenis

: Steam Tube Drum Dryer

Jumlah

: 1 unit Komponen

F

Asetat Air

Fraksi

densitas

densitas campuran

57,97

0,02823039

1049,2

29,61932269

448,757

0,2185369

995,68

217,59282

CaAc

811,774

0,3953199

1500

Mgac

713,36

0,34739399

1450

503,7212784

21,6

0,01051883

500

5,259413254

Impurities Jumlah

2053,461

1

592,9798521

1349,172686

Kondisi operasi : Temperatur steam masuk

= 1400C = 2840F

Temperatur steam keluar

= 1050C = 2210F

Temperatur produk masuk

= 50 0C = 122 0F

Temperatur produk keluar

= 1050C = 2210F

Laju alir massa masuk

= 1925,954 kg/jam = 4246,024 lb/jam

Laju alir massa produk

= 1893,93 kg/jam = 4176,25 lb/jam

Banyaknya steam yang dibutuhkan = 86,47 kg/jam=190,63 lb/jam 1. Menentukan diameter rotary dryer Range kecepatan steam pada rotary dryer = 200 – 1000 lb/ft2 jam diambil rate steam = 500 lb/ft2jam

190,63lb / jam 500lb / ft 2 jam

A =

= 0.38 ft2 A = D2 = =

π D2 4 4A

π 4.0,38 ft 2 3,14

= 0,484 ft2 D

= 0,695 ft, syarat diameter rotary dryer 0,5-5 ft

(memenuhi)

2. menentukan panjang rotary dryer


= 0,1 x Cp x G 0,84 x D

Lt

( Perry,1997)

dimana: Lt = panjang rotary dryer Cp = kapasitas panas steam pada 2210F = 0,2217 BTU/lbm 0F

(Geankoplis983)

D = diameter rotary dryer G = kecepatan steam yang digunakan dalam rotary dryer =

190,63 lb / jam 0,695 ft 2

= 274,28 lb/jam ft2 Lt = ( 0,1) ( 0,2217) (274,28)0,84 (0,695) = (0,1) ( 0,2217) (111,7) (0,695) = 1 ,721ft = 0,524 m Nt = Number of heat transfer = 1,5 –2

(Perry,1997)

Diambil Nt = 2 L = Lt x Nt = 0,524 x 2 = 1,048 ft untuk L/D = 1-5 L/D =

(Pery,1997)

1,048 0,695

= 1,508 ft (memenuhi)

3. Waktu Transportasi Hold up

= 3-12 %

Diambil hold up = 10 % Volume total

= ¼ π D2 L = ¼ . 3,14 . (0,695)2 . 1,048 = 0,397 ft3

Hold up = 10 % = 10 % x 0,397= 0,0397 ft3 ρcampuran = 1,349 kg/L

= 84,2 lb/ft3

φ = time passage


=

Hold upxρ campuran Laju umpan

0,0397 ft 3 x84,2 lb / ft 3 = 4527 lb / jam

= 0,00073 jam = 0,044 menit

4. Menentukan putaran rotary dryer

V πD

(Perry,1997)

N

=

V

= kecepatan putaran linier = 30 –150 ft/menit

(Perry,1997)

diambil 90 ft/menit N

=

90 ft / menit 3,14 x0,695

= 41,2 rpm Range = N x D = 25-35 rpm NxD

= 41,2 x 0,695 = 28,634 rpm

(memenuhi)

5. menghitung power total Hp untuk penggerak rotary dryer = 0,5D2 – D2

(Perry,1997)

2

diambil power = 0,5 D

= 0,5 (0,695)2 = 0,2415 HP = 0,25 HP


LC.20. Crystallizer (CR – 101) Fungsi

: Tempat terbentuknya kristal CMA

Tipe

: Continous Stired Tank Crystallizer (CSTC)

Kondisi operasi : Temperatur = 500C, Tekanan = 1 atm Komponen

F

fraksi

Air

57,6

CaAc

densitas

densitas campuran

995,68

27,39581586

1260,428

0,60208806

1500

903,1320877

775,4

0,37039726

1450

537,0760303

Mgac Jumlah

0,02751468

2093,428

1

1467,603934

Faktor keamanan = 20 %, Waktu tinggal = 1 jam. Volume tangki :

2093,428 kg/jam x1 jam 1467,6 kg/m 3

= 1,426 m3

Volume larutan, Vl

=

Volume tangki, Vt

= (1 + 0,2) x 1,426 m3 = 1,7112 m3

Diameter dan tinggi shell Direncanakan :

-

-

•

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

•

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

Volume shell tangki ( Vs) Vs =

1 π Di2 H 4

Vs =

3 3 πD 8

Volume tutup tangki (Vh) Vh =

-

= 1,1775 D3

π 24

D3

= 0,1309 D3

(Brownell,1959)

Volume tangki (V) V

= Vs + 2Vh

V

= 1,4393 D3

1,7112 m3

= 1,4393 D3 Di3

= 1,1889 m3

Di

= 1,059 m = 3,47 ft

Hs

= 1,5885 m = 5,211 ft


Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 1,059 m Hh

= 0,26475m = 0,868 ft

Ht

= Hs + 2Hh = 3,3245 m

Tebal shell tangki Volume cairan = 1,426 m3 Volume tangki = 1,7112 m3 Tinggi cairan dalam tangki = Tekanan hidrostatik

1,426 m 3 x 3,3245 m = 2,77 m 1,7112m 3

:

P =ρxgxl = 1467,6 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,77 m = 39839 Pa = 0,393psi Faktor kelonggaran = 20 % Tekanan udara luar = 14,696 psi maka : Pdesign = (1,2) (14,696 + 0,393) = 18,1068 psi Joint efficiency (E)

= 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress (S)

= 13.750 psia

(Brownell,1959)

Umur Alat (n)

= 10 tahun

Faktor korosi (CA)

= 0,02 in/tahun

Tebal shell tangki : t=

PD + nCA 2 SE − 1,2 P

t=

(18,1068 psi )(3,47 ft x 12 in / 1 ft ) + 10(0,02) in 2(13.750 psi )(0,8) − 1,2((18,1068 psi ))

(Brownell,1959) = 0,234 in

Maka tebal shell standar yang digunakan ¼ in

(Brownell,1959)

Tebal tutup tangki = tebal shell Maka tebal shell standar yang digunakan ¼ in

(Brownell,1959)

Pengaduk (impeller) Jenis

: flat six blade open turbine (turbin datar enam daun)


Kecepatan putaran (N) = 117,6 rpm = 1,96 rps Pengaduk didesain dengan standar sebagai berikut : Da : Di = 0,3

(Holland, 1989)

W : Di = 0,1

(Holland, 1989)

C : Di = 0,3

(Holland, 1989)

L : Di = 1 : 16

(Holland, 1989)

4 Baffle : J : Di = 0,06

(Holland, 1989)

dimana: Da

= Diameter pengaduk

Di

= Diameter tangki

W

= Lebar daun pengaduk (blade)

C

= Jarak pengaduk dari dasar tangki

J

= Lebar baffle

Jadi: 

Diameter pengaduk (Da) = 0,3 × Di = 0,3 × 1,059 m = 0,3177 m



Lebar daun pengaduk (W) = 0,1 × Di = 0,1 × 1,059 m = 0,1059 m



Tinggi pengaduk dari dasar (C) = 0,3 × Di = 0,3 × 1,1059 m = 0,3177 m



Panjang daun pengaduk (L) = 1/16 x Di = 1/16 x 1,059 m = 0,066 m



Lebar baffle (J) = 0,06 Di = 0,06 × 1,059 m = 0,06354 m

Daya untuk pengaduk Da 2 Nρ Bilangan Reynold (NRe) = μ =

0,3177 2 × 1,96 × 1.467,6 0,034

= 8539 NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: Dari figure 3.4-4 (Geankoplis, 1993), untuk pengaduk jenis flat six blade open turbine dengan 4 baffle, diperoleh Np = 4,2. Maka, P = Np × ρ × N 3 × Da 5

(Geankoplis, 2003)

P = 4,2 × 1467,6 × 1,96 3 × 0,3177 5 = 150,2 J/s x

1 hp 745,7 J/s


= 0,201 hp

Efisiensi motor = 80 % Daya motor (Pm) = P / 0,8 = 0,201 / 0,8 = 0,251 hp Dipilih motor pengaduk dengan daya 0,5 hp Analisa perpindahan panas : Panas yang dipertukarkan di kristaliser Q = 69.228,98 kJ/jam = 65616Btu/jam Pendingin yang digunakan : air Perhitungan LMTD (Δt) Fluida Panas T1 = 140 °F T2 = 50 °F Δt = LMTD =

Fluida dingin Temperatur yang lebih tinggi T2 = 80 °F Temperatur yang lebih rendah T1 = 50°F Δt 2 − Δt 1  Δt ln 1  Δt 2

  

Selisih - 60 = = 24,145 °F  60  ln   5 

Selisih ∆t1 = 60 °F ∆t2 = 0 °F ∆t2 – ∆t1 = -60 °F

Asumsi Ud = 74 Btu/hr ft2 oF Luas permukaan perpindahan panas (A)

=

Qs U D × ∆T

=

65616 74 × 24,125

= 36,75 ft2

LC.21. Evaporator 1 (E-201)


Fungsi

: untuk memekatkan produk kalsium asetat dan magnesium asetat

Bentuk

: Long-tube Vertical Evaporator

Tipe

: Single Effect Evaporator

Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai

: 1¼ in OD Tube 18 BWG, panjang = 20 ft, 2 pass

Fluida panas Laju alir steam masuk

= 2756,304 kg/jam = 6076,5 lbm/jam

Temperatur awal (T1)

= 140°C = 284°F

Temperatur akhir (T2)

= 120°C = 248°F

Fluida dingin Laju alir cairan masuk

= 888 kg/jam = 1957 lbm/jam

Temperatur awal (t1)

= 60°C = 140°F

Temperatur akhir (t2)

= 120°C = 248°F

Panas yang diserap (Q)

= 2.201.286,24 kJ/jam = 2.086.408 Btu/jam

(1) ∆t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas Temperatur yang lebih tinggi T1 = 284°F Temperatur yang lebih rendah T2 = 248°F T1 – T2 = 36°F Selisih

Fluida dingin t2 = 140 °F t1 = 248°F t2 – t1 = 108°F

Selisih ∆t1 = 144°F ∆t2 = 0°F ∆t2 – ∆t1 = 144°F

∆t = (∆t1 + ∆t2) / 2 = (144 + 0) / 2 = 72 oF (2) Tc dan tc Tc =

T1 + T2 284 + 248 = = 266 °F 2 2

tc =

t 1 + t 2 248 + 140 = = 212 °F 2 2

Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi: -

Diameter luar tube (OD) = 1in

-

Jenis tube = 18 BWG

-

Pitch (PT) = 11/4 in triangular pitch

-

Panjang tube (L) = 20 ft


a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin medium organics, diperoleh UD = 200-500, faktor pengotor (Rd) = 0,0015 Diambil UD = 300 Btu/jam⋅ft2⋅°F Luas permukaan untuk perpindahan panas, A=

Q = U D × Δt

2.086.408 Btu/jam = 96,59 ft 2 Btu 300 × 72 o F 2 o jam ⋅ ft ⋅ F

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

(Tabel 10, hal. 843, Kern)

96,59 ft 2 A Jumlah tube, N t = = = 14,7 buah L × a " 20 ft × 0,3271 ft 2 /ft

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 16 tube dengan ID shell 8 in. c. Koreksi UD

A = L × Nt × a" = 20 ft × 16 × 0,3271 ft 2 /ft = 104,64 ft 2

UD =

2.086.408 Btu/jam Q Btu = = 277 2 A ⋅ Δt 104,64 ft × 72°F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F


Fluida panas: sisi shell, steam (3)

Flow area shell Ds × C × B 2 ft 144 × PT '

as =

[Pers. (7.1), Kern]

Ds = Diameter dalam shell = 10 in

at =

16 × 1,04 144 × 2

C′ = Clearance = PT – OD

2

(4′) Kecepatan massa Gt =

W

[Pers. (7.2), Kern]

at

B = Baffle spacing = 8 in PT = Tube pitch = 11/4 in = 1,25 in

= 0,0577 ft

as =

50,25 × 0,3125 × 9 144 × 1,5625

= 0,6281 ft

2

(4) Kecepatan massa

= 1,25 – 1 = 0,25 in Gs =

w

[Pers. (7.2), Kern]

as

Fluida dingin: sisi tube, NaOH (3′) Flow area tube, at′ = 1,04 in2

Gt =

[Tabel 10, Kern] ' Nt × at at = 144 × n Gs =

6076,5

1957

= 3115,74

0,6281

lb m jam ⋅ ft

2

[Pers. (7.48), Kern]

= 9674, 41

0,6281

18 BWG, diperoleh

lb m jam ⋅ ft

2

(5) Bilangan Reynold

ID = 0,902 in = 0,0752 ft Re t =

ID × G t μ

Pada Tc = 266°F µ = 0,013cP = 0,03146 lbm/ft2⋅jam [Gbr. 15, Kern]

Re t =

0,0752 × 3115,74

0,03146

[Pers. (7.3), Kern]

= 7447,66

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1¼ in dan

11/4 tri. pitch, diperoleh de = 0,91in.

jH = 35 pada Ret = 7447,66

De =0,72/12 = 0,06 ft Re s =

Re s =

De × Gs μ

(6′) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh

(7′) Pada tc = 212°F [Pers. (7.3), Kern]

0,06 × 9674, 41

c = 1,01 Btu/lbm⋅°F k = 0,393

= 18.454

0,03146

(5’) Bilangan Reynold

1

[Fig.2, Kern] [Tabel 4, Kern] 1

3  1,01 × 0,03146   c⋅μ   = 0,432   = 0,393  k    3

Pada tc = 212°F µ = 0,013 cP = 0,03146 lbm/ft2⋅jam Dari Tabel 10, Kern, untuk 1¼ in OD,


hi

c⋅μ  (8’) = jH × ×  φt ID  k  hi

1

k

φt

3

(9′) Karena viskositas rendah, maka diambil

ho = 1500 Btu/jam⋅ft ⋅°F

φs = 1

2

φt

=

hi φt

ID OD

x

= 79 x

× 0,432

0,0752

= 79

(9) Kondensasi steam

h io

0,393

= 35 ×

h io =

0,0752

[Kern, 1965] h io φt

× φt

hio = 0,495 × 1 = 0,495

12

= 0,495

(10) Clean Overall coefficient, UC

UC =

h io × h o 1500 × 0,495 = = 0,49 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F h io + h o 1500 + 0,495 [Pers. (6.38), Kern]

(11) Faktor pengotor, Rd

Rd =

U C − U D 0,49 − 277 = = 2,03 U C × U D 0,49 × 277 [Pers. (6.13), Kern]

Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi heater dapat diterima. Pressure drop (1) Untuk Res = 18.454 2

f = 0,0015 ft /in

2

[Gbar. 29, Kern]

Specific volume steam pada Tc = 284°F 3

adalah 28,42 ft /lb ρ=

1

0,035

= 0,00056

62,5

φs = 1 L

Ds = 10/12 = 0,8333 (1) Untuk Ret = 7447,66

28,40

(2) N + 1 = 12 ×

20 = 30 8

[Smith, hal 632]

= 0,035 lb/ft3

specific gravity, s =

N + 1 = 12 ×


f = 0,00015 ft2/in2

[Gbr. 26, Kern]

s = 1,01

[Tabel 6, Kern]

2 f ⋅ Gt ⋅ L ⋅ n (2) ΔPt = 10 5,22 ⋅ 10 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t


B


ΔPt

2 ( 0,00015 )(3115,774 ) (20 )(2 ) = 10 5,22 ⋅ 10 (0,0752 )(1,01)(1) = 0,00001469 psi

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, 1950 pada V

Gt = 3115,774diperoleh

2

=0,001

2g'

2 f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) ΔPs = 10 5,22 ⋅ 10 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φ s

[Pers. (7.44), Kern] ΔPs

2 ( 0,0015 )(9674,41) (10 )(30 ) = 10 5,22 ⋅ 10 (0,0752 )(1,07 )(1) = 0,01 psi

∆Ps yang diperbolehkan = 2 psi ΔPr = =

2 4n V . s 2g' (4).(2)

.0,001

1,07 = 0,00747 psi

∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 0,00747 psi + 0,01 psi = 0,017 psi ∆PT yang diperbolehkan = 2 psi


LC.22. Pompa reaktor (J–101) Fungsi

: memompa larutan dari tangki pencampur ke reaktor

Jenis

: pompa screw

Kondisi operasi

: Temperatur : 500C Tekanan

: 1,5 atm

Laju alir massa (F)

= 2309,053 kg/jam = 1,41 lbm/s

Densitas (ρ)

=1806,07kg/m3

Viskositas (µ)

= 14,48 cP

Laju alir volumetrik, Q =

= 112,7 lbm/ft3 = 0,0096 lbm/ft.s

F 1,41lb m /sec = = 0,0125 ft3/s 3 ρ 112,7lb m / ft

Perencanaan Diameter Pipa pompa : Untuk aliran turbulen (Nre >2100), De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)

Untuk aliran laminar ,

dengan : D = diameter optimum (in) Q = laju volumetrik (ft3/s)

ρ

= densitas (lbm/ft3)

µ

= viskositas (cP)

Asumsi aliran laminar, maka diameter pipa pompa : De = 3,0 × (Q)0,36 × (µ)0,18

(Walas, 1988)

= 3,0 × (0,0125)0,36 × (0,0096)0,18 = 0,269 in Dipilih material pipa commercial steel 3/8 in schedule 40 dengan : - Diameter Dalam (ID) = 0,493 in = 0,041 - Diameter Luar (OD) = 0,675 in = 0,056 ft - Luas penampang pipa (A) = 0,00133 ft2 (inside sectional area) (Geankoplis, 1997 Hal : 892) Kecepatan rata – rata fluida dalam pipa :

v=

Q 0,0125 ft 3 /s = = 9,398 ft/s A 0,00133 ft 2


Sehingga : Bilangan Reynold, N Re =

ρ v D 112,7 × (9,398)× (0,041) = = 452,34 μ 0,0096

Asumsi benar bentuk aliran adalah laminar. Material pipa merupakan commercial steel, maka diperoleh :

ε

= 0,000046

D

(geankoplis,1997) f

= 0,0046

(Foust,1979)

A. Panjang ekivalen total perpipaan (ΣL) Instalasi pipa: − Panjang pipa lurus (L1) = 32,808 ft − 1 buah gate valve fully open ; L

D

= 13

(App. C–2a, Foust, 1979)

L2 = 1 × 13 × 0,041 = 0,533 ft − 4 buah elbow 900 standard (L/D = 30)


L3 = 4 × 30 × 0,041 = 4,92 ft − 1 buah sharp edge entrance K= 0,5 ; L L4 = 0,5 × 20 × 0,041 = 0,41 ft − 1 buah sharp edge exit K = 1,0 ; L

D

D

=20

(Foust, 1979)

= 40 (App.C–2c;C–2d, Foust, 1979)

L5 = 1,0 × 40 × 0,041 = 1,64 ft ΣL

= L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 40,311 ft

B. Friksi Faktor gesekan, ΣF = =

f v 2 ΣL 2 gc D

(0,0046)(9,398)2 (40,311) = 6,2 ft ⋅ lb /lb f m 2(32,174 )(0,041)

(Foust, 1979, App C1 dan C2) C. Kerja yang diperlukan Tinggi pemompaan, ∆z = 40,0000 ft


Static head, Δz

Δv 2 =0 2gc

Velocity head,

Pressure head,

- Wf = Δz

g /lbmm = 3040ft ft.lb ⋅ lb f f/lb gc

∆P

ρ

=0

 v 2  ΔP g  + + ΣF + ∆ gc  2 gcα  ρ

(Foust, 1979)

= 40 ft.lbf /lbm + 0 + 6,2 ft.lbf /lbm = 46,2 ft.lbf /lbm Daya pompa, P =

3 3 Wf × Q × ρ = (46,2 ft.lbf/lbm)(0,0125 ft /s)( 112,7lbm/ft ) 550 ft.lbf/s.hp 550

= 0,118 hp Untuk efisiensi pompa 80 %, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan = (0,118 hp)/(0,8) = 0,1479 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,25 Hp

LC.23. Pompa Tangki Penampungan Sementara (J–201) Fungsi

: memompa larutan hasil reaksi berupa kalsium asetat dan magnesium asetat

Jenis

: pompa screw

Kondisi operasi


: 1 atm

Laju alir massa (F)

= 2138,445 kg/jam = 1,309 lbm/s

Densitas (ρ)

= 1463 kg/m3

= 91,33 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 40,27 cP

= 0,0269 lbm/ft.s



Perencanaan Diameter Pipa pompa : Untuk aliran turbulen (Nre >2100),


De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)



ρ


µ

= viskositas (cP)


(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)



ρ


µ

= viskositas (cP)

Asumsi aliran laminar, maka diameter pipa pompa : De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)

= 3× 0,01430,36 × 91,30,18 = 1,46 in Dipilih material pipa commercial steel 1 1/2 in schedule 40 dengan : - Diameter Dalam (ID) = 1,610 in = 0,134 ft - Diameter Luar (OD) = 1,9 in = 0,015838 ft - Luas penampang pipa (A) = 0,01414 ft2 (inside sectional area) (Geankoplis, 1997 Hal : 892) Kecepatan rata – rata fluida dalam pipa : v=

Q 0,0143 ft 3 /s = = 1,011 ft/s A 0,01414 ft 2


ρ v D 91,33 × (1,011)× (0,134 ) = = 459 μ 0,0269



ε

= 0,000046

D

f

(geankoplis,1997)

= 0,03

(Foust,1979)


D

= 13





D

D

=20

(Foust, 1979)

= 40 (App.C–2c;C–2d, Foust, 1979)

L5 = 1,0 × 40 × 0,134 = 5,36 ft ΣL

= L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 56,124 ft

B. Friksi Faktor gesekan, ΣF = =

f v 2 ΣL 2 gc D

(0,03)(1,011)2 (56,124) = 0,19 ft ⋅ lb /lb f m 2(32,174)(0,134)

(Foust, 1979, App C1 dan C2)

C. Kerja yang diperlukan Tinggi pemompaan, ∆z = 40,0000 ft Static head, Δz Velocity head,

Pressure head,


Δv 2 =0 2gc

∆P

ρ

=0


- Wf = Δz

 v 2  ΔP g  + + ΣF + ∆ gc  2 gcα  ρ

(Foust, 1979)



= 0,095 hp Untuk efisiensi pompa 80 %, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan = (0,095 hp)/(0,8) = 0,12 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = ¼ Hp

LC.24. Pompa filter press (J–202) Fungsi

: memompa larutan asam sulfat dari tangki penampungan sementara ke Filter Press FP-201

Jenis

: pompa screw

Kondisi operasi


: 1 atm

Laju alir massa (F)

= 2138,445 kg/jam = 1,309 lbm/s

Densitas (ρ)

= 1463 kg/m3

= 91,33 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 40,27 cP

= 0,0269 lbm/ft.s




(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)



ρ


µ

= viskositas (cP)



(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)

Untuk aliran laminar , ρ


µ

= viskositas (cP)



(Walas, 1988)

= 3× 0,01430,36 × 91,30,18 = 1,46 in Dipilih material pipa commercial steel 1 1/2 in schedule 40 dengan : - Diameter Dalam (ID) = 1,610 in = 0,134 ft - Diameter Luar (OD) = 1,9 in = 0,015838 ft - Luas penampang pipa (A) = 0,01414 ft2 (inside sectional area) (Geankoplis, 1997 Hal : 892) Kecepatan rata – rata fluida dalam pipa : v=

Q 0,0143 ft 3 /s = = 1,011 ft/s A 0,01414 ft 2


ρ v D 91,33 × (1,011)× (0,134 ) = = 459 μ 0,0269


ε f

D

= 0,000046 = 0,03

(geankoplis,1997) (Foust,1979)

A. Panjang ekivalen total perpipaan (ΣL) Instalasi pipa:


− Panjang pipa lurus (L1) = 32,808 ft − 1 buah gate valve fully open ; L

D

= 13





D

D

=20

(Foust, 1979)

= 40 (App.C–2c;C–2d, Foust, 1979)

L5 = 1,0 × 40 × 0,134 = 5,36 ft ΣL

= L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 56,124 ft

D. Friksi Faktor gesekan, ΣF = =

f v 2 ΣL 2 gc D

(0,03)(1,011)2 (56,124) = 0,19 ft ⋅ lb /lb f m 2(32,174)(0,134)


E. Kerja yang diperlukan Tinggi pemompaan, ∆z = 40,0000 ft Static head, Δz


Δv 2 Velocity head, =0 2gc Pressure head,

- Wf = Δz

∆P

ρ

=0

 v 2  ΔP g  + + ΣF + ∆ gc  2 gcα  ρ

(Foust, 1979)

= 40 ft.lbf /lbm + 0 + 0,19 ft.lbf /lbm = 40,19 ft.lbf /lbm


Daya pompa, P =



LC.25. Pompa Tangki Penetralan (J–203) Fungsi

: memompa hasil filtrat dari tangki penampungan filtrat menuju tangki penetralan agar pH larutan mencapai 8-9

Jenis

: pompa screw

Kondisi operasi


: 1 atm

Laju alir massa (F)

= 2138,445 kg/jam = 1,309 lbm/s

Densitas (ρ)

= 1463 kg/m3

= 91,33 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 40,27 cP

= 0,0269 lbm/ft.s




(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)



ρ


µ

= viskositas (cP)


(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)



ρ


µ

= viskositas (cP)



(Walas, 1988)

= 3× 0,01430,36 × 91,30,18 = 1,46 in Dipilih material pipa commercial steel 1 1/2 in schedule 40 dengan : - Diameter Dalam (ID) = 1,610 in = 0,134 ft - Diameter Luar (OD) = 1,9 in = 0,015838 ft - Luas penampang pipa (A) = 0,01414 ft2 (inside sectional area) (Geankoplis, 1997 Hal : 892) Kecepatan rata – rata fluida dalam pipa : Q 0,0143 ft 3 /s v= = = 1,011 ft/s A 0,01414 ft 2 Sehingga : Bilangan Reynold, N Re =

ρ v D 91,33 × (1,011)× (0,134 ) = = 459 μ 0,0269


ε f

D

= 0,000046

(geankoplis,1997)

= 0,03

(Foust,1979)


D

= 13




L3 = 4 × 30 × 0,134 = 16,08 ft


− 1 buah sharp edge entrance K= 0,5 ; L L4 = 0,5 × 20 × 0,134 = 0,134 ft − 1 buah sharp edge exit K = 1,0 ; L

D

D

=20

(Foust, 1979)

= 40 (App.C–2c;C–2d, Foust, 1979)

L5 = 1,0 × 40 × 0,134 = 5,36 ft ΣL

= L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 56,124 ft

F. Friksi Faktor gesekan, ΣF = =

f v 2 ΣL 2 gc D

(0,03)(1,011)2 (56,124) = 0,19 ft ⋅ lb /lb f m 2(32,174)(0,134)


G. Kerja yang diperlukan Tinggi pemompaan, ∆z = 40,0000 ft Static head, Δz

Δv 2 =0 2gc

Velocity head,

Pressure head,

- Wf = Δz


∆P

ρ

=0

 v 2  ΔP g  + + ΣF + ∆ gc  2 gcα  ρ

(Foust, 1979)





LC.26. Pompa Evaporator 1 (J–205) Fungsi

: memompa larutan asam sulfat dari tangki penetralan ke evaporator 1

Jenis

: pompa screw

Kondisi operasi


: 1 atm

Laju alir massa (F)

= 2756,304 kg/jam = 1,688 lbm/s

Densitas (ρ)

= 1325 kg/m3

= 82,7 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 36 cP

= 0,024 lbm/ft.s


F 1,688lb m /sec = = 0,0204 ft3/s ρ 82,7lb m / ft 3


(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)



ρ


µ

= viskositas (cP)


(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)



ρ


µ

= viskositas (cP)


(Walas, 1988)

= 3,0 × (0,0204)0,36 × (0,024)0,18 = 0,37 in Dipilih material pipa commercial steel 0,5 in schedule 40 dengan :


- Diameter Dalam (ID) = 0,622 in = 0,0516 ft - Diameter Luar (OD) = 0,84 in = 0,07 ft - Luas penampang pipa (A) = 0,00211 ft2 (inside sectional area) (Geankoplis, 1997 Hal : 892) Kecepatan rata – rata fluida dalam pipa : v=

Q 0,0204 ft 3 /s = = 9,66 ft/s A 0,00211 ft 2


ρ v D 82,7 × (9,66 )× (0,0516 ) = =1717 μ 0,024


ε

D

f

= 0,000046

(geankoplis,1997)

= 0,01

(Foust,1979)


D

= 13





D

D

=20

(Foust, 1979)

= 40 (App.C–2c;C–2d, Foust, 1979)

L5 = 1,0 × 40 × 0,0516 = 2,064 ft ΣL

= L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 41,7 ft

B. Friksi Faktor gesekan,


ΣF = =

f v 2 ΣL 2 gc D

(0,03)(9,66)2 (41,7 ) = 35,15 ft ⋅ lb /lb f m 2(32,174 )(0,0516 )


C. Kerja yang diperlukan Tinggi pemompaan, ∆z = 40,0000 ft Static head, Δz

Δv 2 =0 2gc

Velocity head,

Pressure head,

- Wf = Δz


∆P

ρ

=0

 v 2  ΔP g  + + ΣF + ∆ gc 2 g α ρ  c 

(Foust, 1979)





LC.27. Pompa crystallizer (J-206) Fungsi

: memompa larutan dari evaporator ke crystallizer

Jenis

: pompa screw

Kondisi operasi


: 1 atm

Laju alir massa (F)

= 2088,828 kg/jam = 1,279 lbm/s

Densitas (ρ)

= 1468 kg/m3

= 91,64 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 51,3 cP

= 0,034 lbm/ft.s




(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)



ρ


µ

= viskositas (cP)


(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)



ρ


µ

= viskositas (cP)


(Walas, 1988)

= 3,0 × (0,014)0,36 × (0,034)0,18 = 0,351 in Dipilih material pipa commercial steel ½

in schedule 40 dengan :

- Diameter Dalam (ID) = 0,622 in = 0,0518 ft - Diameter Luar (OD) = 0,84 in = 0,07 ft


- Luas penampang pipa (A) = 0,00211 ft2 (inside sectional area) (Geankoplis, 1997 Hal : 892) Kecepatan rata – rata fluida dalam pipa : 0,014 ft 3 /s Q = 6,63 ft/s v= = A 0,00211 ft 2 Sehingga : Bilangan Reynold, N Re =

ρ v D 91,63 × (6,63)× (0,0518) = = 925 μ 0,034


ε

D

= 0,000046

(Geankoplis,1997) f

= 0,018

(Foust,1979)


D L2 = 1 × 13 × 0,0518 = 0,6734 ft

= 13


− 4 buah elbow 900 standard (L/D = 30)



D

D

=20

(Foust, 1979)

= 40 (App.C–2c;C–2d, Foust, 1979)

L5 = 1,0 × 40 × 0,0518 = 2,072 ft ΣL

= L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 41,8 ft



ΣF = =

f v 2 ΣL 2 gc D

(0,018)(6,63)2 (41,8) = 9,92 ft ⋅ lb /lb f m 2(32,174 )(0,0518)



Δv 2 =0 2gc

Velocity head,

Pressure head,

- Wf = Δz


∆P

ρ

=0

 v 2  ΔP g  + + ΣF + ∆ gc 2 g α ρ  c 

(Foust, 1979)





LC.28. Pompa mother liquor (J-207) Fungsi

: memompa mother liquor dari crystallizer ke evaporator

Jenis

: pompa sentrifugal

Kondisi operasi


: 1 atm

Laju alir massa (F)

= 162,874 kg/jam = 0,099 lbm/s

Densitas (ρ)

= 3437 kg/m3

= 214,56 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 42,7 cP

= 0,0286 lbm/ft.s


0,099lb m /sec F = = 0,00046 ft3/s 3 ρ 214,56lb m / ft


(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)



ρ


µ

= viskositas (cP)


(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)



ρ


µ

= viskositas (cP)


(Walas, 1988)

= 3,0 × (0,00046)0,36 × (0,0286)0,18 = 0,099 in Dipilih material pipa commercial steel 1/8 in schedule 40 dengan : - Diameter Dalam (ID) = 0,269 in = 0,0224 ft - Diameter Luar (OD) = 0,405 in = 0,0337 ft


- Luas penampang pipa (A) = 0,0004 ft2 (inside sectional area) (Geankoplis, 1997 Hal : 892) Kecepatan rata – rata fluida dalam pipa : Q 0,00046 ft 3 /s = 1,15 ft/s v= = A 0,0004 ft 2 Sehingga : Bilangan Reynold, N Re =

ρ v D 214,56 × (1,15)× (0,0224 ) = =193,2 μ 0,0286


ε

D

= 0,000046

(Geankoplis,1997) f

= 0,1

(Foust,1979)


D L2 = 1 × 13 × 0,0224 = 0,2912 ft

= 13





D

D

=20

(Foust, 1979)

= 40 (App.C–2c;C–2d, Foust, 1979)

L5 = 1,0 × 40 × 0,0224 = 0,896 ft ΣL

= L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 36,9 ft



ΣF =

f v 2 ΣL 2 gc D

2 ( 0,1)(1,15) (36,9 ) = = 3,38 ft ⋅ lb f /lb m 2(32,174 )(0,0224 )



Δv 2 =0 2gc

Velocity head,

Pressure head,

- Wf = Δz


∆P

ρ

=0

 v 2  ΔP g  + + ΣF + ∆ gc 2 g α ρ  c 

(Foust, 1979)


3 3 Wf × Q × ρ = (43,38 ft.lbf/lbm)(0,00046 ft /s)( 214,56ft ) 550 ft.lbf/s.hp 550


LC.29. Pompa kalsium hidroksida (J-204) Fungsi

: memompa kalsium hidroksida dari tangki ke tangki penambahan Ca(OH)2

Jenis

: pompa sentrifugal

Kondisi operasi


Laju alir massa (F)

: 1 atm

= 724,625 kg/jam = 0,4437 lbm/s


Densitas (ρ)

= 1917 kg/m3

= 119,67 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 16,36 cP

= 0,0109 lbm/ft.s




(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)



ρ


µ

= viskositas (cP)


(Walas, 1988)

De = 3,0 × Q0,36 × µ0,18

(Walas, 1988)



ρ


µ

= viskositas (cP)


(Walas, 1988)

= 3,0 × 0,00370,36 × 0,01090,18 = 0,177 in Dipilih material pipa commercial steel 1/4 in schedule 40 dengan : - Diameter Dalam (ID) = 0,364 in = 0,0303 ft - Diameter Luar (OD) = 0,54 in = 0,045 ft - Luas penampang pipa (A) = 0,00072 ft2 (inside sectional area) (Geankoplis, 1997 Hal : 892) Kecepatan rata – rata fluida dalam pipa :


v=

Q 0,0037 ft 3 /s = = 5,13 ft/s A 0,00072 ft 2


ρ v D 119,67 × (5,13)× (0,0303) = =1706 μ 0,0109


ε

D

f

= 0,000046

(Geankoplis,1997)

= 0,01

(Foust,1979)


D L2 = 1 × 13 × 0,0303 = 0,3939 ft

= 13





D

D

=20

(Foust, 1979)

= 40 (App.C–2c;C–2d, Foust, 1979)

L5 = 1,0 × 40 × 0,0303 = 1,212 ft ΣL

= L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 38,3529 ft



ΣF = =

f v 2 ΣL 2 gc D

(0,01)(5,13)2 (38,3529) = 5,176 ft ⋅ lb /lb f m 2(32,174 )(0,0303)



Δv 2 =0 2gc

Velocity head,

Pressure head,

- Wf = Δz


∆P

ρ

=0

 v 2  ΔP g  + + ΣF + ∆ gc 2 g α ρ  c 

(Foust, 1979)



= 0,036 hp Untuk efisiensi pompa 80 %, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan = (0,036 hp)/(0,8) = 0,045 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,25 Hp LC.30 Heater 1 (E – 101) Fungsi

: Menaikkan temperatur campuran sebelum dimasukkan

ke reaktor R-201 Jenis

: 1 – 2 shell and tube exchanger

Dipakai

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

-

Fluida panas


-

Laju alir steam masuk

= 53,9 kg/jam = 118,8 lbm/jam

Temperatur awal (T1)

= 140 °C

= 284 °F


= 60 °C

= 140 °F


= 2309,253 kg/jam = 5091 lbm/jam


= 25 °C

= 77 °F


= 60 °C

= 140 °F


= 133.815,92 kJ/jam = 126.832,52 Btu/jam

(1) ∆t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1 = 284 °F T2 = 140 °F

Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah

Fluida Dingin t2 = 140 °F t1 = 77 °F

T1 – T2 = 144 °F

Selisih

t2 – t1 = 63 °F

LMTD =

Selisih ∆t1 = 144 °F ∆t2 = 63 °F ∆t2 – ∆t1 = -81 °F

Δt 2 − Δt 1 - 81 = = 97,98 °F  Δt 2   63   ln  ln  144   Δt 1 

R=

T1 − T2 144 = = 2,285 t 2 − t1 63

S=

t 2 − t1 63 = = 0,304 T1 − t 1 284 − 77

Dari Gambar 19, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,93 Maka ∆t = FT × LMTD = 0,93 × 97,98 = 91,12 °F

(1) Tc dan tc Tc =

T1 + T2 284 + 140 = = 212 °F 2 2


tc =

t 1 + t 2 140 + 77 = = 108,5 °F 2 2


Diameter luar tube (OD) = 1 in

-

Jenis tube = 18 BWG

-

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

-


a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin medium organic, diperoleh UD = 5-75, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003. Diambil UD = 110 Btu/jam⋅ft2⋅°F Luas permukaan untuk perpindahan panas, A=

Q = U D × Δt

126.832,52 Btu/jam = 139,2 ft 2 Btu 10 × 91,12 o F jam ⋅ ft 2 ⋅o F


(Tabel 10, Kern)

139,2 ft 2 A Jumlah tube, N t = = = 44,3 buah L × a " 12 ft × 0,2618 ft 2 /ft b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 48 tube dengan ID shell 12 in. c. Koreksi UD A = L × Nt × a" = 12 ft × 48 × 0,2618 ft2/ft = 150,8 ft 2

UD =

Q 126.832,52 Btu/jam Btu = = 9,23 2 A ⋅ Δt 150,8ft x 91,12 °F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F

Fluida panas : steam, tube (3) Flow area tube,at’ = 0,639 in2

N t × a 't at = 144 × n

(Tabel 10, Kern, 1965) (Pers. (7.48), Kern, 1965)


at =

48 × 0,639 = 0,05325 ft 2 144 × 4

(4) Kecepatan massa:

Gt =

Gt =

w at

(Pers. (7.2), Kern, 1965)

118,8 = 2230,98 lbm/jam.ft 2 0,05325

(5) Bilangan Reynold: Pada Tc = 212 °F µ = 0,013 cP = 0,03146 lbm/ft2⋅jam

(Gambar 14, Kern, 1965)

Dari tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh : ID = 0,902 in = 0,0752 ft

Re t =

ID × G t µ

Re t =

0,0752 × 2230,98 0,03146

(Pers.(7.3), Kern, 1965)

= 5332,8

(6)

Taksir jH dari Ganbar 24 Kern (1965), diperoleh jH = 20

(7)

Pada Tc = 212 °F c = 0,18 Btu/lbm.°F


k = 0,0137 Btu/jam lbm ft.°F

 c.µ     k 

(8)

1

3

 0,18 × 0,03146  =  0,0137  

hi k  c.µ  = jH × ×   ID  k  ϕt hi

ϕt

= 20 ×

1

(Tabel 5, Kern, 1965) 1

3

= 0,74

3

0,0137 × 0,74 = 2,69 0,0752


hio

ϕt hio

ϕt

(9)

=

hi

ϕt

×

ID OD

= 2,69 ×

0,902 = 2,43 1

Karena viskositas rendah, maka diambil hio =

hio

ϕt

ϕt = 1

(Kern, 1965)

× ϕt

hio = 2,43 × 1 = 2,43 Btu/jam ft 2 o F

Fluida dingin : bahan, shell (3’) Flow area shell as =

Ds × C' × B 2 ft 144 × PT

(Pers. (7.1), Kern, 1965)

Ds = Diameter dalam shell = 12 in B = Baffle spacing = 8 in PT = Tube pitch = 11/4 in C′ = Clearance = PT – OD = 11/4 – 1 = 0,25 in

as =

12 × 0,25 × 8 = 0,1333 ft 2 144 × 1,25

(4’) Kecepatan massa

Gs =

w as

Gs =

5091 = 38192 lbm/jam.ft2 0,1333

(Pers. (7.2), Kern, 1965)

(5’) Bilangan Reynold Pada tc = 108,5 0F µ = 14,3 cP = 0,0096 lbm/ft2⋅jam


Dari Gambar 28, Kern, untuk 1 in dan 11/4 triangular pitch, diperoleh De = 0,72 in. De = 0,72/12 = 0,06 ft

Re s = Re s =

De × Gs

(Pers. (7.3), Kern, 1965)

µ 0,06 × 38192 0,0096

= 238.700

(6′) Taksir JH dari Gambar 28, Kern, diperoleh JH = 250 (7’) Pada tc = 108,5 0F c = 0,53 Btu/lbm⋅°F k = 0,15 Btu/jam lbm ft.°F

 c.µ     k 

1

3

 0,53 × 0,0096  =  0,15  

h k  c.µ  (8’) o = J H × ×  ϕs De  k  ho

ϕs

= 250 ×

1

1

3

= 0,323

3

0,15 × 0,323 = 201,875 0,06

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

ho =

ho

ϕs

(Kern, 1965)

× ϕ s = 201,875 × 1 = 201,875 Btu/jam ft 2 o F

(10) Clean Overall Coefficient, UC

UC =

h io × h o 2,43 × 201,875 = = 2,4 Btu/jam.ft 2 .°F h io + h o 2,43 + 201,875 (Pers. (6.38), Kern, 1965)

(11) Faktor pengotor, Rd U − U D 2,4 − 9,23 = = 0,198 Rd = C U C × U D 2,4 X 9,23

(Pers. (6.13), Kern, 1965)

Rd hitung ≥ Rd ketentuan, maka spesifikasi pendingin dapat diterima. Pressure drop


Fluida panas : sisi tube (1)

Untuk Ret = 5332,8 f = 0,00023 ft2/in2


s = 1,07

(Tabel 6, Kern, 1965)

φt = 1 (2)

2 f ⋅Gt ⋅L⋅n ΔPt = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ ΔPt =

(3)

(Pers. (7.53), Kern, 1965)

t

(0,00023) × (2230,98) 2 × (12) × (4) = 1,3 x 10-5 psi 10 (5,22 ⋅ 10 ) × (0,0752) × (1,07) × (1)

Dari Gambar 27, Kern, 1965 diperoleh

V

2

2g'

= 0,001

4n V 2 . s 2g' (4).(4) .0,001 = 1,07 = 0,015 psi

ΔPr =

∆PT

= ∆Pt + ∆Pr = 1,3 x 10-5 psi + 0,015 psi = 0,015 psi

∆Pt yang diperbolehkan = 2 psi

Fluida dingin : sisi shell (1′) Untuk Res = 238.700 f = 0,0012 ft2/in2


φs =1 s = 1,07 (2′)

N + 1 = 12 x

L B

N + 1 = 12 x

12 = 18 8

(Pers. (7.43), Kern, 1965)

Ds = 8/12 = 0,666 ft


f. G 2 . D . (N + 1) s s ∆P = s 10 5,22.10 . D .s. ϕ e s

(3′)

∆P = s

(Pers. (7.44), Kern, 1965)

0,0012 × (38192) 2 × (0,666) × (18) = 6,26 x10-3 psi 5,22.1010 × (0,06) × (1,07) × (1)

∆Ps yang diperbolehkan = 2 psi

LC.31 Cooler 1 (E – 101) Fungsi

: Menurunkan temperatur campuran sebelum dimasukkan

ke crystalliizer Jenis

: 1 – 2 shell and tube exchanger

Dipakai

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

-

-

Fluida panas Laju alir fluida masuk Temperatur awal (T1)

= 2088,828 kg/jam = 4605 lbm/jam = 120 °C = 248 °F


= 80 °C

= 176 °F


= 679 kg/jam = 1497 lbm/jam


= 25 °C

= 77 °F


= 80 °C

= 176 °F


= 99.564 kJ/jam = 94.368 Btu/jam

(2) ∆t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1 = 248 °F T2 = 176 °F

Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah

Fluida Dingin t2 = 176 °F t1 = 77 °F

T1 – T2 = 72 °F

Selisih

t2 – t1 = 99 °F

Selisih ∆t1 = 72 °F ∆t2 = 99 °F ∆t2 – ∆t1 = -27 °F


LMTD =

Δt 2 − Δt 1 27 = = 84,78 °F  Δt 2   99   ln  ln  72   Δt 1 

R=

T1 − T2 72 = = 0,72 t 2 − t 1 99

S=

t 2 − t1 99 = = 0,57 T1 − t 1 248 - 77

Dari Gambar 19, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,98 Maka ∆t = FT × LMTD = 0,98 × 84,78 = 83 °F

(2) Tc dan tc Tc =

T1 + T2 248 + 176 = = 212 °F 2 2

tc =

t 1 + t 2 77 + 176 = = 126,5 °F 2 2


Diameter luar tube (OD) = ¾ in

-

Jenis tube = 18 BWG

-

Pitch (PT) = 1 in triangular pitch

-


d. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas medium organic dan fluida dingin air dingin, diperoleh UD = 5-75, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003. Diambil UD = 20 Btu/jam⋅ft2⋅°F Luas permukaan untuk perpindahan panas, A=

Q = U D × Δt

94.368 Btu/jam = 113,7 ft 2 Btu 10 × 83 o F 2 o jam ⋅ ft ⋅ F


(Tabel 10, Kern)


Jumlah tube, N t =

113,7 ft 2 A = = 36,2 buah L × a " 12 ft × 0,2618 ft 2 /ft

e. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 40 tube dengan ID shell 10 in. f. Koreksi UD A = L × Nt × a" = 12 ft × 40 × 0,2618 ft2/ft = 125,664 ft 2

UD =

Q 94.368 Btu/jam Btu = = 9,04 2 A ⋅ Δt 125,664 ft x 83 °F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F

Fluida panas : medium organic, shell (3) Flow area tube,at’ = 0,639 in2

at =

N t × a 't 144 × n

at =

40 × 0,639 = 0,044 ft 2 144 × 4

(Tabel 10, Kern, 1965) (Pers. (7.48), Kern, 1965)

(4) Kecepatan massa:

Gt =

Gt =

w at

(Pers. (7.2), Kern, 1965)

4605 = 104.659jam.ft 2 0,044

(5) Bilangan Reynold: Pada Tc = 212 °F µ = 38,3 cP = 92,6 lbm/ft2⋅jam Dari tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh : ID = 0,902 in = 0,0752 ft

Re t =

ID × G t µ

Re t =

0,0752 × 104.659 = 85 92,6

(Pers.(7.3), Kern, 1965)


(9)

Taksir jH dari Ganbar 24 Kern (1965), diperoleh jH = 1

(10) Pada Tc = 320 °F c = 0,5 Btu/lbm.°F


k = 0,15 Btu/jam lbm ft.°F

 c.µ     k 

1

3

 0,5 × 92,6  =   0,15 

h k  c.µ  (11) i = jH × ×   ID  k  ϕt hi

ϕt

= 1×

hio

ϕt hio

ϕt

(9)

=

hi

ϕt

1

1

3


= 6,758

3

0,15 × 6,758 = 13,48 0,0752 ×

ID OD

= 13,48 ×

0,0752 = 12,21 0,083

Karena viskositas rendah, maka diambil hio =

hio

ϕt

ϕt = 1

(Kern, 1965)

× ϕt

hio = 12,21 × 1 = 12,21 Btu/jam ft 2 o F

Fluida dingin : air pendingin, tube (3’) Flow area shell as =

Ds × C' × B 2 ft 144 × PT

(Pers. (7.1), Kern, 1965)

Ds = Diameter dalam shell = 10 in B = Baffle spacing = 8 in PT = Tube pitch = 1 in C′ = Clearance = PT – OD = 1 – ¾ = 0,25 in as =

10 × 0,25 × 8 = 0,1388 ft 2 144 × 1


(4’) Kecepatan massa

Gs =

w as

Gs =

1497 = 10.785 lbm/jam.ft2 0,1388

(Pers. (7.2), Kern, 1965)

(5’) Bilangan Reynold Pada tc = 126,5 0F (gbr 14 kern) µ = 0,3 cP = 0,725 lbm/ft2⋅jam Dari Gambar 28, Kern, untuk 1 in dan 11/4 triangular pitch, diperoleh De = 0,72 in. De = 0,72/12 = 0,06 ft

Re s = Re s =

De × Gs

(Pers. (7.3), Kern, 1965)

µ 0,06 × 10785

= 892,5

0,725

(6′) Taksir JH dari Gambar 28, Kern, diperoleh JH = 3 (7’) Pada tc = 126,5 0F c = 1 Btu/lbm⋅°F k = 0,36 Btu/jam lbm ft.°F

 c.µ     k 

1

3

 1 × 0,725  =   0,36 

1

h k  c.µ  (8’) o = J H × ×  ϕs De  k  ho

ϕs

= 3×

3

1

= 1,26

3

0,36 × 1,26 = 22,68 0,06

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

(Kern, 1965)


ho =

ho

ϕs

× ϕ s = 22,68 × 1 = 22,68 Btu/jam ft 2 o F

(10) Clean Overall Coefficient, UC

UC =

h io × h o 12,21 × 22,68 = = 7,93 Btu/jam.ft 2 .°F h io + h o 12,21 + 22,68 (Pers. (6.38), Kern, 1965)

(11) Faktor pengotor, Rd U − U D 7,93 − 9,04 Rd = C = = 0,015 U C × U D 7,93 X 9,04

(Pers. (6.13), Kern, 1965)

Rd hitung ≥ Rd ketentuan, maka spesifikasi pendingin dapat diterima. Pressure drop Fluida panas : sisi shell (1)

Untuk Ret = 85 f = 0,009 ft2/in2


s=1


φt = 1 (2)

2 f ⋅Gt ⋅L⋅n ΔPt = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ ΔPt =

(3)

(Pers. (7.53), Kern, 1965)

t

(0,009) × (104.569) 2 × (12) × (4) = 1,203 psi (5,22 ⋅ 1010 ) × (0,0752) × (1) × (1)

Dari Gambar 27, Kern, 1965 diperoleh

V

2

2g'

= 0,06

4n V 2 . ΔPr = s 2g' (4).(4) .0,06 = 1 = 0,48 psi ∆PT

= ∆Pt + ∆Pr = 0,48 psi + 0,196 psi = 0,676 psi

∆Pt yang diperbolehkan = 2 psi


Fluida dingin : sisi tube (1′) Untuk Res = 892,5 f = 0,003 ft2/in2


φs =1 s=1 (2′)

N + 1 = 12 x

L B

N + 1 = 12 x

12 = 18 8

(Pers. (7.43), Kern, 1965)

Ds = 8/12 = 0,66 ft (3′)

f. G 2 . D . (N + 1) s s ∆P = s 10 5,22.10 . D .s. ϕ e s

(Pers. (7.44), Kern, 1965)

0,003 × (10.785) 2 × (0,66) × (18) = 1,23x10-3 psi ∆P = s 5,22.1010 × (0,06) × (1,07) × (1)

∆Ps yang diperbolehkan = 2 psi


LC.30 Kompresor (C-101) Fungsi

: Menaikkan tekanan gas buangan furnace sebelum

dimanfaatkan didalam waste heat boiler Jenis

: Reciprocating compressor

Jumlah

: 1 unit dengan 1 stage

 p  ( k −1) / k  3,03 × 10 −5 k hp = p1q fmi  2  − 1 (k - 1).η   p1 

dimana:

qfm i

(Timmerhaus,2004)

= laju alir (ft3/menit)

P1 = tekanan masuk = 101,325 kPa

= 2116,2240 lbf/ft2

P2 = tekanan keluar

= 7518,782 lbf/ft2

= 360 kPa

η= efisiensi kompresor = 75 % k= rasio panas spesifik = 1,4 Data: Laju alir massa

= 43,927 kg/jam

ρcampuran

= 3458 kg/m3 = 215,88 lbm/ft3

Laju alir volum (qfm i)= =

1 ft 3 43,927 kg / jam m3 0 , 0127 = × jam 0,02831685 m 3 3458 kg / m 3

= 0,448 ft3/menit = 0,00747 ft3/detik  7518,782  (1, 4−1) / 1, 4  3,03 × 10 −5 × 1,4 2 3 − 1 hp = (2116,2240 lbf/ft ) × (0,00747 ft /mnt)   (1,4 - 1) × 0,75  2116,2240   = 0,032

Jika efisiensi motor adalah 75 %, maka : P=

0,032 = 0,427 hp 0,75

Maka dipilih kompresor dengan daya 0,5 Hp. Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan : De = 3,9 (Q)0,45( ρ )0,13

(Timmerhaus,2004)


= 3,9 (0,00747 ft3/detik)0,45(215,88 lbm/ft3) 0,13 = 0,865 in

Dipilih material pipa commercial steel 1 inchi Sch 100 : •

Diameter dalam (ID)

= 1,125 in

= 0,09375 ft

•

Diameter luar (OD)

= 1,5 in

= 0,125 ft

(Brownell, 1959)


LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTILITAS

1. Screening (SC) Fungsi

: menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: bar screen

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : stainless steel Kondisi operasi: - Temperatur

= 25°C

- Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3

Laju alir massa (F)

(Geankoplis, 1997)

=

3989,4 kg/jam 3989,4 kg / jam × 1 jam / 3600s = = 0,0011 m3/s 996,24 kg / m 3

Laju alir volume (Q)

Dari tabel 5.1 Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater Ukuran bar: Lebar bar = 5 mm; Tebal bar = 20 mm; Bar clear spacing = 20 mm; Slope = 30°

Direncanakan ukuran screening: Panjang screen

= 2m

Lebar screen

= 2m

Misalkan, jumlah bar = x Maka,

20x + 20 (x + 1) = 2000 40x = 1980 x = 49,5 ≈ 50 buah

Luas bukaan (A2) = 20(50 + 1) (2000) = 2.040.000 mm2 = 2,04 m2 Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan Cd = 0,6 dan 30% screen tersumbat.


Q2

Head loss (∆h) =

2

2 g Cd A 2

2

=

(0,0011) 2 2 (9,8) (0,6) 2 (2,04) 2

= 4,213.10-7 m dari air = 0,0004213 mm dari air

2000

2000

20

Gambar LD-1: Sketsa sebagian bar screen , satuan mm (dilihat dari atas)

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

:1

Jenis

: beton kedap air

Data : : temperatur = 25 oC

Kondisi penyimpanan

tekanan

= 1 atm

Laju massa air

: F = 3989,4 kg/jam = 2,44311 lbm/s

Densitas air

:

996,24 kg/m3

Laju air volumetrik, Q =

= 62,1936 lbm/ft3

F 2,44311 lbm/s = = 0,0393 ft 3 /s ρ 62,1936 lbm/ft 3

= 0,0011 m3/s = 2,3568 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) :

υ 0 = 1,57 ft/min atau 8 mm/s Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi : Kedalaman tangki 12 ft


Lebar tangki 2 ft

Kecepatan aliran v =

Q 2,3568 ft 3 /min = = 0,0982 ft/min At 12 ft x 2 ft

Desain panjang ideal bak :

 h L = K   υ0

  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) . 0,0982 = 0,9382 ft

Diambil panjang bak = 1 ft = 0,3048 m Uji desain : Waktu retensi (t) : t =

Va Q

= panjang x lebar x tinggi laju alir volumetrik (10 x 1 x 2) ft 3 = 8,4859 menit 2,3568 ft 3 / min

=

Desain diterima ,dimana t diizinkan 6 – 15 menit (Kawamura, 1991).

Surface loading :

Q laju alir volumetrik = A luas permukaan masukan air 3 3 = 2,3568 ft /min (7,481 gal/ft ) 2 ft x 2 ft

= 4,4079 gpm/ft2 Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 – 10 gpm/ft2 (Kawamura, 1991). Headloss (∆h); bak menggunakan gate valve, full open (16 in) : ∆h = K v2 2g = 0,12 [0,0982 ft/min. (1min/60s) . (1m/3,2808ft) ]2


2 (9,8 m/s2) = 0,00000299 m dari air.

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

: Membuat larutan alum [Al2(SO4)3]

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C Jumlah

: 1

Data: Kondisi pelarutan: Temperatur = 25°C Tekanan Al2(SO4)3 yang digunakan

= 1 atm = 50 ppm

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

= 0,1995 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30 % = 1363 kg/m3 = 85,0889 lbm/ft3 Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 %

(Perry, 1999)

Perhitungan: Ukuran Tangki Volume larutan, Vl =

0,1995 kg/jam × 24 jam/hari × 30 hari 0,3 × 1363 kg/m 3

= 0,3512 m3 Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,3512 m3 = 0,4215 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3


1 πD 2 H 4 1 3  0,4215 m 3 = πD 2  D  4 2  3 0,4215 m 3 = πD 3 8 V=

Maka:

D = 0,71 m ; H = 1,065 m


=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder

(0,3512)(1,065) (0,4215)

= 0,8875 m = 2,911 ft

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 1363 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,8875 m = 11.8550 Pa = 11,855 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 11,855 kPa + 101,325 kPa = 113,18 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (118,839 kPa) = 118,839 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD 2SE − 1,2P (118,839 kPa)( 0,71 m) = 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(118,839 kPa) = 0,0006 m = 0,0238 in

t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0238 in + 1/8 in = 0,1488 in


Daya Pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

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

; Da = 1/3 x 0,71 m = 0,2367 m

E/Da = 1

; E = 0,2367 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,2367 m = 0,0592 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,2367 m = 0,0473 m

J/Dt

; J = 1/12 x 0,2367 m = 0,0592 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 =

N Re =

ρ N (D a )2 μ

(Geankoplis, 1997)

(85,0889)(1)(0,2367 x3,2808)2 6,72 ⋅ 10 − 4

= 76341

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: K .n 3 .D a ρ P= T gc

(McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)

5


6,3 (1 put/det) 3 .(0,2367 × 3,2808 ft) 5 (85,0889 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2 1Hp = 4,7028 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det = 0,0086 Hp

P=

Efisiensi motor penggerak = 80 % Daya motor penggerak =

0,0086 = 0,0107 hp 0,8

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

: Membuat larutan soda abu (Na2CO3)

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C Jumlah

: 1

Data : Kondisi pelarutan : Temperatur = 25°C Tekanan

= 1 atm

Na2CO3 yang digunakan

= 27 ppm

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

= 0,0177 kg/jam

Densitas Na2CO3 30 %

= 1327 kg/m3 = 82,845 lbm/ft3

Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 %

(Perry, 1999)

Perhitungan Ukuran Tangki Volume larutan, Vl =

0,1077 kg/jam × 24 jam/hari × 30 hari 0,3 × 1327 kg/m 3

= 0,1948 m3 Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,1948 m3 = 0,2337 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3


1 πD 2 H 4 1 3  0,2337 m 3 = πD 2  D  4 2  3 0,2337 m 3 = πD 3 8 V=

Maka:

D = 0,5833 m ; H =0,875 m


=


(0,1948)(0,875) (0,2337)

= 0,7292 m = 2,3923 ft

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 1327 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7292 m = 9.482,71 Pa = 9,4827 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 9,4827 kPa + 101,325 kPa = 110,8077 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (110,8077 kPa) = 116,3481 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD 2SE − 1,2P (116,3481 kPa) (0,5833 m) = 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(116,3481 kPa) = 0,0005 m = 0,0192 in

t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,0192 in + 1/8 in = 0,1442 in




Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 x 0,5833 m = 0,1944 m

E/Da = 1

; E = 0,5833 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,5833 m = 0,0486 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,5833 m = 0,0389 m

J/Dt

; J

= 1/12

= 1/12 x 0,5833 m = 0,0486 m


= lebar baffle

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

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, N Re = N Re

ρ N (D a )2 μ

2 ( 82,845)(1)(0,1944 x3,2808) =

3,69 ⋅ 10 − 4

(Geankoplis, 1997) = 91.370

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: K T .n 3 .D a ρ P= gc

( McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)

5

6,3.(1 put/det) 3 .(3,2808 × 0,1944 ft) 5 (82,845 lbm/ft 3 ) P= 32,174 lbm.ft/lbf.det 2 1hp = 1,7140 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det = 0,031 hp


Efisiensi motor penggerak = 80 % Daya motor penggerak =

0,031 = 0,0039 hp 0,8

5. Clarifier (CL) Fungsi

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

Tipe

: External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk

: Circular desain

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C Data: Laju massa air (F1)

= 3989,4 kg/jam

Laju massa Al2(SO4)3 (F2)

= 0,1995 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3)

= 0,1077 kg/jam

Laju massa total, m

= 3989,7072 kg/jam = 1,1083 kg/detik

Densitas Al2(SO4)3

= 2.710 kg/m3

(Perry, 1999)

Densitas Na2CO3

3

= 2.533 kg/m

(Perry, 1999)

Densitas air

= 996,2 kg/m3

(Perry, 1999)

Reaksi koagulasi: Al2(SO4)3 + 3 Na2CO3 + 3 H2O → 2 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 3CO2 Perhitungan: Dari Metcalf & Eddy, 1984, diperoleh : Untuk clarifier tipe upflow (radial): Kedalaman air = 3-10 m Settling time = 1-3 jam Dipilih : kedalaman air (H) = 3 m, waktu pengendapan = 1 jam Diameter dan Tinggi clarifier Densitas larutan,

ρ=

(12.594,5417 + 0,6297 + 0,3401 ) 12.594,5417 0,6297 0,3401 + + 996,2 2.710 2.533


ρ = 996,2478 kg/m3 = 0,9962 gr/cm3 Volume cairan, V =

3989,7072 kg / jam × 1 jam = 4,0047 m 3 996,2478

V = 1/4 π D2H 4V 1 / 2  4 × 4,0047  D= ( ) =  πH  3,14 × 3 

1/ 2

= 1,3040 m

Maka, diameter clarifier = 1,3040m Tinggi clarifier

= 1,5 D = 1,9561 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 996,2478 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2 m = 19,526 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 19,526 kPa + 101,325 kPa = 120,8515 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (120,8515 kPa) = 126,894 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959)


t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,0572 in + 1/8 in = 0,1882 in

Desain torka yang diperlukan untuk operasi kontinu yang diperlukan untuk pemutaran (turnable drive) :

(Azad, 1976)

T, ft-lb = 0,25 D2 LF Faktor beban (Load Factor) : 30 lb/ft arm (untuk reaksi koagulasi sedimentasi ) Sehingga :

T = 0,25 [(1,5971 m).(3,2808 ft/m) ]2.30 T = 205,9182 ft-lb


Daya Clarifier P = 0,006 D2 dimana:

(Ulrich, 1984)

P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006 × (1,5971)2 = 0,0153 kW = 0,0205 Hp

6. Tangki Filtrasi (TF) Fungsi

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

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C Jumlah

: 1

Data : Kondisi penyaringan : Temperatur = 25°C Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 3989,4 kg/jam

Densitas air

= 996,24 kg/m3 = 62,195 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

Tangki filter dirancang untuk penampungan ¼ jam operasi. Direncanakan volume bahan penyaring =1/3 volume tangki

Ukuran Tangki Filter Volume air, Va =

3989,4 kg/jam × 0,25 jam 996,24 kg/m 3

= 1,0011 m3

Volume total = 4/3 x 1,0011 m3 = 1,3348 m3 Faktor keamanan 20 %, volume tangki = 1,05 x 1,3348 = 1,4016 m3 -

Volume silinder tangki (Vs) =

π.Di 2 Hs 4

Direncanakan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 1 Vs =

3π .Di 3 4


1,4016 m3 =

3π .Di 3 4

Di = 1,0844 m;

H = 3,2533 m

Tinggi penyaring = ¼ x 3,2533 m = 0,8133 m Tinggi air = ¾ x 3,2533 m = 2,44 m Perbandingan tinggi tutup tangki dengan diameter dalam adalah 1 : 4 Tinggi tutup tangki = ¼ (1,0844) = 0,2711 m Tekanan hidrostatis, Pair = ρ x g x l = 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,44 m = 23.821,9453 Pa = 23,821 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 23,821 kPa + 101,325 kPa = 125,1469 kPa Maka, Pdesign = (1,05) (125,1469 kPa) = 131,4043 kPa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12,650 psia = 87218,714 kP

(Brownell,1959) (Brownell,1959)

Tebal shell tangki : PD 2SE − 1,2P (131,4043 kPa) (1,0844 m) = (87.218,714 kPa)(0,8) − 0,6.(131,4043 kPa) = 0,001 m = 0,0402 in

t=

Faktor korosi

= 1/8 in



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

: Menampung air untuk didistribusikan

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi penyimpanan

: Temperatur 25°C dan tekanan 1 atm

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : Temperatur

= 25 oC

Laju massa air

= 3989,4 kg/jam = 2,4431 lbm/s

Densitas air

= 996,24 kg/m3 = 62,1936 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

Kebutuhan perancangan = 3 jam Perhitungan Ukuran Tangki : Volume air, Va =

3989,4 kg/jam × 3 jam = 12,0134 m3 3 996,24 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2 × 12,0134 m3 = 14,416 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 5 : 6

1 πD 2 H 4 1 6  14,416 m 3 = πD 2  D  4 5  3 14,416 m 3 = πD 3 10 V=

D = 2,4827 m ; Tinggi cairan dalam tangki

H = 2,9793 m =


=

(12,0134 )(2,9793) = 2,4827 m = 8,145 ft (14,4160)

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l

= 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,4827 m = 24.239,3956 Pa = 24,239 kPa


Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 24,239 + 101,325 kPa = 125,5644 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05)( 125,5644) = 131,8426 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

t=

PD 2SE − 1,2P

t=

(131,8426 kPa) (2,4827 m) 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(131,8426 kPa)

= 0,0023 m = 0,1250 in Faktor korosi = 1/8 in. Tebal shell yang dibutuhkan = 0,1250 in + 1/8 in = 0,2175 in

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

: menampung air untuk didistribusikan ke domestik

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi operasi : Temperatur

= 25°C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 850 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 24 jam Faktor keamanan

= 20 %

Perhitungan: a. Volume tangki Volume air, Va =

850 kg/jam × 24 jam = 20,4885 m3 995,68 kg/m 3

Volume tangki, Vt = 1,2 × 20,4885 m3 = 24,5862m3


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

1 πD 2 H 4 1 3  24,5862 m 3 = πD 2  D  4 2  3 24,5862 m 3 = πD 3 8 V=

Maka, D = 2,7537 m H = 4,1305 m Tinggi air dalam tangki =

20,4885 m 3 x 4,1035 m = 3,4421 m 24,5862 m 3

c. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = ρxgxl = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,4421 m = 33,5866 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 33,5866 kPa + 101,325 kPa = 134,9116 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (134,9116 kPa) = 141,6572 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

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

(Brownell,1959)


t=

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,112 in + 1/8 in = 0,2352 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

(Brownell,1959)


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

: Membuat larutan asam sulfat

Bentuk


Bahan konstruksi : Low Alloy Steel SA–203 grade A Kondisi pelarutan : Temperatur = 25°C ; Tekanan = 1 atm H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 5 % (% berat) Laju massa H2SO4

= 1,08 kg/jam

Densitas H2SO4

= 1.061,7 kg/m3 = 66,2801 lbm/ft3


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 %

(Perry, 1999)

Ukuran Tangki Volume larutan, Vl =

1,08 kg/jam × 30 hari × 24 jam = 14,6482 m3 0,05 × 1061,7 kg/m 3

Volume tangki, Vt = 1,2 × 14,6482 m3 = 17,5778 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 3 : 4

1 πD 2 H 4 1 4  17,5778 m 3 = πD 2  D  4 3  1 17,5778 m 3 = πD 3 3 V=

Maka: D = 2,5609 m ; H = 3,4145 m Tinggi larutan H2SO4 dalam tangki = =


14,6482 × 3,4145 17,5778

= 2,8454 m Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 1061,7 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,8454 m = 29.605,4144 Pa = 29,605 kPa


Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 29,605 kPa + 101,325 kPa = 130,9304 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (137,4769 kPa) = 137,4769 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)


t=

Faktor korosi

= 1/8 in




Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 x 2,5609 m = 0,8536 m

E/Da = 1

; E = 0,8536 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 2,5609 = 0,2134 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 2,5609 m = 0,1707 m

J/Dt

; J = 1/12 x 2,5609 m = 0,2134 m

= 1/12

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas H2SO4 5 % = 0,012 lbm/ft⋅detik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, ρ N (D a ) = μ

2

N Re

N Re =

(Geankoplis, 1983)

(66,2801)(1) (0,8536 x3,2808) 2 0,012

= 43.320

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:


K T .n 3 .D a ρ gc 5

P=

(McCabe, 1999)

KT = 6,3

(McCabe, 1999)

6,3 (1 put/det) 3 .(0,8536 × 3,2808 ft) 5 (66,2801 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2 1Hp = 2.235 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det = 4,0652 Hp

P=

Efisiensi motor penggerak = 80 %

4,0652 = 5,0814 hp 0,8

Daya motor penggerak =

10. Penukar Kation/Cation Exchanger (CE) Fungsi

: Mengurangi kesadahan air

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi penyimpanan : Temperatur = 25°C Tekanan

= 1 atm

Data : Laju massa air

= 2750 kg/jam =

12,1603 lbm/detik

3

= 996,24 kg/m = 62,195 lbm/ft3

Densitas air

(Geankoplis,1997)


= 20 %

Ukuran Cation Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar kation

= 3 ft = 0,6096 m

- Luas penampang penukar kation = 3,14 ft2 Tinggi resin dalam cation exchanger = 2,5 ft = 0,7620 m Tinggi silinder = 1,2 × 2,5 ft = 3,0 ft Diameter tutup = diameter tangki = 1 ft


Rasio axis = 2 : 1 Tinggi tutup =

1  0,6096   = 0,1524 ft  2 2 

(Brownell,1959) Sehingga, tinggi cation exchanger = 2,0x 0,9144 ft + 0,1524 ft = 1,9812 ft

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7620 m = 7439,6123 Pa = 7,4396 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 7,4396 kPa + 101,325 kPa = 108,7646 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (108,7646 kPa) = 114,2028 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)

Tebal shell tangki: PD 2SE − 1,2P (114,2028 kPa) (0,6096m) = 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(114,2028 kPa) = 0,0005 m = 0,0197 in

t=

Faktor korosi

= 1/8 in


11. Tangki Pelarutan NaOH (TP-04) Fungsi

: Tempat membuat larutan NaOH

Bentuk


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

:1

Data : Laju alir massa NaOH

= 0,778 kg/hari

Waktu regenerasi

= 24 jam


NaOH yang dipakai berupa larutan 4% (% berat) Densitas larutan NaOH 4% = 1518 kg/m3 = 94,7689 lbm/ft3 (Perry, 1999) Kebutuhan perancangan = 30 hari Faktor keamanan = 20%,

Perhitungan Ukuran Tangki Volume larutan, (V1) =

(0,778 kg / hari )(30 hari ) (0,04)(1518 kg / m 3 )

= 0,738 m3

= 1,2 x 0,738 m3 = 0,8856 m3

Volume tangki

Volume silinder tangki (Vs)

=

π Di 2 Hs 4

(Brownell,1959)

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 2

Maka :

π Di 2 Hs = 0,8856 m3 Vs = 4 Di = 0,9094 m Hs = 3/2 x 0,9094 = 1,3641 m

Tinggi cairan dalam tangki

=


=

(0,738 m 3 )(1,3641 m) 0,8856 m 3

= 1,1368 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 1518 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,1368 m = 16,9111 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 16,9111 kPa + 101,325 kPa = 118,2361 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (118,2361kPa)


= 124,1479 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

PD 2SE − 1,2P (124,1479 kPa) (0,9094m) = 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(124,1479 kPa)

t=

= 0,0008 m = 0,0319 in Faktor korosi

= 1/8 in




Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 x 0,9094 m = 0,3031 m

E/Da = 1

; E = 0,3031 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,9094 m = 0,0758 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,9094 m = 0,0606 m

J/Dt

; J = 1/12 x 0,9094 m = 0,0758 m

= 1/12


= lebar baffle

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

(Othmer, 1967)


ρ N (D a )2 μ

(Geankoplis, 1997)


N Re =

(94,7689 )(1)(0,9945)2

= 217.884

4,302 ⋅ 10 − 4

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: K T .n 3 .D a ρ gc 5

P=

( McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)

6,3.(1 put/det) 3 .(0,9945 ft) 5 (94,7689 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2 1hp = 18,05 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det = 0,0328 hp

P=

Efisiensi motor penggerak = 80 %

0,0328 = 0,0410 hp 0,8

Daya motor penggerak =

12. Tangki Penukar Anion (anion exchanger) (AE) Fungsi

: Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder tegak dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, Grade B Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 250C Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 2750 kg/jam

Densitas air

= 996,24 kg/m3

(Geankoplis, 1997)


= 20 %

Ukuran Anion Exchanger Dari Tabel 12.3, The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar anion

= 3 ft = 0,9144 m

- Luas penampang penukar anion

= 9,6 ft2

Tinggi resin dalam anion exchanger = 2,5 ft


Tinggi silinder = 1,2 × 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m Diameter tutup = diameter tangki = 0,3048 m Rasio axis = 2 : 1 Tinggi tutup =

1  0,9144   = 0,2286 m  2 2 

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi anion exchanger = 2x0,9144 + ( 0,2286 ) = 2,0574 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7620 m = 7439,6123 Pa = 7,4396 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 7,4396 kPa + 101,325 kPa = 108,7646 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (108,7646 kPa) = 114,2028 kPa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell, 1959) (Brownell, 1959)

Tebal shell tangki: PD 2SE − 1,2P (114,2028 kPa) (0,3048m) = 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(114,2028 kPa) = 0,0005 m = 0,0197 in

t=

Faktor korosi

= 1/8 in



13. Deaerator (DE) Fungsi

: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 50 0C Tekanan

Kebutuhan Perancangan :

= 1 atm 24 jam

Laju alir massa air = 2750 kg/jam Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3

Faktor keamanan

= 20 %

= 62,1936 lbm/ft3

(Perry, 1999)

a. Perhitungan Ukuran Tangki : Volume air, Va =

2750 kg/jam × 24 jam = 66,2491 m3 3 996,24 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2 × 66,2491 m3 = 79,4989 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

1 πD 2 H 4 1 3  79,4989 m 3 = πD 2  D  4 2  3 79,4989 m 3 = πD 3 8 V=

Maka: D = 4,0719 m ; H = 6,1079 m Tinggi cairan dalam tangki

=

66,2491 x 6,1079 = 7,9058 m 79,4989

b. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 4,0719 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1 1 x 4,0719 m = 1,018 m 4 Tinggi tangki total = 6,1079 x 2(1,018) = 8,1439 m

Tinggi tutup =

(Brownell,1959)

c. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = ρxgxl


= 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 8,1439 m = 49,6936 Pa = 49,6936 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 49,6936 kPa + 101,325 kPa = 151,0186 kPa Faktor kelonggaran

= 5%

Maka, Pdesign = (1,05) (151,0186 kPa) = 158,5695 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12.650 psia = 87.208,714 kP

(Brownell,1959)


t=

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1824 in + 1/8 in = 0,3074 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in

(Brownell,1959)

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

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

: Membuat larutan kaporit [Ca(ClO)2]

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C

Kondisi operasi: Temperatur

= 25 °C

Tekanan

= 1 atm

Ca(ClO)2 yang digunakan

= 2 ppm

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

= 0,0024 kg/jam

Densitas Ca(ClO)2 70 %

= 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3


= 90 hari

(Perry, 1997)


= 20 %

Faktor keamanan

Perhitungan a. Ukuran Tangki Volume larutan, Vl =

0,0024 kg / jam × 24 jam / hari × 90 hari = 0,0058 m3 3 0,7 × 1272 kg / m

Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,0058 m3 = 0,0070 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

1 V = πD 2 H 4 1 3  0,0070 m 3 = πD 2  D  4 2  3 0,0070 m 3 = πD 3 8 Maka: D = 0,1810 m ; H = 0,2716 m Tinggi cairan dalam tangki

=

(0,0058)(0,2716) = 0,2263 m (0,0070)

b. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = ρxgxl = 1272 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,2263 m = 2,8209 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 2,8209 kPa + 101,325 kPa = 104,1459 kPa

Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (104,1459 kPa) = 109,3532 kPa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12,650 psia = 87.218,714 kP Tebal shell tangki:


PD 2SE − 1,2P (109,3532 kPa) (0,19 m) = 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(109,3532 kPa) = 0,0001 m = 0,0056 in

t=

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0056 in + 1/8 in = 0,1306 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,1810 m = 0,0603 m = 0,198 ft E/Da = 1

; E = 0,0603

L/Da = ¼

; L = 1/4 x 0,1810 m = 0,0151 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,1810 m = 0,0121 m J/Dt

= 1/12 ; J = 1/12 x 0,1810 m = 0,0151 m

dengan : Dt

= diameter tangki

Da

= diameter impeller

E

= tinggi turbin dari dasar tangki

L

= panjang blade pada turbin

W

= lebar blade pada turbin

J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas kalporit

= 6,7197⋅10-4 lbm/ft⋅detik

(Othmer, 1967)


N Re =

ρ N ( D a )2 µ

(79,4088)(1)(0,0603)2 6,7194 ⋅ 10 − 4

(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1983) = 4632

NRe < 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:


P=

K T .n 3 .D a ρ N Re g c

KT

= 6,3

5

P=

6,3.(1 put/det) 3 .(0,0603 ft) 5 (79,4088 lbm/ft 3 ) 1hp x 3 2 550 ft.lbf/det (4,632.10 )(32,17 lbm.ft/lbf.det )

= 2,32.10 −9 hp Efisiensi motor penggerak = 80 % Daya motor penggerak =

2,32.10 −9 = 2,9.10-9 hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 1/20 hp

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

: Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 60°C menjadi 25°C

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

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

: 6 unit

Kondisi operasi : Suhu air masuk menara (TL2)

= 60 °C = 140 °F

Suhu air keluar menara (TL1)

= 25 °C = 77 °F

Suhu udara (TG1)

= 28 °C = 82,4°F

Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, Tw = 78°F. Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,022 kg uap air/kg udara kering Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,25 gal/ft2⋅menit Densitas air (60°C)

= 983,24 kg/m3

Laju massa air pendingin

= 1608,96 kg/jam

(Perry, 1999)

Laju volumetrik air pendingin 1608,96 / 983,24 = 1,6364 m3/jam Kapasitas air, Q = 1,6364 m3/jam × 264,17 gal/m3 / 60 menit/jam = 7,2047 gal/menit Faktor keamanan = 20% Luas menara, A = 1,2 x (kapasitas air/konsentrasi air)


= 1,2 x (7,2047 gal/menit) /(1,25 gal/ft2. menit)= 6,9165 ft2 Laju alir air tiap satuan luas (L) =

(1608,96 kg/jam).(1 jam).(3,2808 ft) 2 (6,9165 ft 2 ).(3600 s).(1m 2 )

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

Perhitungan tinggi menara : Dari Pers. 9.3-8, Geankoplis, 1997 : Hy1 = (1,005 + 1,88 x 0,022).103 (28 – 0) + 2,501.106 (0,022) = 84,3200.103 J/kg Dari Pers. 10.5-2, Geankoplis, 1997 : 0,5796 (Hy2 – 84,320.103) = 0,6955 (4,187.103).(60-28) Hy2 = 260,174.103 J/kg 500 450

Hy . 10^3 (J/kg)

400 350 300 Garis kesetimbangan

250

Garis operasi

200 150 100 50 0 0

10

20

30

40

50

60

70

TL (oC)

Gambar LD.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT) Ketinggian menara, z =

G M.kG.a.P

Hy 2

.

∫

Hy1

dHy Hy * − Hy

(Geankoplis, 1997)


Tabel LD.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin T 28.0 29.4 32.2 35.0 37.8 40.6 43.3 46.1 60.0

Hy* Hy 1/(Hy*-Hy) 85.2 80 0.1923 96.0 85 0.0909 99.0 88 0.0909 110.0 96 0.0714 125.0 105 0.0500 156.0 128 0.0357 170.0 140 0.0333 210.0 180 0.0333 460.0 260 0.0050

0.25

1/(Hy*-Hy).10^3

0.20

0.15

0.10

0.05

0.00 60

110

160

210

260

310

Hy.10^3 (J/kg)

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

Hy 2

∫

Hy1

dHy Hy * − Hy

= 1,596

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

0,5796

(1,596)

29 (1,207.10-7)(1,013.105) = 2,6 m Diambil

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

diperoleh tenaga kipas 0,03 Hp/ft2. Daya yang diperlukan = 0,03 Hp/ft2 × 6,9165 ft2 = 0,,207 hp Digunakan daya standar 0,25 hp


16.

Tangki Bahan Bakar (TB-02) Fungsi

: Menyimpan bahan bakar solar untuk kebutuhan 7 hari

Bahan konstruksi : Low Alloy Steel SA- 202 Grade B Bentuk

: Silinder vertikal dengan alas dan tutup hemisperical

Jenis sambungan : Single welded butt joints Jumlah

: 1 unit


= 1,5 atm

Temperatur

= 25°C

Laju alir massa

= 84,16 kg/jam

ρ

= 887,9100 kg/m3


= 20 %

Perhitungan: a. Volume tangki Volume larutan,Vl =

84,16 kg / jam × 7 hari × 24 jam / hari 887,9100 kg / m 3

= 15,923 m3 Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 15,923 m3 = 19,108 m3 b. Diameter dan tinggi shell Direncanakan : • Tinggi shell : diameter (Hs : D = 5 : 4) • Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4) -

-

Volume shell tangki ( Vs) Vs

=

1 π Di2 H 4

Vs

=

5 πD 3 16

Volume tutup tangki (Vh) Vh =

π 12

D3

(Walas,1988)


-

Volume tangki (V) = Vs + 2Vh

V 19,108 m3

=

23 3 πD 48

Di

= 2,3327 m = 91,8394 in

Hs

= 2,9159 m


= diameter tangki

= 2,3327 m

Hh

1  Hh  =  × D =   × 2,3327 4  D 

= 0,5831 m

Ht (Tinggi tangki)

= Hs + 2Hh

= 4,0822 m

d. Tebal shell tangki Tinggi cairan dalam tangki =

15,923 x 2,9159 m 19,108

= 2,4299 m PHidrostatik

=ρxgxl = 887,91 kg/m3 x 9,8 m/det2 x2,4299 m = 21,144 kPa

P0

= Tekanan operasi = 1,5 atm

= 151,9875 kPa

Faktor kelonggaran

= 20 %

Pdesign

= (1,2) (21,144 + 151,9875) = 207,7578 kPa

Joint efficiency (E)

= 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress (S) = 21.250 psia = 146.513,7 kPa Faktor korosi

(Brownell,1959)

= 0,125 in

Tebal shell tangki: PD + 0,125 2SE − 1,2P (207,7578 kPa) (91,8394 in) = + 0,125 2(146.513,7 kPa)(0,8) − 1,2(207,7578 kPa) = 0,206 in

t=

Tebal shell sama dengan tebal tutup standar yang digunakan = 0,25 in ,5

(Brownell,1959)


17. Water Reservoar (WR) Fungsi

: Tempat penampungan air sementara

Jumlah

:2

Jenis

: beton kedap air

Data : : temperatur = 25 oC

Kondisi penyimpanan

tekanan

= 1 atm

Laju massa air

: F = 3989,4 kg/jam = 2,4431 lbm/s

Densitas air

:

996,24 kg/m3

Laju air volumetrik, Q =

= 62,1936 lbm/ft3

F 2,4431 lbm/s = = 0,0393 ft 3 /s , 3 ρ 62,1936 lbm/ft

= 0,0011 m3/s = 4,0045 m3/jam Waktu penampungan air

= 5 hari

Volume air

= 4,0045 x 5 x 24 = 480,5348 m3

Bak terisi 90 % maka volume bak

=

480,5348 = 533,9276 m 3 0,9

Jika digunakan 2 bak penampungan maka : Volume 1 bak = 1/2 . 533,9276 m3 = 266,9638 m3 Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak (p) = 1,5 x lebar bak (l) - tinggi bak (t)

= lebar bak (l)

Maka : Volume bak 266,9638 m3

= pxlxt

= 1,5 l x l x l l = 5,6250 m

Jadi, panjang bak = 8,4375 m Lebar bak

= 5,6250 m

Panjang bak

= 8,4375 m

Tinggi bak

= 5,6250 m

Luas bak

= 47,4605 m2


LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam pra rancangan pabrik kalsium asetat dan magnesium asetat digunakan asumsi sebagai berikut: Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Kapasitas maksimum adalah 1893,3 kg/hari. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchasedequipment delivered (Peters et.al., 2004). Harga alat disesuaikan dengan basis 14 Maret 2010. dimana nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah US$ 1 = Rp 9500.-

(Bank BNI, 14 Maret 2010).

LE.1 Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment) LE.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

LE.1.1.1 Biaya Tanah Lokasi Pabrik Menurut keterangan masyarakat setempat. biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 150.000/m2. Luas tanah seluruhnya

= 10.120 m2

Harga tanah seluruhnya

= 10.120 m2 × Rp 250.000/m2 = Rp 2.530.000.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5% dari harga tanah seluruhnya (Timmerhaus. 2004). Biaya perataan tanah = 0.05 × Rp 2.530.000.000,-

= Rp126.500.000,-

Biaya administrasi (0,5 % dari harga tanah seluruhnya ) = 0,005 x Rp 2.530.000.000,- = Rp12.650.000,Total biaya tanah (A) = Rp 2.530.000.000,-+ Rp126.500.000,- = Rp 2.656.500.000,-

LE.1.1.2 Harga Bangunan Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan. dan Sarana Lainnya No

Nama Bangunan

1

Pos Keamanan

2

Parkir

Luas (m2)

harga

jumlah

20

500.000

10.000.000

180

400.000

72.000.000


3

Taman

500

500.000

250.000.000

4

Areal Bahan Baku

500

500.000

250.000.000

5

Ruang Kontrol

50

2.000.000

100.000.000

6

Areal Proses

2000

2.000.000

4.000.000.000

7

Areal Produk

300

1.500.000

450.000.000

8

Perkantoran

400

2.000.000

800.000.000

9

Laboratorium

80

3.000.000

240.000.000

10

Poliklinik

50

2.000.000

100.000.000

11

Kantin

100

200.000

20.000.000

12

Ruang Ibadah

80

1.250.000

100.000.000

13

Gudang Peralatan

60

1.000.000

60.000.000

14

Bengkel

70

1.500.000

105.000.000

15

Perpustakaan

80

500.000

40.000.000

16

Unit Pemadam Kebakaran

100

1.250.000

125.000.000

17

Unit Pengolahan Air

1000

1.000.000

1.000.000.000

18

Pembangkit Listrik

300

1.500.000

450.000.000

19

Pengolahan Limbah

500

1.000.000

500.000.000

20

Area Perluasan

1300

300.000

390.000.000

21

Perumahan Karyawan

1100

1.800.000

1.980.000.000

22

Jalan

1350

600.000

810.000.000

Total

10120

Harga bangunan saja

= Rp 10.330.000.000.00,-

Harga sarana

= Rp

11.852.000.000

1.522.000.000.00,-

Total biaya bangunan dan sarana (B) + Biaya Administrasi = Rp 11,864,0650,000.00,-

LE.1.1.3 Perincian Harga Peralatan Harga peralatan dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut:

X  I  Cx = Cy  2   x   X 1   I y  m

dimana: Cx

(Timmerhaus,2004)

= harga alat pada tahun yang diinginkan

Cy

= harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1

= kapasitas alat yang tersedia

X2

= kapasitas alat yang diinginkan


Ix

= indeks harga pada tahun yang diinginkan

Iy

= indeks harga pada tahun yang tersedia

m

= faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2010 digunakan metode regresi koefisien korelasi:

r=

[n ⋅ ΣX i ⋅ Yi − ΣX i ⋅ ΣYi ] (n ⋅ ΣX i 2 − (ΣX i )2 )× (n ⋅ ΣYi 2 − (ΣYi )2 )

(Montgomery, 1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift No.

Tahun (Xi)

Indeks (Yi)

Xi.Yi

Xi²

Yi²

1

1989

895

1780155

3956121

801025

2

1990

915

1820850

3960100

837225

3

1991

931

1853621

3964081

866761

4

1992

943

1878456

3968064

889249

5

1993

967

1927231

3972049

935089

6

1994

993

1980042

3976036

986049

7

1995

1028

2050860

3980025

1056784

8

1996

1039

2073844

3984016

1079521

9

1997

1057

2110829

3988009

1117249

10

1998

1062

2121876

3992004

1127844

11

1999

1068

2134932

3996001

1140624

12

2000

1089

2178000

4000000

1185921

13

2001

1094

2189094

4004001

1196836

14

2002

1103

2208206

4008004

1216609

14184

28307996

55748511

14436786

Total 27937

Sumber: Tabel 6-2. Peters et.al., 2004 Data:

n = 14

∑Xi = 27937

∑Yi = 14184

∑XiYi = 28307996

∑Xi² = 55748511

∑Yi² = 14436786

Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE-2. maka diperoleh harga koefisien korelasi: r =

(14) . (28307996) – (27937)(14184)


[(14). (55748511) – (27937)²] × [(14)(14436786) – (14184)² ]½ ≈ 0.98 ≈ 1 Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier antar variabel X dan Y. sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier. Persamaan umum regresi linier. Y = a + b ⋅ X dengan:

Y

= indeks harga pada tahun yang dicari (2010)

X

= variabel tahun ke n – 1

a. b = tetapan persamaan regresi Tetapan regresi ditentukan oleh: b=

(n ⋅ ΣX i Yi ) − (ΣX i ⋅ ΣYi ) (n ⋅ ΣX i 2 ) − (ΣX i )2

ΣYi. ΣXi 2 − ΣXi. ΣXi.Yi a = n.ΣXi 2 − (ΣXi) 2

(Montgomery, 1992)

Maka: b =

(14)(28307996) − (27937)(14184) 53536 = = 16,8089 3185 (14)(55748511) − (27937) 2

a =

(14184)(55748511) − (27937)(28307996) − 103604228 = = −32528,8 3185 (14)(55748511) − (27937) 2

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y=a+b⋅X Y = 16,8089X – 32528,8 Dengan demikian. harga indeks pada tahun 2010 adalah: Y = 16,809(2010) – 32528,8 Y = 1257,29 Perhitungan harga peralatan menggunakan 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 Penyimpanan Asam Asetat (TT-101) Kapasitas tangki. X2 = 322,91 m3. Dari Gambar LE.1. diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ pada tahun 2002 adalah (Cy) US$ 6700. Dari tabel 6-4. Peters et.al., 2004. faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (Iy) 1103.

Purchased cost, dollar

10

103

102

6

Capacity, gal 104

105

105

Mixing tank with agitator

10

304 Stainless stell

4

Carbon steel 310 kPa (30 psig) Carbon-steel tank (spherical)

103 10-1

P-82 Jan,2002

102

10

1

Capacity, m

103

3

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki Pelarutan (Peters et.al., 2004)

Indeks harga tahun 2010 (Ix) adalah 1257,29. Maka estimasi harga tangki untuk (X2) 621,1918 m3 adalah:

Cx = US$ 6700 ×

322,91 1

0 , 49

×

1257,29 1103

Cx = US$ $ 127.759 × (Rp9.500,-)/(US$ 1) Cx = Rp

1.230.575.571 -/unit

Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat dilihat pada Tabel LE.3 untuk perkiraan peralatan proses dan Tabel LE.4 untuk perkiraan peralatan utilitas.


Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut: -

Biaya transportasi

= 5%

-

Biaya asuransi

= 1%

-

Bea masuk

= 15 %

(Rusjdi, 2004)

-

PPn

= 10 %

(Rusjdi, 2004)

-

PPh

= 10 %

(Rusjdi, 2004)

-

Biaya gudang di pelabuhan

= 0,5 %

-

Biaya administrasi pelabuhan = 0,5 %

-

Transportasi lokal

= 0,5 %

-

Biaya tak terduga

= 0,5 % = 43 %

Total

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut: -

PPn

= 10 %

(Rusjdi, 2004)

-

PPh

= 10 %

(Rusjdi, 2004)

-

Transportasi lokal

= 0,5 %

-

Biaya tak terduga

= 0,5 %

-

Total

= 21 %

Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses No.

Kode

Unit

Ket*

Harga / Unit

Harga Total

1

Tangki asam asetat

2

I

1.230.575.571

2.461.151.141

2

Tangki penampung cake

1

I

62.601.091

62.601.091

3

Tangki Ca(OH)2

1

I

805.694.955

805.694.955

4

Tangki Netralisasi

1

I

462.877.395

462.877.395

5

Gudang CMA

1

I

313.162.266

313.162.266

6

Conveyor

5

NI

776.984.053

3.884.920.267

7

Tangki Penampungan filtrat

1

I

900.438.428

900.438.428

8

Tangki Penampungan Hasil Reaksi

1

I

925.733.019

925.733.019

9

Reaktor

1

I

4.594.146.746

4.594.146.746

10

Waste heat boiler

1

I

5.661.341.822

5.661.341.822

11

Heater

1

NI

459.617.065

459.617.065

12

Cooler

1

NI

1.102.669.471

1.102.669.471

13

evaporator 1

1

I

1.173.029.063

1.173.029.063

14

Crystallizer

1

I

3.741.593.576

3.741.593.576


15

drum drier

1

I

2.223.251.590

2.223.251.590

16

filter press

2

17

Furnace

1

NI

649.410.998

1.298.821.996

NI

6.348.025.506

6.348.025.506

18

Grinder

1

I

41.945.850

41.945.850

19

Bucket Elevator

1

I

90.798.123

90.798.123

20 21

Pompa

1

NI

18.287.731

18.287.731

Pompa

1

NI

18.287.731

18.287.731

22

Pompa

2

NI

18.287.731

36.575.462

23

Pompa

1

NI

18.287.731

18.287.731

24

Pompa

1

NI

14.548.557

14.548.557

25

Pompa

1

NI

14.548.557

14.548.557

26

Pompa

1

NI

18.287.731

18.287.731

27

Pompa

1

NI

18.287.731

18.287.731

28

Gudang penyimpanan dolomit

1

I

427.922.815

Harga total

*)

427.922.815 37.136.853.420

Keterangan : I: untuk peralatan impor. NI: untuk peralatan non impor.

Total Impor= Rp 21.631.593.619,- Total Non Impor= Rp Rp 15.505.259.801,Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas No.

Kode

Unit

Ket*)

Harga / Unit

Harga Total

1

Screening

1

NI

620.479

620.479

2

Bak sedimentasi

1

NI

25.000.000

25.000.000

3

Clarifier

1

I

625.152.509

625.152.509

4

Sand Filter

1

NI

444.538.208

444.538.208

5

Cation Exchanger

1

I

141.229.502

141.229.502

6

Anion Exchanger

1

I

363.027.190

363.027.190

7

Water cooling Tower

1

NI

44.816.822

44.816.822

8

Dearator

1

NI

1.475.054.283

1.475.054.283

9

Tangki Utilitas 1

1

NI

264.545.314

264.545.314

10

Tangki Utilitas 2

1

NI

343.640.961

343.640.961

11 12

Tangki pelarutan 1 Tangki pelarutan 2

1 1

NI NI

46.861.582

46.861.582


35.100.144

35.100.144

13

Tangki pelarutan 3

1

NI

67.423.697

67.423.697

14

Tangki pelarutan 4

1

NI

832.761.060

832.761.060

15

Tangki pelarutan 5

1

NI

6.291.644

6.291.644

16

Tangki pelarutan 6

1

NI

1.211.117.655

1.211.117.655

17

Pompa Utilitas 1

1

NI

22.672.922

22.672.922

1

Pompa Utilitas 2

1

NI

22.672.922

22.672.922

1

Pompa Utilitas 3

1

NI

22.672.922

22.672.922

2

Pompa Utilitas 4

1

NI

8.436.603

8.436.603

3

Pompa Utilitas 5

1

NI

8.436.603

8.436.603

4

Pompa Utilitas 6

1

NI

22.672.922

22.672.922

5

Pompa Utilitas 7

1

NI

22.672.922

22.672.922

6

Pompa Utilitas 8

1

NI

22.672.922

22.672.922

7

Pompa Utilitas 9

1

NI

14.349.201

14.349.201

8

Pompa Utilitas 10

1

NI

14.349.201

14.349.201

9

Pompa Utilitas 11

1

NI

8.436.603

8.436.603

10

Pompa Utilitas 12

1

NI

8.436.603

8.436.603

11

Pompa Utilitas 13

1

NI

3.946.096

3.946.096

12

Pompa Utilitas 14

1

NI

22.672.922

22.672.922

13

Pompa Utilitas 15

1

NI

8.436.603

8.436.603

14

Pompa Utilitas 16

1

NI

22.672.922

22.672.922

15

Pompa Utilitas 17

1

NI

8.436.603

8.436.603

16

Pompa Utilitas 18

1

NI

22.672.922

22.672.922

17

Pompa Utilitas 19

1

NI

14.349.201

14.349.201


18

Pompa Utilitas 20

1

NI

8.436.603

8.436.603

19

Pompa Utilitas 21

1

NI

124.375.636

124.375.636

38

Tangki Sedimentasi

1

I

25.000.000

25.000.000

39

Bak Penampungan

1

NI

544.324.308

544.324.308

40

Tangki Aerasi

1

NI

75.000.000

75.000.000

41

1

NI

25.000.000

25.000.000

42

Bak Netralisasi Bak Sedimentasi Awal

1

NI

25.000.000

25.000.000

43

Generator

2

NI

90.000.000

180.000.000

Harga total

7.235.987.213

*)Keterangan : I: untuk peralatan impor. NI: untuk peralatan non impor. Total Impor= Rp 6.706.730.522,-, Total Non Impor= Rp 1.308.806.164 ,Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered) adalah: = 1,43 × (Rp 21.631.593.619,- + Rp 6.706.730.522,-) + 1,21 × (Rp 15.505.259.801,- + Rp 1.308.806.164,-) = Rp 75.091.822.027,-

Biaya pemasangan diperkirakan 30% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004). Biaya pemasangan = 0,3 × Rp 75.091.822.027 = Rp 22.527.546.608,Harga peralatan + biaya pemasangan (C): = Rp 75.091.822.027,- + Rp 22.527.546.608,= Rp 97.619.468.635,-

LE.1.1.4 Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 26% dari total harga peralatan. (Peters et.al., 2004).


Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,26 × Rp Rp 75.091.822.027,= Rp 19.523.873.727,-

LE.1.1.5 Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 30% dari total harga peralatan.

(Peters et.al.,

2004) Biaya perpipaan (E) = 0,3 × Rp 75.091.822.027,= Rp 22.527.546.608,-

LE.1.1.6 Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 15% dari total harga peralatan. (Peters et.al.,2004) Biaya instalasi listrik (F) = 0,15 × Rp 75.091.822.027,= Rp 11.263.773.304,-

LE.1.1.8 Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 5% dari total harga peralatan dan pemasangan. (Peters et.al., 2004) Biaya inventaris kantor (H) = 0,05 × Rp Rp 97.619.468.635,= Rp 4.880.968.432,-

LE.1.1.9 Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 1% dari total harga peralatan dan pemasangan.


Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I ) = 0,01 × Rp Rp 97.619.468.635,= Rp 976.193,686,-


LE.1.1.10 Sarana Transportasi Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi Jenis kenderaan

Unit

tipe

harga/unit

harga total

dewan komisaris

2

Sedan Mazda

350.000.000

700.000.000.00

general manajer

1

fortuner

402.800.000

402.800.000.00

Manajer

4

Kijang innova

280.000.000

1.120.000.000.00

bus karyawan

2

KIA Travello

600.000.000

1.200.000.000.00

Truk

3

Mitsubishi Hino

600.000.000

1.800.000.000.00

mobil pemasaran

3

Innova

183.000.000

549.000.000.00

mobil pemadam kebakaran

2

Truk- Morita

420.000.000

840.000.000.00

6.611.800.000.00

6.611.800.000.00

Total

Total MITL

= A+B+C+D+E+F+G+H+I+J

= Rp 183.148.288.374,-

LE.1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

LE.1.2.1 Pra Investasi Diperkirakan 7% dari total harga peralatan.


Pra Investasi (A) = 0,07 × Rp 75.091.822.027,- = Rp 5.256.427.542,-

LE.1.2.2 Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 30% dari total harga peralatan.


Biaya Engineering dan Supervisi (B) = 0,30 × Rp 75.091.822.027,= Rp 22.527.546.608,-

LE.1.2.3 Biaya Legalitas Diperkirakan 4% dari total harga peralatan. Biaya Legalitas (C)

= 0,04 × Rp 75.091.822.027,-

(Peters et.al., 2004) = Rp 3.003.672.881,-

LE.1.2.4 Biaya Kontraktor Diperkirakan 19% dari total harga peralatan.


Biaya Kontraktor (D) = 0,19 Rp 75.091.822.027,- = Rp 14.267.446.185,-


LE.1.2.5 Biaya Tak Terduga Diperkirakan 15% dari total harga peralatan. Biaya Tak Terduga (E) = 0,15 × Rp75.091.822.027,-

(Peters et.al., 2004) = Rp 11.263.773.304,-

Total MITTL = A + B + C + D + E = Rp 56.318.866.520,Total MIT

= MITL + MITTL

= Rp 183.148.288.374,- + Rp 56.318.866.520,= Rp 239.467.154.894,-

LE.2 Modal Kerja Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (90 hari). LE.2.1 Persediaan Bahan Baku LE.2.1.1 Bahan Baku Proses 1. Asam Asetat. CH3COOH Kebutuhan

= 1296 kg/jam

Harga

= Rp 5.000,-/kg

(ICIS Pricing, 2009)

= 90 hari × 24 jam/hari × 1296 kg/jam × Rp 5.000,-

Harga total

= Rp 13.996.800.000,-

2. Batu Dolomit tanpa kalsinasi Kebutuhan Harga Harga total

= 797,78 kg = Rp 800,-/kg

(ICIS Pricing, 2009)

= 90 hari × 24 jam/hari × 797,78 kg × Rp 800,-

= Rp 1.378.563.840

LE.2.1.2 Persediaan Bahan Baku Utilitas 1. Alum. Al2(SO4)3 Kebutuhan

= 0,1995 kg/jam

Harga

= Rp 2.500 ,-/kg

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 0,1995kg/jam × Rp 2.500,- /kg

(PT. Bratachem, 2009)


= Rp 1.007.138,-

2. Soda abu. Na2CO3 Kebutuhan

= 0,1077 kg/jam

Harga

= Rp 3500,-/kg

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 0,1077 kg/jam × Rp 3500,-/kg


= Rp 814.212,3. Kaporit Kebutuhan

= 0,00294 kg/jam

Harga

= Rp 11.000,-/kg

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 0,00294 kg/jam × Rp 11.000,-/kg


= Rp 68.904,-

4. H2SO4 Kebutuhan

= 1,08 kg/hari

Harga

= Rp 35.000,-/kg

Harga total

= 90 hari × 1,08 kg/hari × Rp 35000,-/kg


= Rp 81.648.000,-

5. NaOH Kebutuhan

= 0,778 kg/jam

Harga

= Rp 5.300,-/kg

Harga total

= 90 hari × 0,778 kg/jam × Rp 5300,-/kg


= Rp 8.906.544,6. Solar Kebutuhan

= 133,07 ltr/jam

Harga solar untuk industri = Rp. 5500,-/liter Harga total

(PT.Pertamina, 2009)

= 90 hari × 24 jam/hari × 133,07 ltr/jam × Rp. 5500,-/liter

= 4.124.260.800,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) adalah Rp 17.286.076.998,-



LE.2.2 Kas LE.2.2.1 Gaji Pegawai Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai Jabatan

Jumlah

Gaji/bulan

Jumlah gaji/bulan

(Rp)

(Rp)

Dewan Komisaris

1

18.000.000.00

18.000.000.00

General Manager

1

20.000.000.00

20.000.000.00

Staf Ahli

2

10.000.000.00

20.000.000.00

Sekretaris

2

3.500.000.00

7.000.000.00

Manajer Produksi

1

12.000.000.00

12.000.000.00

Manajer Teknik

1

12.000.000.00

12.000.000.00

Manajer Umum dan Keuangan

1

12.000.000.00

12.000.000.00

Manajer Pembelian dan Pemasaran

1

12.000.000.00

12.000.000.00

Kepala Seksi Proses

1

5.000.000.00

5.000.000.00

Kepala Seksi Laboratorium QC

1

5.000.000.00

5.000.000.00

Kepala Seksi Utilitas

1

5.000.000.00

5.000.000.00

Kepala Seksi Mesin

1

5.000.000.00

5.000.000.00

Kepala Seksi Listrik

1

5.000.000.00

5.000.000.00

Kepala Seksi Instrumentasi

1

5.000.000.00

5.000.000.00

Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik

1

5.000.000.00

5.000.000.00

Kepala Seksi Keuangan

1

4.300.000.00

4.300.000.00

Kepala Seksi Administrasi

1

4.300.000.00

4.300.000.00

Kepala Seksi Personalia

1

4.300.000.00

4.300.000.00

Kepala Seksi Humas

1

4.300.000.00

4.300.000.00

Kepala Seksi Keamanan

1

4.300.000.00

4.300.000.00

Kepala Seksi Pembelian

1

4.300.000.00

4.300.000.00

Kepala Seksi Penjualan

1

4.300.000.00

4.300.000.00

Karyawan Produksi

47

2.200.000.00

103.400.000.00

Karyawan Teknik

17

2.200.000.00

37.400.000.00

Karyawan Umum dan Keuangan

15

2.000.000.00

30.000.000.00

Karyawan Pembelian dan Pemasaran

15

2.000.000.00

30.000.000.00

Dokter

1

4.000.000.00

4.000.000.00

Perawat

2

1.500.000.00

3.000.000.00

Petugas Keamanan

15

1.250.000.00

18.750.000.00

Petugas Kebersihan

10

1.000.000.00

10.000.000.00

Supir

4

1.600.000.00

6.400.000.00

Jumlah

150

421.050.000

Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp 421.050.000,-


Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp 1.263.150.000,LE.2.2.2 Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 20% dari gaji pegawai = 0,2 × Rp 1.263.150.000,- (Peters et.al., 2004) = Rp 252.630.000,LE.2.2.3 Biaya Pemasaran Diperkirakan 20% dari gaji pegawai = 0,2 × Rp 1.263.150.000,- (Peters et.al., 2004) = Rp 252.630.000,LE.2.2.4 Pajak Bumi dan Bangunan Menurut UU Perdijen Pajak PER-32/PJ/2008 •

Nilai jual objek pajak (NJOP) yang tidak kena pajak untuk wilayah sumatera utara sebesar Rp 30.000.000,-

•

Nilai jual objek pajak untuk tanah sebesar Rp 150.000,- per m2

Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Kalsium asetat dan Magnesium Asetat Nilai Perolehan Objek Pajak -

Tanah

Rp

2.530.000.000,-

-

Bangunan

Rp

11.864.000.000,-

Total NJOP

Rp

14.394.650.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak

(Rp.

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak

Rp

14.364.650.000,-

Pajak yang Terutang (5% × NPOPKP)

Rp.

718.232.500,-

30.000.000,- -

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas No. Jenis Biaya 1 Gaji Pegawai

Rp

Jumlah (Rp) 1.263.150.000

2

Administrasi Umum

Rp

252.630.000

3

Pemasaran

Rp

252.630.000

4

Pajak Bumi dan Bangunan Rp

667.600.000

Total

Rp

1.958.315.000

LE.2.3 Biaya Start-Up Diperkirakan 12% dari Modal Investasi Tetap.



= 0.08 × Rp 239.467.154.894,= Rp 28.736.058.587,-

LE.2.4 Piutang Dagang PD =

IP × HPT 12

dimana: IP

PD = piutang dagang

= jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)

HPT = hasil penjualan tahunan

Penjualan: 1. Harga jual CMA = Rp 19.800,-/kg

(Leineweber, 2008)

Produksi CMA = 1893,93 kg/jam Hasil penjualan CMA tahunan yaitu: = 1893,93 kg/jam × 24 jam/hari × 330 hari/tahun × Rp 19.800,-/kg = Rp 296.998.526.880 Hasil penjualan total tahunan = Rp 296.998.526.880,Piutang Dagang =

3 × Rp 296.998.526.880,12

= Rp 74.249.631.720,Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja No.

Jenis Biaya

1. 2. 3. 4.

Bahan Baku Proses dan Utilitas Kas Start Up Piutang Dagang

Jumlah (Rp)

Total

17.826.076.998 2.409.910.000 28.736.058.587 74.249.631.305 122.681.677.305

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 239.467.154.894,- + Rp 122.681.677.305,-


= Rp 362.148.832.199,Modal ini berasal dari: - Modal sendiri

= 60% dari total modal investasi

= 0.6 × Rp Rp 362.148.832.199,= Rp 217.289.299.319,- Pinjaman dari Bank

= 40% dari total modal investasi

= 0.4 × Rp 362.148.832.199,= Rp 144.859.532.880,-

LE.3 Biaya Produksi Total LE.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

LE.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 421.050.000= Rp 5.894.700.000,-

LE.3.1.2 Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 15% dari total pinjaman.

` (Bank Mandiri. 2008)

= 0.15 × Rp 144.859.532.880,= Rp 21.728.929.932,-

LE.3.1.3 Depresiasi dan Amortisasi Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk mendapatkan. menagih. dan memelihara penghasilan melalui penyusutan (Rusdji. 2004). Pada perancangan pabrik ini. dipakai metode garis lurus atau straight line method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan sesuai dengan Undang-undang Republik Indonesia No.17 Tahun 2000 Pasal 11 ayat 6 dapat dilihat pada tabel di bawah ini.


Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Kelompok Harta

Masa

Tarif

Berwujud

(tahun)

(%)

4

25

Beberapa Jenis Harta

I.Bukan Bangunan 1.Kelompok 1

Mesin kantor. perlengkapan. alat perangkat/ tools industri.

2. Kelompok 2

8

12.5

Mobil. truk kerja

3. Kelompok 3

16

6.25

Mesin industri kimia. mesin industri mesin

II. Bangunan Permanen

20

5

Bangunan sarana dan penunjang

Sumber: Waluyo. 2000 dan Rusdji.2004 Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. D=

P−L n

dimana: D

= depresiasi per tahun

P = harga awal peralatan L = harga akhir peralatan n = umur peralatan (tahun) Tabel LE.10 Rincian Biaya Depresiasi No.

Komponen

Biaya (Rp)

Umur (tahun)

Depresiasi (Rp)

1

Bangunan

10.330.000.000

20

516.500.000

2

Peralatan proses dan utilitas

97.619.368.635

16

6.101.210.540

3

Instrumentrasi dan pengendalian proses

19.523.873.727

4

4.880.968.432

4

Perpipaan

22.527.546.608

4

5.631.886.652

5

Instalasi listrik

11.263.773.304

4

2.815.943.326

6

Insulasi

6.758.263.982

4

1.689.565.996

7

Inventaris kantor

4.880.968.432

4

1.220.242.108

8

Perlengkapan keamanan dan kebakaran

976.193.686

4

244.048.422

9

Sarana transportasi

6.611.800.000

8

826.475.000

TOTAL

23.926.840.474


Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi. sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan. menagih. dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan menerapkan taat azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan perkiraan harta tak berwujud yang dimaksud (Rusdji. 2004). Untuk masa 4 tahun. maka biaya amortisasi adalah 25% dari MITTL sehingga: Biaya amortisasi = 0.25 × Rp 56.318.866.520,=

Rp 14.079.716.630,-

Total Biaya Depresiasi dan Amortisasi = Rp 23.926.840.474- + Rp 14.079.716.630,= Rp 38.006.557.104,-

LE.3.1.4 Biaya Tetap Perawatan Biaya tetap perawatan terbagi menjadi: 1. Perawatan mesin dan alat-alat proses Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%. diambil 8% dari harga peralatan terpasang di pabrik (Peters et.al., 2004). Biaya perawatan mesin

= 0.1 × Rp 97.619.368.635 = Rp 9.761.936.863

2. Perawatan bangunan Diperkirakan 10% dari harga bangunan.


= 0.1 × Rp 10.330.000.000,= Rp 1.033.000.000,-


3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 10% dari harga kendaraan.


= 0.1 × Rp 6.111.800.000,= Rp 611.800.000,4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 10% dari harga instrumentasi dan alat kontrol.


= 0.1 × Rp 19.523.873.727,= Rp 1.952.387.373,-

5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 10 % dari harga perpipaan.


= 0.1 × Rp 22.527.546.608,= Rp 2.252.754.661,-

6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 10% dari harga instalasi listrik.


= 0.1 × Rp 11.263.773.304,= Rp 1.126.377.330,-

7. Perawatan insulasi Diperkirakan 10% dari harga insulasi.


= 0.1 × Rp 6.758.263.982,= Rp 675.826.398,-

8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 10% dari harga inventaris kantor.


= 0.1 × Rp 4.880.968.432,= Rp 488.096.843,-


9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 10% dari harga perlengkapan kebakaran.

(Peters et.al., 2004

= 0.1 × Rp 976.193.686,= Rp 97.619.369,Total Biaya Perawatan = Rp 18.049.178.837,-

LE.3.1.5 Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Biaya tambahan industri ini diperkirakan 20% dari modal investasi tetap. (Peters et.al., 2004) Plant Overhead Cost = 0.2 × Rp 239.467.154.894,= Rp 47.893.420.979,-

LE.3.1.6 Biaya Administrasi Umum Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp 215.400.000,Biaya administrasi umum selama 1 tahun

=

4 × Rp 252.630.000,-

=

Rp 1.010.520.000,-

LE.3.1.7 Biaya Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran selama 3 bulan adalah Rp 252.000.000,Biaya pemasaran selama 1 tahun

=

4 × Rp 252.630.000,-

=

Rp 1.010.520.000,-

Biaya distribusi diperkirakan 50% dari biaya pemasaran. sehingga : Biaya distribusi = 0.5 × Rp 1.010.520.000,- = Rp 505.260.000,Biaya pemasaran dan distribusi = Rp 1.515.780.000,LE.3.1.8 Biaya Laboratorium. Penelitian dan Pengembangan Diperkirakan 5% dari biaya tambahan industri.


= 0.05 × Rp 47.893.420.979,= Rp 2.394.671.549,LE.3.1.9 Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap.


= 0.01 × Rp 239.467.154.894,= Rp 2.394.671.549,-


LE.3.1.10 Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik adalah 3.1 permil dari modal investasi tetap langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2008) = 0.0031 × Rp 183.148.288.374,= Rp 567.759.694,2. Biaya asuransi karyawan Premi asuransi = Rp 300.000/tenaga kerja

(Jamsostek,

2010)

Maka biaya asuransi karyawan = 150 orang × Rp. 300.000,-/orang = Rp 45.000.000,Total biaya asuransi = Rp 612.759.694,-

LE.3.1.11 Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan adalah Rp 641.500.000,Total Biaya Tetap (Fixed Cost) = Rp 140.142.699.644,-

LE.3.2 Biaya Variabel

LE.3.2.1 Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah Rp 17.286.076.998,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun adalah: = Rp 17.286.076.998,-,- ×

330 = Rp 63.382.282.326,90

LE.3.2.2 Biaya Variabel Tambahan Biaya variabel tambahan terbagi menjadi:

1. Biaya Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 5% dari biaya variabel bahan baku = 0.05 × Rp 63.382.282.326,= Rp 3.169.114.116,2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 1% dari biaya variabel bahan baku


= 0.01 × Rp 63.382.282.326,= Rp 633.822.823,Total biaya variabel tambahan = Rp 3.802.936.940,-

LE.3.3.3 Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5% dari biaya variabel tambahan = 0.05 × Rp 3.169.114.116,= Rp 190.146.847,-

Total Biaya Variabel = Rp 67.375.366.113,Total Biaya Produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 140.142.699.644,- + Rp 67.375.366.113 = Rp 207.518.065.757,-

LE.4 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

LE.4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto) Laba atas penjualan

= Total penjualan – Total biaya produksi

= Rp 296.998.526.880,- – Rp 207.518.065.757,= Rp 89.480.461.123,-

Bonus perusahaan untuk karyawan 0.5% dari keuntungan perusahaan = 0.005 × Rp 89.480.461.123,= Rp 447.402.306,Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga: Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 89.927.863.429,-

LE.4.2 Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000. Tentang Perubahan Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (Rusjdi. 2004):




Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 %.



Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 15 %.



Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 %.

Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah: -

10 % × Rp 50.000.000

= Rp

5.000.000,-

-

15 % × (Rp 100.000.000 - Rp 50.000.000)

= Rp

7.500.000,-

-

30 % × (Rp 89.827.863.429,-)

= Rp 26.960.859.029,-

Total PPh

= Rp 26.967.007.400,-

LE.4.3 Laba setelah pajak Laba setelah pajak = Rp 89.927.863.429,-

= laba sebelum pajak – PPh – Rp 26.967.007.400,-

= Rp 62.967.004.400,-


LE.5 Analisa Aspek Ekonomi LE.5.1 Profit Margin (PM) PM =

Laba sebelum pajak

PM =

Total penjualan

× 100 %

Rp 89.927.863.429 × 100% Rp 296.998.526.880

PM = 30,28%

LE.5.2 Break Even Point (BEP) BEP =

Biaya Tetap × 100 % Total Penjualan − Biaya Variabel

Rp 140.142.699.644,BEP = Rp 296.998.526.880 − Rp 67.375.366.1132 × 100 %

BEP = 61,03% Kapasitas produksi pada titik BEP

= 61,03 % × 15.000 ton/tahun

= 9.154,5 ton/tahun Nilai penjualan pada titik BEP

= 61,03 % × Rp 296.998.526.880,=

Rp 181.262.966.715,-

LE.5.3 Return on Investment (ROI) ROI =

ROI =

Laba setelah pajak × 100 % Total Modal Investasi

Rp 62.967.004.400 × 100 % Rp 362.148.832.199,-

ROI = 17,39 %

LE.5.4 Pay Out Time (POT) POT =

1 × 1 tahun 0,1739

POT = 5,75tahun


LE.5.5 Return on Network (RON) RON =

RON =

Laba setelah pajak × 100 % Modal sendiri

Rp 62.967.004.400 × 100 % Rp 217.289.299.319

RON = 28,98%

LE.5.6 Internal Rate of Return (IRR) Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut: -

Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10% tiap tahun.

-

Masa pembangunan disebut tahun ke nol.

-

Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun.

-

Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10.

-

Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan. Dari Tabel LE.12. diperoleh nilai IRR = 30,98 %



Tabel LE.11 Data Perhitungan BEP % Kapasit as

Biaya tetap

0

140.142.699.64 4

Biaya variabel

Total biaya produksi

Penjualan

0

140.142.699.64 4

0

10

140.142.699.64 4

6.737.536.611

146.880.236.25 6

29.699.852.688

20

140.142.699.64 4

13.475.073.223

153.617.772.86 7

59.399.705.376

30

140.142.699.64 4

20.212.609.834

160.355.309.47 8

89.099.558.064

40

140.142.699.64 4

26.950.146.445

167.092.846.08 9

118.799.410.752

50

140.142.699.64 4

33.687.683.056

173.830.382.70 1

148.499.263.440

60

140.142.699.64 4

40.425.219.668

180.567.919.31 2

178.199.116.128

70

140.142.699.64 4

47.162.756.279

187.305.455.92 3

207.898.968.816

80

140.142.699.64 4

53.900.292.890

194.042.992.53 4

237.598.821.504

90

140.142.699.64 4

60.637.829.501

200.780.529.14 6

267.298.674.192

100

140.142.699.64 4

67.375.366.113

207.518.065.75 7

296.998.526.880


350,000,000,000 300,000,000,000

Harga (Rp)

250,000,000,000 200,000,000,000 150,000,000,000 100,000,000,000 50,000,000,000 0

10

20

30

40

50

60

70

80

Kapasitas produksi (%)

Gambar LE.11 Grafik BEP


90

100

Tabel LE.12 Data Perhitungan IRR

T h n

Laba sebelum pajak

Pajak

Laba Sesudah pajak

0

-

-

-

1

89.927.863 .429

26.960.859 .029

62.967.00 4.400

2

98.920.649 .772

29.658.694 .931

69.261.95 4.840

3

108.812.71 4.749

32.626.314 .425

76.186.40 0.324

4

119.693.98 6.224

35.890.695 .867

83.803.29 0.356

5

131.663.38 4.846

39.481.515 .454

92.181.86 9.392

6

144.829.72 3.330

43.431.416 .999

101.398.3 06.331

7

159.312.69 5.664

47.776.308 .699

111.536.3 86.964

8

175.243.96 5.230

52.555.689 .569

122.688.2 75.661

9

192.768.36 1.753

57.813.008 .526

134.955.3 53.227

1 0

212.045.19 7.928

63.596.059 .378

148.449.1 38.550

Depre siasi

38.006 .557.1 04 38.006 .557.1 04 38.006 .557.1 04 38.006 .557.1 04 38.006 .557.1 04 38.006 .557.1 04 38.006 .557.1 04 38.006 .557.1 04 38.006 .557.1 04 38.006 .557.1 04

Net Cash Flow

362.148.83 2.199 100.973.56 1.505 107.268.51 1.945 114.192.95 7.429 121.809.84 7.461 130.188.42 6.497 139.404.86 3.436 149.542.94 4.069 160.694.83 2.765 172.961.91 0.331 186.455.69 5.654

P/ F pa da i= 30 %

1 0.7 69 2 0.5 91 7 0.4 55 2 0.3 50 1 0.2 69 3 0.2 07 2 0.1 59 4 0.1 22 6 0.0 94 3 0.0 72 5

PV pada i = 30%

362.148 .832.19 9 77.671. 970.388 63.472. 492.275 51.976. 767.150 42.649. 013.501 35.063. 528.398 28.881. 371.406 23.832. 108.107 19.699. 495.021 16.310. 238.159 13.525. 151.273 10.933. 303.480

IRR = 30 +

10.933.303.480 10.933.303.480– (-210.157.555)

P/ F pa da i =3 1 %

1 0.7 63 4 0.5 82 7 0.4 44 8 0.3 39 6 0.2 59 2 0.1 97 9 0.1 51 0 0.1 15 3 0.0 88 0 0.0 67 2

PV pada i = 31%

362.148 .832.19 9 77.079. 054.584 62.507. 145.239 50.795. 522.703 41.361. 589.181 33.745. 502.513 27.583. 549.510 22.587. 431.932 18.528. 128.188 15.223. 300.227 12.527. 450.567 210.157 .555

x (31 – 30%)

= 30,98%


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Recommend Documents