LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA KapasitasProduk

: 100.000 ton/tahun

Basis Perhitungan

: 1 jamoperasi

SatuanOperasi

: kg/jam

Waktukerja per tahun

: 330 hari

Kapasitasproduksi per jam

:(

)

:12626,26263kg/ jam Kemurnianproduk

: 99,85 %

Denganmelakukanperhitunganalur mundurmakakapasitasproduksi dimetil eteradalah 12626,26263kg/jam,

namadagang,

rumuskimia

serta

kadarbahanbakudapatdilihatpadatabel LA.1 berikut:

Nama Dagang

Rumus Kimia

Kadar

BM

Metanol

CH3OH

99,5 %

32

Air

H2O

0,5%

18

Total

100 %

LA.1. Reaktor (R-101) Fungsi :Sebagaitempat terjadinya reaksi dehidrasi Metanol sehingga menghasilkan Dimetil Eter yang akan dimurnikan pada proses berikutnya. Blok diagram :

(F3) CH3OH(3) 99,5% H2O(3) 0,5 %

(F4)

Reaktor

CH3OH(4) H2O (4) CH3OCH3(4) F4 = 12626,26263kg/ jam

Universitas Sumatera Utara

Dari reaksi : 2 CH3OH(l) --------> CH3OCH3(g) + H2O(g) Dimana Kondisi Operasi : Temperatur : 2500C Tekanan

: 12 atm

Konversi

: 90%

Neraca Massa total adalah : Nsin= Nsout+ σsr

s = 1,.,.,.,.,.,s

(reklaitis, 1942)

Maka : F3(CH3OH(3)) = F4(CH3OCH3) Dengan menggunakan basis perhitungan berdasarkan produksi dimetil eter 12626,26263kg/ jam maka diperoleh : CH3OH(3)masuk

= 99,5% x 12626,26263kg/ jam

=12563,13131 kg/jam = 392,5978535 kmol

H2O(3)masuk

= 0,5% x 12626,26263kg/ jam

= 63,13131313 kg/jam

CH3OH(3)bereaksi

= 90 % x 392, 5978535 Kmol

= 353,3380682 kmol

CH3OCH3bereaksi

= ½ x 392, 5978535 Kmol

= 176, 6690341 kmol = 8126,775568 kg/jam

CH3OH Sisa

= 392,5978535 - 353,3380682

=39,25978535 kmol = 1256,313131 kg/jam

H2O bereaksi

= ½ x 353,3380682 kmol

= 176,6690341 kmol = 3180,042614 kg/mol

H2O(4) Keluar

= 63,13131313 + 3180,042614

= 3243,173927 kg/jam

Berdasarkan perhitungan diatas maka hasil perhitungan keseluruhan dapat dilihat dalam tabel berikut : Komponen

Masuk (kg/jam) Alur 3

Keluar (Kg/jam) Alur 4

CH3OH

12563,13131

1256,313131

H2O

63,13131313

3243,173927

CH3OCH3 Total

12626,26263

8126,775568 12626,26263


LA.2. Menara Destilasi (MD – 101) Fungsi : Memisahkan campuran metanol danair sebagai produk bawah dengan dimetil etersebagai produk atas. (F5) CH3OH(4) H2O (4) CH3OCH3(4)

CH3OCH3(5)

(F4) MD - 101 (F8)

CH3OH(8) H2O (8)

Menentukan harga Xf Xf(CH3OH) = = Xf(H2O)

= 0,0991

= 0,4549

Xf(CH3OCH3) = 0,4460 Tabel kondisi umpan masuk MD – 101 Laju Alir

Laju Alir

fraksi mol

(kg/jam)

(kmol/jam)

(Xi)

CH3OH

1256,3131

39,2598

0,0991

H2O

3243,1739

180,1763

0,4549

CH3OCH3

8126,7756

176,6690

0,4460

12626,2626

396,1051

1,0000

KOMPONEN

TOTAL

Persamaan

 B  Antoine : ln Pi = A -  , dimana P = Bar, T = oK  T  C  Dimana : A, B dan C adalah Constanta Antoine Kondisi umpan masuk MD – 101 : P = 1 atm = 1,0133 bar T = 500C = 3230K


Nilai bilangan Antoine KOMPONEN

A

B

C

CH3OH

5,20409

1581,341

-33,5

H2 O

3,55959

643,748

-198,043

CH3OCH3

4,11475

894,669

-30,604 (Reklaitis, 1983)

Dengan menggunakan persamaan antoine maka diperoleh : Menghitung Tekanan pada DME : ln PiCH3OCH3

 B  = A-   T  C 



 894,669   323  (30,604) 

= 4,11475-  = 0,7724 bar

Menghitung tekanan pada Metanol :

 B  ln PiCH3OH = A -   T  C   1581,341  = 5,20409-    323  (- 33.5)  = 0,2035 bar Menghitung tekanan pada Air : ln PiH2O

 B  = A-   T  C    643,748 = 3.55959-    323  (-198.043)  = 2,8719bar

Menentukan harga Ki KCH3OCH3

= Pi/P = 0,7724 bar / 1,0133 bar = 0,7623

KCH3OH

= 0,2008

KH2O

= 2,8343


Menentukanharga Yi YiCH3OCH3

= Ki x Xi = 0,7623 / 0,0991 = 0,0756

YiCH3OH

= 0,0913

YiH2O

= 1,2642

Hasil perhitungan dapat dilihat dalam tabel berikut : Fraksi Mol

Tekanan

Kesetimbangan

Fraksi Mol

KOMPONEN

(Xi)

(Pi)

(Ki = Pi/P)

(Yi = Ki . Xi)

CH3OCH3

0,0991

0,7724

0,7623

0,0756

CH3OH

0,4549

0,2035

0,2008

0,0913

H2O

0,4460

2,8719

2,8343

1,2642

TOTAL

1,0000

1,4311

Berdasarkan Metode Hengtebeck’s F(out) top produk = F(in) x kemurnian produk F(out)bottom produk = F(in) x (100% - kemurnian produk) (Fogler, S. 1992) Menentukan laju alir top produk : F5(CH3OCH3)Top = 176,6690 kmol/jam x 99,85% = 176,4040 kmol/jam

= 8114,5854 kg/jam

F5(CH3OH)Top

= 39,2009 kmol/jam

= 1254,4287 kg/jam

F5(H2O)Top

= 0,2703 kmol/jam

= 4,8648 kg/jam

Menentukan laju alir bottom produk : F8(CH3OCH3)Bottom= 176,6690 kmol/jam x (100% - 99,85%) = 0,2650 kmol/jam

= 12,1902 kg/jam

F8(CH3OH)Bottom

= 0,0589 kmol/jam

= 1,8845 kg/jam

F8(H2O)Bottom

= 179,9061 kmol/jam

= 3238,3092 kg/jam

Kondisi operasi di menara desatilasi (MD – 101): Tekanan : 1 atm = 1,0133 bar


Temperatur : 500C = 3230K Menentukanharga Yi Yi(CH3OCH3)

= Total Mol laju alir / Mol dimetil eter = 215,8752kmol / 176,4040kmol = 0,8172

Yi(CH3OH)

= 0,1816

Yi(H2O)

= 0,0013

MenentukanhargaPi Pi(CH3OCH3)

= exp(A - B / (T + C) = exp(4,11475–894,669 / (323 + -30,604) = 2,8719

Pi(CH3OH)

= 0,7724

Pi(H2O)

= 0,2035

Menentukan harga Ki K(CH3OCH3)

= Pi/P = 2,8719bar / 1,0133 bar = 2,8343

K(CH3OH)

= 0,7623

K(H2O)

= 0,2008

Menentukan harga Xi Xi(CH3OCH3)

= Yi/Ki = 0,8172Kmol / 2,8343 = 0,2883

Xi(CH3OH)

= 0,2382

Xi(H2O)

= 0,0062


Tabel hasil perhitungan neraca massa MD–101 top produk Laju alir

Fraksi

Tekanan

Kesetimbangan

Fraksi mol

Laju alir

KOMPONEN

kmol/jam

Mol (Yi)

(Pi)

(K = Pi/P)

(Xi = Yi/Ki) (kg/jam)

CH3OCH3

176,4040

0,8172

2,8719

2,8343

0,2883

8114,5854

CH3OH

39,2009

0,1816

0,7724

0,7623

0,2382

1254,4287

H2O

0,2703

0,0013

0,2035

0,2008

0,0062

4,8648

TOTAL

215,8752

1,0000

0,5401

9373,8788

Laju Alir

Tabel hasil perhitungan Neraca Massa MD – 101 bottom produk Laju Alir

Fraksi

Tekanan

Kesetimbangan

Fraksi Mol

KOMPONEN

kmol/jam

Mol (Xi)

(Pi)

(K = Pi/P)

(Yi = Xi.Ki) (kg/jam)

CH3OCH3

0,2650

0,0015

2,8719

2,8343

0,0042

12,1902

CH3OH

0,0589

0,0003

0,7724

0,7623

0,0002

1,8845

H2O

179,9061

0,9982

0,2035

0,2008

0,2005

3238,3092

TOTAL

180,2300

1,0000

0,2049

3252,3838

Tabel neraca massa total untuk MD – 101 OUTPUT (kg/jam) KOMPONEN

INPUT

TOP (Alur

BOTTOM

(Alur 5)(kg/jam)

6)

(Alur 9)

CH3OCH3

1256,3131

8114,5854

12,1902

CH3OH

3243,1739

1254,4287

1,8845

H2O

8126,7756

4,8648

3238,3092

TOTAL

12626,2626

9373,8788

3252,3838

12626,2626


LA.3. CONDENSOR (CD-101) Fungsi : Memisahkanproduk atas dimetil eter pada MD-101 Gambar :

CH3OH(5) H2O (5) CH3OCH3(5)

(F5)

CD - 101

CH3OH(6) H2O (6)

(F7)

CH3OCH3(7)

(F6)

Kondisi Uap kondensor : P = 1 atm = 1,0133 bar T = 50oC = 323 oK

Neraca bahan total, dimana : V = L + D R = Lo / D

(Geankoplis, 1997)

V = ( R + 1 ) x D ; D= 215,8752 kmol R = 0,43 V = L + D = (R + 1).x D = (0,43 + 1) x 215,8752 kmol = 308,7015 kmol

L = R x D = 0,43 x 215,8752 kmol = 92,8263 kmol

Menentukan laju alir uap masuk kondensor - 101 Laju Alir(CH3OCH3)

= Fraksi Mol(CH3OCH3) x V = 0,8172 x 308,7015 = 252,2578 kmol/jam = 11603,8571 kg/jam


Tabel hasil perhitungan uap masuk kondensor – 101 KOMPONEN

Fraksi Mol

Laju Alir

Laju Alir

(Xi)

(kmol/jam)

(kg/jam)

CH3OCH3

0,8172

252,2578

11603,8571

CH3OH

0,1816

56,0573

1793,8330

H2O

0,0013

0,3865

6,9566

TOTAL

1,0000

308,7015

13404,6467

Menentukan laju alir refluks kondensor - 101 Laju Alir(CH3OCH3)

= Fraksi Mol(CH3OCH3) x L = 0,8172 x 92,8263 = 75,8537 kmol/jam = 3489,2717 kg/jam

Tabel hasil perhitungan aliran refluks kondensor – 101 KOMPONEN

Fraksi Mol

Laju Alir

Laju Alir

(Xi)

(kmol/jam)

(kg/jam)

CH3OCH3

0,8172

75,8537

3489,2717

CH3OH

0,1816

16,8564

539,4043

H2O

0,0013

0,1162

2,0918

TOTAL

1,0000

92,8263

4030,7679

Menentukan laju alir uap keluar kondensor - 101 Laju Alir(CH3OCH3)

= Fraksi Mol(CH3OCH3) x D = 0,8172 x 215,8752 = 176,4040 kmol/jam = 8114,5854 kg/jam


Tabel hasil peritungan uap keluar (destilat) kondensor - 101 KOMPONEN

Fraksi Mol

Laju Alir

Laju Alir

(Xi)

(kmol/jam)

(kg/jam)

CH3OCH3

0,8172

176,4040

8114,5854

CH3OH

0,1816

39,2009

1254,4287

H2O

0,0013

0,2703

4,8648

TOTAL

1,0000

215,8752

9373,8788

Tabel neraca massa total kondensor - 101 KOMPONEN

INPUT (kg/jam)

OUTPUT (kg/jam)

Alur 6

REFLUKS

UAP

Alur 7

Alur 8

CH3OCH3

11603,8571

3489,2717

8114,5854

CH3OH

1793,8330

539,4043

1254,4287

H2O

6,9566

2,0918

4,8648

TOTAL

13404,6467

4030,7679

9373,8788

13404.6467

LA.4.REBOILER (RB-101) Fungsi : Untuk menguapkan sebagian campuran produk bottom MD-101 Gambar :

CH3OH(9) H2O(9)

CH3OCH3(9)

V*

(F 199) CH3OH(8) H2O(8) CH3OCH3(8)

L*

188) (F

(F10)20 B*

CH3OH(10) H2O(10)

Kondisi Uap kondensor : P = 1 atm = 1,0133 bar T = 50 oC = 323 oK

Feed masukpadakondisi bubble point atau saturated liquid feed, maka q = 1 Sehingga :


L* = F + L V* = V + ( q – 1 ) x F

(Geankoplis, 1997)

Neraca Total : B* = L* - V Dimana : L* = Komponen trap out V* = Komponen vapor RB-101 F = Komponen feed MD-101 L = Komponen Refluks V = Feed CD-101 Dari perhitungan : F = 396,1051 kmol L = 92,8263 kmol V = 308,7015 kmol

Bahan pada feed RB- 101 (trap out), L* L* = Feed KD-01 + Refluks L = 488,9315 kmol

Bahan pada Vapor RB- 101, V* V* = V + ( q – 1 ) x F = 308,7015 Kmol

Bahan pada Bottom RB- 101, B* B* = L* - V* = 180,23 kmol Menghitung laju alir umpan masuk reboiler – 101 (L*) Laju Alir(CH3OCH3) = fraksi mol(CH3OCH3) x L* = 0,0015 x 488,9315 = 0,7189 kmol/jam = 33,0697 kg/jam Tabel perhitungan umpan reboiler -101, L*


KOMPONEN

Fraksi mol

Laju Alir

Laju Alir

(Xi)

(kmol/jam)

(kg/jam)

CH3OCH3

0,0015

0,7189

33,0697

CH3OH

0,0003

0,1598

5,1122

H2O

0,9982

488,0528

8784,9507

TOTAL

1,0000

488,9315

8823,1326

Menghitung laju alir refluks reboiler – 101 (V*) Laju Alir(CH3OCH3) = fraksi mol(CH3OCH3) x V* = 0,0015 x 308,7015 = 0,4539 kmol/jam = 20,8796 kg/jam

Tabel perhitunganRefluks Reboiler -101, V* KOMPONEN

Fraksi mol

Laju Alir

Laju Alir

(Xi)

(kmol/jam)

(kg/jam)

CH3OCH3

0,0015

0,4539

20,8796

CH3OH

0,0003

0,1009

3,2278

H2O

0,9982

308,1468

5546,6415

TOTAL

1,0000

308,7015

5570,7488

Menghitung laju alir bottom produk reboiler – 101 (B*) Laju Alir(CH3OCH3) = fraksi mol(CH3OCH3) x B* = 0,0015 x 180,23 = 0,2650 kmol/jam = 12,1902 kg/jam

Tabel perhitungan bottom produk reboiler – 101, B* KOMPONEN

Fraksi mol

Laju Alir

Laju Alir

(Xi)

(kmol/jam)

(kg/jam)

CH3OCH3

0,0015

0,2650

12,1902

CH3OH

0,0003

0,0589

1,8845

H2O

0,9982

179,9061

3238,3092


TOTAL

1,0000

180,2300

3252,3838

Tabel neraca massa total reboiler – 101 KOMPONEN

INPUT (kg/jam)

OUTPUT (kg/jam)

Alur 9

REFLUKS

BOTTOM(Alur

(Alur 10)

11)

CH3OCH3

33,0697

20,8796

12,1902

CH3OH

5,1122

3,2278

1,8845

H2O

8784,9507

5546,6415

3238,3092

TOTAL

8823,1326

5570,7488

3252,3838 8823,1326

LA.5. Menara Destilasi (MD – 102) Fungsi : Memisahkan campuran metanol sebagai produk atas dengan air sebagai produk bawah. (F11) CH3OH(11)

(F10) CH3OH(10) H2O(10)

MD - 102 (F14)

Kondisi umpan masuk MD - 102 Fraksi mol (Xi) KOMPONEN

H2O(14)

Laju Alir

Laju Alir

(kmol/jam)

(kg/jam)

CH3OCH3

0,0015

0,2650

12,1902

CH3OH

0,0003

0,0589

1,8845

H2O

0,9982

179,9061

3238,3092

TOTAL

1,0000

180,2300

3252,3838

 B  Persamaan Antoine : ln Pi = A -  , dimana P = Bar, T = oK  T  C  Dimana : A, B dan C adalah Constanta Antoine Kondisi umpan masuk MD – 102 :


P = 1 atm = 1,0133 bar T = 700C = 3430K

Nilai Bilangan Antoine KOMPONEN

A

B

C

CH3OH

5,20409

1581,341

-33,5

H2O

3,55959

643,748

-198,043

DME

4,11475

894,669

-30,604 (Reklaitis, 1983)

Dengan menggunakan persamaan antoine maka diperoleh : Menghitung Tekanan pada dimetil eter :

 B  ln Pi(CH3OCH3) = A -   T  C 



 894.669   343  (30,604) 

= 4.11475-  = 3,4933bar

Menghitung tekanan pada Metanol :

 B  ln Pi(CH3OH) = A -   T  C   1581.341  = 5,20409 -    343  (- 33.5)  = 1,0994 bar

Menghitung tekanan pada Air :

 B  ln Pi(H2O) = A -   T  C    643,748 = 3,55959 -    343  (-198.043)  = 0.4142bar


Dengan menggunakan trial error untuk memperoleh data top produk : Kondisi Operasi Menara desatilasi (MD – 102): Tekanan : 1 atm = 1,0133 bar Temperatur : 700C = 3430K Berdasarkan Metode Hengtebeck’s F(out) top produk = F(in) x kemurnian produk F(out)bottom produk = F(in) x (100% - kemurnian produk) (Fogler, S. 1992) Menentukan laju alir top produk : F11(CH3OCH3)Top = 0,2650 kmol/jam x 99,5% = 0,2637 kmol/jam

= 12,1292 kg/jam

F11(CH3OH)Top

= 0,0586 kmol/jam

= 1,8750 kg/jam

F11(H2O)Top

= 0,8995 kmol/jam

= 16,1915 kg/jam

Menentukan laju alir bottom produk : F14(CH3OCH3)Bottom

= 0,2650 kmol/jam x (100% - 99,5%) = 0,0013 kmol/jam

F14(CH3OH)Bottom = 0,0003 kmol/jam F14(H2O)Bottom

= 0,0610 kg/jam = 0,0094 kg/jam

= 179,0065 kmol/jam

= 3222,1176 kg/jam

MenentukanhargaYi Yi(CH3OCH3)

= Total laju alir / laju alir DME = 215,8752kmol / 176,4040kmol = 0,2158Kmol

Yi(CH3OH)

= 0,0480Kmol

Yi(H2O)

= 0,7362Kmol

Menentukanharga Pi Pi(CH3OCH3)

= exp(A - B / (T + C) = exp(4,11475–894,669 / (343 + (-30,604))


= 3,4933 Pi(CH3OH)

= 1,0994

Pi(H2O)

= 0,4142

Menentukan harga Ki K(CH3OCH3)

= Pi/P = 3,4933bar / 1,0133 bar = 3,4477

K(CH3OH)

= 1,0850

K(H2O)

= 0,4088

Menentukan harga Xi Xi(CH3OCH3)

= Yi/Ki = 0,2158Kmol / 3.4477 = 0,0626

Xi(CH3OH)

= 0,0442

Xi(H2O)

= 1,8010

Tabel neraca massa MD – 102 top produk Laju alir

Fraksi

KOMPONEN (kmol/jam) Mol (Yi) CH3OCH3 CH3OH H2O TOTAL

Tekanan Kesetimbangan Fraksi mol

Laju alir

(Pi)

(K = Pi/P)

(Xi = Yi/Ki)

(kg/jam)

0,2637

0,2158

3,4933

3,4477

0,0626

12,1292

0,0586 0,8995 1,2218

0,0480 0,7362 1,0000

1,0994 0,4142

1,0850 0,4088

0,0442 1,8010 1,9078

1,8750 16,1915 30,1958

Tabel neraca massa MD – 102 bottom produk Laju alir

Fraksi

KOMPONEN (kmol/jam) Mol (Yi) CH3OCH3 CH3OH

Tekanan Kesetimbangan

Fraksi mol

Laju alir

(Pi)

(K = Pi/P)

(Xi = Yi/Ki) (kg/jam)

0,0013

0,0000

3,4933

3,4477

0,0000

0,0610

0,0003

0,0000

1,0994

1,0850

0,0000

0,0094


H2O TOTAL

179,0065 179,0082

1,0000 1,0000

0,4142

0,4088

0,4088 0,4088

Tabel neraca massa total MD - 102 KOMPONEN CH3OCH3 CH3OH H2O TOTAL

INPUT (kg/jam) (Alur 12)

OUTPUT (kg/jam) TOP BOTTOM (Alur 13) (Alur 16)

12,1902

12,1292

1,8845 3238,3092

1,8750 0,0094 16,1915 3222,1176 30.1958 3222,1880 3252,3838

3252,3838

0,0610

LA.6. CONDENSOR (CD-102) Fungsi : Mengembunkan produk top MD-102 Gambar :

CH3OH(11) H2O(11)

(F11)

CD - 101

H2O(12)

(F13)

CH3OH(13)

(F12)

Kondisi Uap kondenser : P = 1 atm = 1,0133 bar T = 70oC = 343 oK Neraca bahan total, dimana : V = L + D R = Lo / D

(Geankoplis, 1997)

V = ( R + 1 ) x D ; D= 1,2218 kmol R = 15,5

V = L + D = (R + 1).x D = (15,5 + 1) x 1,2218 kmol = 20,1598 kmol


3222,1176 3222,1880

L = R x D = 15,5 x 1,2218 kmol = 18,9380 kmol

Laju Alir = Fraksi Mol x V = 0,2158 x 20,1598 = 4,3507 kmol/jam = 200,1320 kg/jam


= Fraksi Mol(CH3OCH3) x V = 0,2158 x 20,1598 = 4,3507 kmol/jam = 200,1320 kg/jam

Tabel hasil perhitunganlaju alir uap masuk Kondensor – 102 KOMPONEN

Fraksi

Laju Alir

Laju Alir

Mol (Xi)

(kmol/jam)

(kg/jam)

CH3OCH3

0,2158

4,3507

200,1320

CH3OH

0,0480

0,9668

30,9383

H2O

0,7362

14,8423

267,1605

TOTAL

1,0000

20,1598

498,2308


= Fraksi Mol(CH3OCH3) x L = 0,2158 x 18,9380 = 4,0870 kmol/jam = 188,0028 kg/jam

Tabel hasil perhitungan laju alirrefluks Kondensor - 102 KOMPONEN

Fraksi Mol

Laju Alir

Laju Alir


(Xi)

(kmol/jam)

(kg/jam)

CH3OCH3

0,2158

4,0870

188,0028

CH3OH

0,0480

0,9082

29,0632

H2O

0,7362

13,9427

250,9690

TOTAL

1,0000

18,9380

468,0350


= Fraksi Mol(CH3OCH3) x D = 0,2158 x 1,2218 = 0,2637 kmol/jam = 12,1292 kg/jam

Tabel hasil perhitungan laju alir Uap Keluar (destilat) kondensor - 102 KOMPONEN

Fraksi Mol

Laju Alir

Laju Alir

(Xi)

(kmol/jam)

(kg/jam)

CH3OCH3

0,2158

0,2637

12,1292

CH3OH

0,0480

0,0586

1,8750

H2O

0,7362

0,8995

16,1915

TOTAL

1,0000

1,2218

30,1958

Tabel neraca massa total kondensor - 102 OUTPUT (kg/jam) KOMPONEN


CH3OCH3

200,1320

REFLUKS (Alur 14) 188,0028

UAP (Alur 15) 12,1292

CH3OH

30,9383

29,0632

1,8750

H2O

267,1605

250,9690

16,1915

468,0350

30,1958

TOTAL

498,2308

498,2308

LA.7. REBOILER (RB-102) Fungsi : Untuk menguapkan sebagian campuran produk bottom MD-102 (F15) CH3OH(15) Gambar : V* H2O(15) 19 CH3OH(14) H2O(14)

L*

(F 1814)

(F16)20 H2O(16) B*


Kondisi Uap kondenser : P = 1 atm = 1,0133 bar T = 70oC = 243oK

Feed masukpadakondisi bubble point atau saturated liquid feed, maka q = 1 Sehingga : L* = F + L V* = V + ( q – 1 ) x F

(Geankoplis, 1997)

Neraca Total : B* = L* - V Dimana : L* = Komponen trap out V* = Komponen vapor RB-101 F = Komponen feed MD-101 L = Komponen Refluks V = Feed CD-101 Dari perhitungan : F = 180,23 kmol L = 54,1170 kmol V = 31,3012 kmol

Bahan pada feed RB- 101 (trap out), L* L* = Feed KD-01 + Refluks L = 180,23 Kmol + 18,9380 Kmol = 199,1679 kmol

Bahan pada Vapor RB- 101, V* V* = V + ( q – 1 ) x F = 20,1598 Kmol


Bahan pada Bottom RB- 101, B* B* = L* - V* = 199,1679 - 20,1598 = 179,0082 kmol Menghitung laju alir umpan masuk reboiler – 101 (L*) Laju Alir(CH3OCH3) = fraksi mol(CH3OCH3) x L* = 0,00000074 x 199,1679 = 0,0015 kmol/jam = 0,0678 kg/jam Tabel hasil perhitungan laju alirumpan reboiler -102, L* KOMPONEN

Fraksi Mol (Xi)

Laju Alir

Laju Alir

(kmol/jam)

(kg/jam)

CH3OCH3

0,0000

0,0015

0,0678

CH3OH

0,0000

0,0003

0,0105

H2O

1,0000

199,1661

3584,9902

TOTAL

1,0000

199,1679

3585,0684

Menghitung laju alir umpan masuk reboiler – 101 (V*) Laju Alir(CH3OCH3) = fraksi mol(CH3OCH3) x V* = 0,00000074 x 20,1598 = 0,0001 kmol/jam = 0,0069 kg/jam

Tabel hasil perhitungan laju alirrefluks reboiler -102, V* KOMPONEN

Fraksi Mol (Xi)

Laju Alir

Laju Alir

(kmol/jam)

(kg/jam)

CH3OCH3

0,0000

0,0001

0,0069

CH3OH

0,0000

0,0000

0,0011

H2O

1,0000

20,1596

362,8725

TOTAL

1,0000

20,1598

362,8805


Menghitung laju alir umpan masuk reboiler – 101 (B*) Laju Alir(CH3OCH3) = fraksi mol(CH3OCH3) x B* = 0,00000074 x 179,0082 = 0,0013 kmol/jam = 0,0610 kg/jam Tabel hasil perhitunganlaju alirbottom produk reboiler – 102, B* KOMPONEN

Fraksi Mol (Xi)

Laju Alir

Laju Alir

(kmol/jam)

(kg/jam)

CH3OCH3

0,0000

0,0013

0,0610

CH3OH

0,0000

0,0003

0,0094

H2O

1,0000

179,0065

3222,1176

TOTAL

1,0000

179,0082

3222,1880

Tabel neraca massa total reboiler – 102 KOMPONEN


OUTPUT (kg/jam)

CH3OCH3

0,0678

REFLUKS (Alur 17) 0,0069

BOTTOM (Alur 18) 0,0610

CH3OH

0,0105

0,0011

0,0094

H2O

3584,9902

362.8725

3222,1176

362,8805

3222,1880

TOTAL

3585,0684

3585,0684


LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS Kapasitas

: 100.000 ton/tahun

Operasi Pabrik

: 330 hari/tahun

Basis Perhitungan

: 1 Jam operasi

Temperatur Referensi : 25oC = 2980 K Satuan Panas

: Kilo Joule (kJ)

Bahan baku

: Metanol (CH3OH)

Hasil produksi

: Dimetil eter (CH3OCH3)

Panas yang dihitung pada neraca panas ini. meliputi : Panas yang dihitung apabila terjadi perubahan temperatur. Q = n.Cp .ΔT dengan : ΔT = T - To Q : Panas yang dihasilkan/dikeluarkan. kJ. Cp : Kapasitas panas. kJ/kmol.K. n

: Mol senyawa. kmol.

To : Temperatur referensi. 25oC. T : Temperatur senyawa. oC. Keterangan : T

C p .T   C p dT To

T      A  B.T 2  CT 3  DT 4  dt  To 

 A T  To  

B 2

T  To 2  C3 T  To 3  D4 T  To 4

Panas laten. yang dihitung apabila terdapat perubahan fase. Q = n.ΔHv dengan :

Q : Panas laten senyawa. kJ. n

ΔHv

: Mol senyawa. kmol. : Panas penguapan. kJ/kmol.


Panas reaksi. untuk menghitung panas yang dihasilkan dari reaksi kimia di reaktor. ΔHR2980 K

= ΔHf produk – ΔHf reaktan

dengan : ΔHf =

Panas pembentukan suatu senyawa pada 25oC. kJ/kmol.Untuk

kondisi temperatur reaksi bukan pada 25oC. panas reaksi dihitung dengan menggunakan rumus :

ΔHR= ΔHR298.15K +

 n CpdT   n CpdT

produk

reak tan

LB.1. Reaktor (R-101) Fungsi

:

Sebagaitempat

dehidrasiMetanolsehinggamenghasilkanDimetilEter

terjadinya yang

reaksi

akandimurnikanpada

proses berikutnya.

CH3OH(F3) H2O (F3)

CH3OH(F4) H2O(F4) CH3OCH3(F4)

Reaktor

Kondisi operasi

: 2500C

= 5230K

Tekanan

: 12 atm

= 12.1596 Bar

Dari reaksi

:

2 CH3OH(l) --------> CH3OCH3(g)+ H2O(g) Menentukan entalpy pembentukan produk dalam reaktor – 101 ΔH(CH3OH)

= laju alir x ∆Hf(CH3OH) = 39,25978535 x (-201,16672) = -7897,762247 kj/jam


Tabel panas pembentukan produk reaktor - 101 Laju Alir

∆Hv

∆H produk

Komponen

(kmol)

(Kj/Kmol)

(Kj/jam)

CH3OH

39,25978535

-201,16672

-7897,762247

CH3OCH3

176,6690341

-184,05416

-32516,67067

H2O

180,1763293

-238,82272

-43030,20103

Total

396,1051487

-83444,63395

Menentukan entalpy pembentukan reaktan dalam reaktor – 101 ΔH(CH3OH)

= laju alir x ∆Hv(CH3OH) = 392,5978535 x (-201,16672) = -78977,62247 kj/jam

Q(CH3OH)(masuk) = n(CH3OH) x Cpdt = 392,5978535 x 29,0205512 = 11393,40611 kj/jam

Panas pembentukan Reaktan Laju Alir Komponen (kmol)

∆Hv

∆H produk

Panas masuk

(Kj/Kmol)

(Kj/jam)

reaktor (Q(masuk))

CH3OH

392,5978535 -201,16672

-78977,62247 11393,40611

H2O

3,507295174 -238,82272

-837,6217733 28,68482256

total

396,1051487

-79815,24425 11422,09093

 o  o    H r   vi   H f    vi   H f  (Eq.9.3-1,Felder&Rousseau2ndedition) product  i reak tan  i o

 o

 H r  - 83444,63395 - (- 79815,24425) = -3629.389702 Kj/jam


 o

= Hr+ (

ΔH







ni H i 

produk

 ni H i ) (Eq.9.52,Felder&Rousseau2ndaedition)

reak tan

= -3629.389702 Kj + ( - 83444,63395 - (- 79815,24425) ) = -7258,779403 Kj Menentukan panas produk dan sisa dari reaktor – 101 ΔH(CH3OH)

= laju alir x Cpdt(CH3OH) = 392,5978535 x 29,0206 = 11393,40611 kj/jam

Panas Produk dan Sisa keluar dari reaktor Laju Alir Komponen

(kmol)

Cpdt

Q(sisa)

CH3OH

392,5978535

29,0206

11393,40611

CH3OCH3

176,6690341

19,7832

3495,073709

H2O

180,1763293

8,178617 1473,593119

Total

749,4432169

16362,07294

Reaksi yang berlangsung merupakan reaksi eksoterm, sehingga memerlukan sistem air pendingin untuk menjaga temperatur yang konstan. Air pendingin yang digunakan, Tin = 30 oC = 303 oK.

Cp = 4,184 kJ/kg oK.

Tout = 70 oC = 343 oK. Jumlah air yang dibutuhkan (m) m =

Qw Cp.T

m = 13,85515 Kg Panas air pendingin masuk Reaktor Qw in Qw in

= m x Cp x ΔT = 13,85515 kg x 4,184 kJ/kg .K x (303 – 298)K = 289,8496747 Kj


Panas air pendingin keluar Reaktor , Qw out Qw out = m x Cp x ΔT = 13,85515 kg x 4,184 kJ/kg .K x (333 – 298)K = 2608,647072 Kj Neraca panas total reaktor (R-101) Masuk Alur 3 Q(masuk) Q (reaksi) Q(w)(masuk) Total

(Kj/Jam) 11422.09093 7258.779403 289.8496747 18970.72001

Keluar Alur 4 (Kj/jam) Q (sisa) 16362.07294 Q(w)(keluar) 2608.647072 18970.72001

LB.2. Cooler 1 (C-101) Fungsi : Untuk Menurunkan temperatur produk dimetil eter dari dalam reaktor Digunakan media pendingin Amonia T masuk = 5230K T keluar = 4230K Menentukan fraksi mol dari cooler – 101 X(CH3OH)

= Laju alir CH3OH / Laju alir total = 39,25978535 / 396,1051487 = 0,099115

Menentukan Cp metanol = X(CH3OH) x Cpdt = 0,099115 x 29,0205512 = 2,876359004 Tabel hasil perhitungan cooler - 101 Komponen

Fraksi Mol (X) 0,099115

Cpdt

X.Cpdt

CH3OH

Laju Alir (kmol) 39,25978535

29,0205512

2,876359004

CH3OCH3

176,6690341

0,446015

19,78317099

8,823600806

H2O

180,1763293

0,45487

8,17861661

3,72020693

Total

396,1051487

1,0000

56,98233879

15,42016674


CpCampuran

= 15,42016674 Kj/Kmol.K

Tamonia masuk

= 2480 K

Tamonia keluar

= 3230 K

CpAmmonia

= 36,3989 kJ/kmol.K

Massa Ammonia yang dibutuhkan dicari dengan mentrial n Ammonia, dengan patokan Qfluida panas = Qfluida dingin Qh = Hot fluid

Qh  H  n.Cp.(T2  T1 ) Qh = 396.1051487 x 15,42016674 x (523-423)K = 610800.7439 Kj Qc = Cold fluid

Qc  H  n.Cp.(T2  T1 ) Qc = 223,7435094 x 36,3989 x (323 – 248) = 610800,7439 Kj Neraca Panas total Cooler 1 (C – 101) Qh

Q masuk 610800.7439 Qc

Q keluar 610800.7439

LB.3. Cooler 2 (C – 102) Fungsi : Untuk Menurunkan temperatur produk dari reaktor Tmasuk = 4230 K Tkeluar = 3230 K

Menentukan fraksi mol dari cooler – 102 X(CH3OH)

= Laju alir CH3OH / Laju alir total = 39,25978535 / 396,1051487 = 0,099115


Menentukan Cp metanol = X(CH3OH) x Cpdt = 0,099115 x 20,42816344 = 2,024728

Tabel hasil perhitungan cooler - 102 komponen

Fraksi mol (X) 0,09911455

Cpdt

X.Cp

CH3OH


20,42816344

2,024728

CH3OCH3

176,6690341

0,4460155

18,01884642

8,036685

H2O

180,1763293

0,45486995

8,066680836

3,669291

Total

396,1051487

1,00000

46,51369069

13,7307

CpCampuran

= 13.73070374 Kj/Kmol.K

Tamonia masuk

= 2480 K

Tamonia keluar

= 3230 K

CpAmmonia

= 36,3989 kJ/kmol.K

Massa Ammonia yang dibutuhkan dicari dengan mentrial n Ammonia, dengan patokan Qfluida panas = Qfluida dingin Qh = Hot fluid

Qh  H  n.Cp.(T2  T1 ) Qh = 396,1051487 x 13,73070374 x (423-323) = 543880,2447 Kj Qc = Cold fluid

Qc  H  n.Cp.(T2  T1 ) Qc = 396,1051487 x 36,3989 x (398 – 323) = 610800,7439 Kj Neraca Panas total Cooler 2 (C – 102) Qh

Q masuk 543880,2447 Qc

Q keluar 543880,2447


LB.4. Menara Destilasi 1 (MD – 101) Fungsi : untuk memisahkan Campuran Metanol Air produk bawah dengan Dimetil eter sebagai produk atas. Kondisi Operasi Umpan masuk menara destilasi Tmasuk

= 3230K

Tekanan

= 1,0133 Bar

Treffrensi

= 2980K

Menentukan panas umpan masuk menara destilasi – 101 Q(CH3OH)

= n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 39,25978535 x 11,91278 = 467,6932233 kj/jam

Tabel hasil perhitungan Panas umpan masuk Komponen

Cpdt

Qmasuk

CH3OH


11,91278

467,6932233

CH3OCH3

176,6690341

16,32466

2884,061345

H2O

180,1763293

7,998193

1441,085109

Total

396,1051487

4792,839677

Menentukan panas destilat keluar menara destilasi – 101 Q(CH3OH)


Tabel hasil perhitungan panas yang keluar berupa destilat Komponen

Cpdt

Qkeluar

CH3OH


11,91278

466,9916834

CH3OCH3

176,4040305

16,32466

2879,735253

H2O

0,270264494

7,998193

2,161627664

Total

215,8751907

3348,888564


Menentukan panas bottom produk menara destilasi – 101 Q(CH3OH)


Tabel hasil perhitungan panasbottom produk Komponen

Cpdt

Qbottom

CH3OH


11,91278

0,701539835

CH3OCH3

0,265003551

16,32466

4,326092018

H2O

179,9060648

7,998193

1438,923481

Total

180,229958

1443,951113

Tabel neraca panas total pada menara destilasi Q feed (Alur 5)

Q masuk 4792,839677

Total

4792,839677

Q top(Alur 6) Q bottom (Alur 9)

Q keluar 3348,888564 1443,951113 4792,839677

LB.5. Kondensor (CD – 101) Fungsi : Mengkondensasikan produk dari menara destilasi Kondisi Operasi Pada Kondensor Tmasuk

= 3230K

Treffrensi

= 2980K

Menentukan panas umpan masuk kondensor – 101 Qfeed (CH3OH)



Tabel hasil perhitungan panas umpan masuk kondensor - 101 Komponen

Cpdt

Q(feed)

CH3OH


11,912781

667,7981073

CH3OCH3

252,2577637

16,3246568

4118,021412

H2O

0,386478226

7,9981933

3,091127559

Total

308,7015227

4788,910647

Menentukan panas penguapan kondensor – 101 Quap (CH3OH)

= n(CH3OH) x Huap(CH3OH) = 56,05728082 x 1085000 = 60822149,69 kj/jam

Tabel hasil perhitungan panas penguapan dalan kondensor - 101 Komponen

Hv

Q(laten)

CH3OH


1085000

60822149,69

CH3OCH3

252,2577637

111640

28162056,74

H2O

0,386478226

40656

15712,65877

Total

308,7015227

Panas aliran masuk Kondensor

88999919,08

=88999919,08 + 4788,910647 = 89004707,99 kJ

Menentukan panas refluks keluar kondensor – 101 Qrefluks (CH3OH) = n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 16,85638514x 11,912781 = 200,8064239 kj/jam

Tabel hasil perhitungan panas refluks Keluar kondensor - 101 Komponen

Cpdt

Q(Refluks)

CH3OH


11,912781

200,8064239

CH3OCH3

75,85373313

16,3246568

1238,286159

H2O

0,116213732

7,9981933

0,929499895

Total

92,826332

1440,022083


Menentukan panas destilat keluar kondensor – 101 Qdestilat (CH3OH) = n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 39,20089568x 11,912781 = 466,9916834 kj/jam Tabel hasil perhitungan panas destilat keluar kondensor - 101 Komponen

Cpdt

Q(destilat)

CH3OH


11,912781

466,9916834

CH3OCH3

176,4040305

16,3246568

2879,735253

H2O

0,270264494

7,9981933

2,161627664

Total

215,8751907

3348,888564

Beban Panas kondensor QCD = (Qumpan + QLaten) – (Qdestilat+ Qrefluks) = 88999919,08kj/jam

Air pendingin yang digunakan, T in

= 30 oC

= 303oK

T out

= 40 oC

= 313oK

Cp

= 4,184 J/kg oK

m

Qcd Cp.T

m=

88999919,08 kJ 4,184 x (313 - 303)

= 2127149,12kg Panas air pendingin masuk CD – 101, Qw in Qw in

= m x Cp x ΔT = 2127149,12kg x 4,184 kJ/kg .K x (313 – 298)K = 44499959,5 kj/jam

Panas air pendingin keluar CD – 101, Qw out Qw out = m x Cp x ΔT = 2127149,12kg x 4,184 kJ/kg .K x (313 – 298)K


= 133499878,6 kj/jam Tabel neraca panas totalkondensor (CD – 101) Q feed Qw in

Q masuk 89004707,99 44499959,54

Q keluar 1440,022083 3348,888564 133499878,6 133504667,5

Q refluks Q destilat Qw out

133504667,5

LB.6. Reboiler (RB – 101) Fungsi : Untuk menguapkan sebagian campuran produk bottomMenara Destilasi Kondisi Operasi Reboiler Tmasuk

= 323 0 K

Tkeluar

= 298 0 K

Menentukan panas umpan masuk reboiler - 101 Qfeed (CH3OH)

= n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 0,15975,7111 x 11,91278096 = 1,903151474 kj/jam

Panas Umpan Masuk Reboiler Komponen

Cpdt

Q(feed)

CH3OH


11,91278096

1,903151474

CH3OCH3

0,718907001

16,32465678

11,73591005

H2O

488,0528166

7,998193298

3903,540767

Total

488,9314807

3917,179828

Menentukan panas refluks reboiler - 101 Qrefluks (CH3OH) = n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 0,100867433x 11,91278096 = 1,201611639kj/jam Tabel hasil perhitungan panas refluks reboiler - 101 Komponen

Laju Alir

CPdt

Q(refluks)


CH3OH

(kmol) 0,100867433

11,91278096

1,201611639

CH3OCH3

0,45390345

16,32465678

7,409818035

H2O

308,1467518

7,998193298

2464,617285

Total

308,7015227

2473,228715

Menentukan panas bottom produk reboiler - 101 Qbottom (CH3OH) = n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 0,058889678x 11,91278096 = 0,701539835kj/jam Tabel hasil perhitungan panas bottom produkreboiler - 101 Komponen

CPdt

Q(Keluar)

CH3OH

Laju Alir (kmol)Kmol 0,058889678

11,91278096

0,701539835

CH3OCH3

0,265003551

16,32465678

4,326092018

H2O

179,9060648

7,998193298

1438,923481

Total

180,229958

1443,951113

Panas yang disuplai reboiler (QRB) = 88999919,08 kJ Persamaan Overall Neraca Panas Reboiler : QUmpan + QRB = QLiquid + QBottom Panas liquid masuk ke Menara Destilasi : QLiquid = QUmpan + QRB – QBottom = 3917,179828 kj + 88999919,08 kj–1433,951113 kj = 89002392,31 kj/jam Sebagai media pemanas digunakan saturated steam dengan temperatur 110oC Dari tabel steam, untuk saturated steam pada T = 110oC diperoleh data : Entalpi liquid jenuh, HL = 251,13 kJ/kg Entalpi uap jenuh, HV

= 2609,6 kJ/kg

Panas laten, λ

= 2358,47 kJ/kg

Jumlah steam yang dibutuhkan :


m =

QRB



88999919,08 kJ 2358,47 Kj / kg

= 37736,29475kg

Panas yang dibawa oleh steam masuk (Qs-in) Qs-in

= m x HV = 37736,29475kg x 2609,6 kJ/kg = 98476634,78 kj/jam

Panas yang dibawa oleh steam keluar (Qs-out) Qs-out = m x HL = 37736,29475kg x 251,13 kJ/kg = 9476715,701kj/jam

Tabel neraca panas total reboiler - 101 Q feed Qs in

Q in 3917,179828 98476634,78

Total

98480551,96

Q keluar Q Liquid Qs out

Q out 1443,951113 89002392,31 9476715,701 98480551,96

LB.7. Heater (E - 102) Fungsi : Memanaskan Umpan yang akan disuplai ke menara destilasi 2 Kondisi Operasi Heater T

= 3230 K

TReffrensi

= 2980 K

Qfeed (Metanol)

= n x Cpdt = 0,058889678 x 11,91278096 = 0,701539835 kj


Menentukan panas umpan masuk heater - 102 Qfeed (CH3OH)

= n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 0,058889678x 11,91278096 = 0,701539835kj/jam

Tabel hasil perhitungan panas umpan masukheater - 102 Komponen

Cpdt

Q(feed)

CH3OH


11,91278096

0,701539835

CH3OCH3

0,265003551

16,32465678

4,326092018

H2O

179,9060648

7,998193298

1438,923481

Total

180,229958

1443,951113

Panas Umpan keluar dari heater T

= 3430 K

Treffrensi

= 2980 K

Menentukan panas umpan keluar heater - 102 Qkeluar (CH3OH) = n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 0,058889678x 13,60763532 = 0,801349263kj/jam Tabel hasil perhitungan umpan keluar heater - 102 Komponen

Cpdt

Q(keluar)

CH3OH


13,60763532

0,801349263

CH3OCH3

0,265003551

16,65469195

4,413552509

H2O

179,9060648

8,009410327

1440,941493

Total

180,229958

1446,156395

Panas yang diberikan steam, Qs : Qs

= Qkeluar – Qmasuk = (1446,156395 – 1443,951113) kJ = 2,205281588 kJ

Sebagai media pemanas digunakan saturated steam dengan temperatur 110oC Dari tabel steam, untuk saturated steam pada T = 110oC diperoleh data : Entalpi liquid jenuh, HL

= 334,91 kJ/kg


Entalpi uap jenuh, HV

= 2643,7 kJ/kg

Panas laten, λ

= 2308,79 kJ/kg


m

Qs



= 1046,936596 kg Panas yang dibawa oleh steam masuk (Qs-in) Qs-in

= m x HV = 1046,936596 kg x 2643,7 kJ/kg = 2767786,28 kJ

Panas yang dibawa oleh steam keluar (Qs-out) Qs-out = m x HL = 1046,936596 kg x 334,91 kJ/kg = 350629,5355 kJ

Tabel neraca panas total pada heater - 102 Q feed Qs in

Q masuk 1443,951113 2767786,28 2769230,231

Q keluar Qs out

Q keluar 1446,156395 2767784,075 2769230,231

LB.8. Menara Destilasi 2 (MD – 102) Fungsi : untuk memisahkan Campuran Metanol Air produk bawah dengan Dimetil eter sebagai produk atas. Kondisi Operasi Umpan masuk menara desrilasi Tmasuk

= 3430K

Tekanan

= 1,0133 Bar

Treffrensi

= 2980K

Menentukan panas umpan masuk menara destilasi - 102 Qfeed(CH3OH


Tabel hasil perhitungan panas umpan masuk menara destilasi - 102


Komponen

Cpdt

Q(feed)

CH3OH


13,6076353

0,801349263

CH3OCH3

0,265003551

16,6546919

4,413552509

H2O

179,9060648

8,00941033

1440,941493

Total

180,229958

1446,156395

Menentukan panas destilat keluar menara destilasi - 102 Qdestilat(CH3OH) = n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 0,05859523x 13,6076353 = 0,797342516kj/jam Tabel hasil perhitungan panasdestilat keluar menara destilasi - 102 Komponen

Cpdt

Q(destilat)

CH3OH


13,6076353

0,797342516

CH3OCH3

0,263678533

16,6546919

4,391484747

H2O

0,899530324

8,00941033

7,204707466

Total

1,221804087

12,39353473

Menentukan panas yang terkondensasi menara destilasi - 102 Qterkondensasi (CH3OH)

= n(CH3OH) x Huap(CH3OH) = 0,966821289x 1114327,81 = 1077355,849kj/jam

Tabel hasil perhitungan panas terkondensasi menara destilasi - 102 Komponen

Hv

Q(terkondensasi)

CH3OH


1114327,81

1077355,849

CH3OCH3

4,350695801

115757,476

503625,5641

H2O

14,84225034

41488,8664

615788,1423

Total

20,15976743

2196769,555

Menentukan panas bottom produk menara destilasi - 102 Qbottom(CH3OH) = n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 0,000294448x 13,6076353 = 0,004006746kj/jam


Tabel hasil perhitungan panas bottom produk menara destilasi - 102 Komponen

Cpdt

Q(bottom)

CH3OH


13,6076353

0,004006746

CH3OCH3

0,001325018

16,6546919

0,022067763

H2O

179,0065344

8,00941033

1433,736786

Total

179,0081539

1433,76286

Persamaan overall neraca panas menara destilasi (MD - 102) : QUmpan Masuk+ QRB = QDestilat + QBottom+ Qkondensor QRB

= QDestilat + QBottom+ QKondensor–QUmpan Masuk = 12,39353473 kJ + 1433,76286 kJ + 2196769,555 kJ –1446,156395 kJ = 2196769,56 kJ

Tabel neraca panas total menara destilasi (MD – 102) Q feed Q RB

Q masuk 1446,156395 2196769,555

total

2198215,711

Q destilat Q buttom Q kondensor

Q keluar 12,39353473 1433,76286 2196769,555 2198215,711

LB.9. Kondensor (CD – 102) Fungsi : Mengkondensasikan produk dari menara destilasi Kondisi Operasi Pada Kondensor Tmasuk

= 3430K

Treffrensi

= 2980K

Menentukan panas umpan masuk kondensor - 102 Qfeed(CH3OH)



Tabel hasil perhitungan panas umpan masuk kondensor - 102 Komponen CH3OH

Laju Alir Cpdt Qfeed (kmol) 0,966821289 13,6076353 13,15615152

CH3OCH3

4,350695801

16,6546919

72,45949832

H2O

14,84225034

8,00941033

118,8776732

Total

20,15976743

204,493323

Menentukan panas penguapan kondensor - 102 Qpenguapan(CH3OH)

= n(CH3OH) x Huap(CH3OH) = 0,966821289 x 1114327,81 = 1077355,849kj/jam

Tabel hasli perhitungan panas penguapan dalan kondensor- 102 Komponen CH3OH

Laju Alir Hv Qlaten (kmol) 0,966821289 1114327,81 1077355,849

CH3OCH3

4,350695801

115757,476

503625,5641

H2O

14,84225034

41488,8664

615788,1423

Total

20,15976743

Panas aliran masuk Kondensor

2196769,555

= 2196769,555 + 204,493323 = 2196974,048 kJ

Menentukan panas refluks kondensor - 102 Qrefluks(CH3OH) = n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 0,908226059x 13,6076353 = 12,35880901kj/jam Tabel hasil perhitungan panas refluks keluar kondensor - 102 Komponen CH3OH

Laju Alir Cpdt Qrefluks (kmol) 0,908226059 13,6076353 12,35880901

CH3OCH3

4,087017267

16,6546919

68,06801357

H2O

13,94272002

8,00941033

111,6729657

Total

18,93796335

192,0997883


Menentukan panas destilat kondensor - 102 Qdestilat(CH3OH) = n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 0,05859523x 13,6076353 = 0,797342516kj/jam Tabel hasil perhitungan panas destilat keluar kondensor - 102 Komponen CH3OH


Cpdt

Qdestilat

13,6076353

0,797342516

CH3OCH3

0,263678533

16,6546919

4,391484747

H2O

0,899530324

8,00941033

7,204707466

Total

1,221804087

12,39353473

Beban Panas kondensor QCD = (Qfeed+ QLaten) – (Qdestilat+ Qrefluks) = (2196769,555 kJ + 2196769,555Kj) – (12,39353473 kJ + 192,0997883 kJ = 2196769.555 kj/jam

Air pendingin yang digunakan, T in

= 30 oC

= 303oK

T out

= 50 oC

= 323 oK

Cp

= 4,184 J/kg oK

m

Qcd Cp.T

m=

2196769.555 kJ 4,184 x (323 - 303)

= 26252,0262kg Panas air pendingin masuk CD – 02, Qw in Qw in

= m x Cp x ΔT = 26252,0262kg x 4,184 kJ/kg .K x (303 – 298)K = 549192,389 kj/jam

Panas air pendingin keluar CD – 02, Qw out Qw out = m x Cp x ΔT = 26252,0262kg x 4,184 kJ/kg .K x (323 – 298)K = 2745961,94 kJ


Tabel neraca panas total kondensor - 102 Q feed QWin

Q masuk 2196974.048 Q refluks 549192.3888 Q destilat QWout 2746166.437

Q keluar 192.0997883 12.39353473 2745961.944 2746166.437

LB.10. Reboiler (RB – 102) Fungsi : Fungsi

: Untuk menguapkan sebagian campuran produk bottomMenara

Destilasi Kondisi Operasi Reboiler Tmasuk

= 3430 K

Tkeluar

= 2980 K

Menentukan panas umpan masuk reboiler - 102 Qfeed (CH3OH)


Tabel hasil perhitungan panas umpan masuk reboiler - 102 Komponen

CPdt

Qfeed

CH3OH


13,60764

0,004457983

CH3OCH3

0,00147424

16,65469

0,024553018

H2O

199,1661195

8,00941

1595,203174

Total

199,1679213

1595,232185

Menentukan panas refluks reboiler - 102 Qrefluks (CH3OH) = n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 3,31606E-05 x 13,60764 = 0,000451237 kj/jam


Tabel hasil perhitungan panas refluks reboiler - 102 Komponen

CPdt

Qrefluks

CH3OH

Laju Alir (kmol) 3,31606E-05

13,60764

0,000451237

CH3OCH3

0,000149223

16,65469

0,002485255

H2O

20,15958505

8,00941

161,4663887

Total

20,15976743

161,4693252

Menentukan panas bottom produk reboiler - 102 Qbottom (CH3OH) = n(CH3OH) x Cpdt(CH3OH) = 0,000294448 x 13,60764 = 0,004006746 kj/jam Tabel hasilperhitungan panas bottom produkreboiler - 102 Komponen

CPdt

Qbottom

CH3OH


13,60764

0,004006746

CH3OCH3

0,001325018

16,65469

0,022067763

H2O

179,0065344

8,00941

1433,736786

Total

179,0081539

1433,76286

Panas yang disuplai reboiler (QRB) = 2196769,555 kJ Persamaan Overall Neraca Panas Reboiler : Qfeed + QRB = QLiquid + QBottom Panas liquid masuk ke Menara Destilasi : QLiquid = QUmpan + QRB – QBottom = 1595,232185 kJ + 2196769,555 kJ –1433,76286 kJ = 2196931,024 kj/jam Sebagai media pemanas digunakan saturated steam dengan temperatur 110oC Dari tabel steam, untuk saturated steam pada T = 110oC diperoleh data : Entalpi liquid jenuh, HL = 334,91 kJ/kg Entalpi uap jenuh, HV

= 2634,7 kJ/kg

Panas laten, λ

= 2308,79 kJ/kg



m =

QRB



2196769,555 kJ 2308,79Kj / kg

= 951,4808861kg Panas yang dibawa oleh steam masuk (Qs-in) Qs-in

= m x HV = 951,4808861kg x 2634,7 kJ/kg = 2515430,019 kj/jam

Panas yang dibawa oleh steam keluar (Qs-out) Qs-out = m x HL = 951,4808861kg x 334,91 kj/kg = 318660,4636kj/jam

Tabel neraca panas total reboiler -102 Qfeed Qs in

Q in 1595,232185 2515430,019

Total

2517025,251

Q keluar Q Liquid Qsout

Q out 1433,76286 2196931,024 318660,4636 2517025,251

LB.11. Cooler 3 (C – 103) Fungsi : Untuk Menurunkan temperatur produk dari reaktor Tmasuk

= 3430 K

Tkeluar

= 3230 K

Menentukan fraksi mol dari cooler – 101 X(CH3OH)

= Laju alir CH3OH / Laju alir total = 0,000294448/ 179,0081539 = 1,64489E-06

Menentukan Cp metanol = X(CH3OH) x Cpdt


= 1,64489E-06 x 13,60763532 = 2,2383E-05

Komponen

Fraksi mol (X)

Cpdt

X.Cpdt

CH3OH


1,64489E-06

13,60763532

2,2383E-05

CH3OCH3

0,001325018

7,402E-06

16,65469195

0,000123278

H2O

179,0065344

0,999990953

8,009410327

8,009337867

Total

179,0081539

38,2717376

8,009483528

CpCampuran

= 8,009483528 Kj/Kmol.K

TAir masuk

= 3030 K

TAir keluar

= 3230 K

CpAir

= 4,1840 kJ/kmol.K

Massa Air yang dibutuhkan dicari dengan menterial Air, dengan patokan Qfluida panas = Qfluida dingin Qh = Hot fluid

Qh  H  n.Cp.(T2  T1 ) Qh = 179,008153 x 8,009483528 x (343-323) = 57350,51441 kj/jam

Qc = Cold fluid

Qc  H  n.Cp.(T2  T1 ) Qc = 57350,51441 x 4,1840 x (323 – 303) = 57350,51441 kj/jam Neraca Panas total Cooler 3 (C – 103) Qh

Q masuk 57350,51441 Qc

Q keluar 57350,51441

LAMPIRAN C


PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT 1. Tangki Penyimpanan 1.1 Tangki Penyimpanan Dimetil Eter T-101

: Menyimpan dimetil eter untuk kebutuhan 30 hari

Bahan konstruksi : Low Alloys Steel SA 202 B Bentuk

: Silinder Horizontal dengan penutup torrispherical dished head

Jenis sambungan : Single welded butt joints Jumlah

: 1 unit

T - 102

*) Perhitungan untuk T-101 Kondisi operasi : Tekanan

= 11 atm

Temperatur

= 30 C

Laju alir massa

= 9373,878827kg/jam

Densitas

= 677kg/m3

Kondisi

= Cair

= 303 oK

Kebutuhan perancangan = 30 hari Faktor kelonggaran

= 20 %

Perhitungan: a. Volume tangki Kapasitas tangki,Vg =9969,265518m3 Volume Spherical, Vt = (1 + 0,2) x 9969,265518m3 = 11963,11862m3 b. Volume 2 Tutup dan Shell


Direncanakan : H/D = 4/3 = 1,33 L/D = 3/1 = 3 Volume 2 Tutup, Vh = 2[0,0778 D3 (2) (H/D)2 (1,5-H/D)] (Walas,2010) = 2[0,0778 D3 (2) (01,33)2 (1,5-1,33)] = 0,09220 D3 Φ

= 2 Arc Cos (1-1,6)

(Walas,2010)

= 4,4286 rad Volume Shell = =

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

= 0,6736 D2 L Karena L = 3 D ; maka Volume Shell = 0,6736 (3) D2 = 2,0207D3 Volume 2 Tutup + Shell = 0,0922 D3 + 2,0207 D3 = 2,1129 D3 c. Diameter (D) dan Tinggi Tangki Diameter, D

=

3

11963,11862 2,1129

= 17,8232m Jari-jari, r

= 1,0565 m

Tinggi Shell

= 23,7744m

Tinggi Tutup = 1,0564m Tinggi Total = 25,8873m

d. Tebal Shell dan Head dan Bottom Allowable Stress, SA = 21250 psi = 146513,5863 kPa Joint Efficiency, E

= 0,80

Corrotion Factor, Ca = 0,125 in/thn = 0,00138 m/thn P Operasi

= 1atm = 101,325 kPa


Faktor kelonggaran = 0,2 Umur

= 10 Tahun

P hidrostatik

= 118249,9986kPa

P design

= 1512,209984kPa

Tebal Shell,

t

P.R C S.E  0,6.P

t

P.R C S.E  0,6.P

(peters, 1991)

t = 0,03177 m = 1,2510 in Tebal shell standar yang digunakan = 2 in r/L

= 0,01975

L=D

= 7,2269 m

M

3   L/r  = 4

(Brownell, 1959)

1/2

=

(Walas, 1988)

3  (1 / 0,01975)1 / 2 4

= 2,5289 m Tebal head

=

PLM +Ca  n 2  S  E - 0,2  P

(Walas, 1988)

= 0,05970m = 2,3504 in Tebal headstandar yang digunakan

= 2,5 in

(Brownell, 1959)

1.2 Tangki Penyimpanan Metanol 1. T-102

: Menyimpan Metanol untuk kebutuhan 30 hari

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C Bentuk

: Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Jenis sambungan : Single welded butt joints Jumlah

: 1 unit


T-102 T - 101

*) Perhitungan untuk T-102 Kondisi operasi : Tekanan

= 1 atm

Temperatur

= 30 C

Laju alir massa

= 12626,26263kg/jam

Densitas

= 791,5 kg/m3

Kebutuhan perancangan = 15 hari Faktor keamanan = 10 %

Perhitungan: a. Volume tangki Volume larutan,Vl =

12626,26263 kg/jam x 15 hari x 24 jam/hari 791,5 kg / m3

= 5742,835812m3 Volume tangki, Vs = (5742,835812 x 0,1) +5742,835812m3 = 6317,119394m3 b. Diameter dan tinggi shell Direncanakan :  Tinggi shell : diameter (Hs : D = 3 : 2)  Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4) -

Volume shell tangki ( Vs)

3 3 D 8

Vs

=

Di

=  8 x Vs     3 

D

= 22,0561 m

1/ 3


-

Volume tutup tangki (Vh) Vh =

 24

D3 (Walas,1988)

= 1403,8030 m3 -

Volume tangki (V) V

= Vs + Vh = 6317,119394+1403,8030

= 7019,0209m3 -

Tinggi tangki (H) Hs = 3/2D = (3/2) x 22,0561 = 26,2589m

c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup Hh

= diameter tangki

= 17,5060m

= 1 D  1 17,5060 = 4,3765m 4

Ht (Tinggi tangki)

4

= Hs + 2Hh

= 35,0119 m

d. Tebal shell tangki Tinggi cairan dalam tangki = PHidrostatik

5742,835812 m3 x 44,1123m = 36,0918m 14038,0418 m3

=xgxl = 279,9536kPa = 2,7629atm

P0

= Tekanan operasi = 1 atm

Faktor kelonggaran

= 5%

Pdesign

= (1 + 0,05) x (2,7629atm + 1 atm) = 3,9511 atm

D

= 17,5060m

Joint efficiency (E)

= 0,85

r = 8,7530m (Brownell,1959)


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

(Brownell,1959)

= 0,00032 cm

Tebal shell tangki: t

P.R C S.E  0,6.P

(Peters, 1991)

t = 0,0374 m = 3,7448cm Tebal shell standar yang digunakan = 2,5 in

(Brownell, 1959)

e. Tebal tutup tangki t

P.D C 2S.E  0,2.P

(Peters, 1991)

t = 0,0374 m = 3,7369 cm Tebal tutupstandar yang digunakan =2,5 in

(Brownell,1959)

2. Reaktor – 101 Fungsi : Sebagaitempat terjadinya reaksi dehidrasiMetanolsehinggamenghasilkan Tipe : Multi Tubular Reaktor

CH3OH(F3) H2O (F3)

F3

F4

CH3OH(F4) H2O (F4) CH3OCH3(F4)

Reaktor

Kondisi reaktor Temperatur (T)

= 250 oC

Tekanan (P)

= 12 atm

Konversi Acrolein

= 90 %

Densitas Campuran, ρcamp

= 791,8 kg/m3

= 523 K

Data katalis : Nama katalis

: Alumina Silika (Zeolit)

Porositas, φ

: 0,35

Diameter katalis

: 0,5 cm

Bulk density katalis, b : 780 kg/m3


Reaksi: 2 CH3OH(g) --------> CH3OCH3(g) + H2O(g) A

B

+

C

2.1.Laju Reaksi Konstanta kecepatan reaksi (k) dicari dengan persamaan Arhenius : k

= A . e-E/RT

A

 1 1     B  N   A 8 kT   3   2  10  MA MB 

k

 1 1  -E/RT    B  N  . e  A 8 kT   3   2  10  MA MB  (2.34 Levenspiel)

2

2

dimana : = 6,02.1023

N

= Bilangan Avogadro

K

= Konstanta Boltzman = 1,3.10-16

CH3OH = 32 kg/kmol Air

= 18 kg/kmol

C

= 4,418 A

= 4,418 .10-8 cm

B

= 3,433 A

= 3,433 .10-8 cm

E

= Energi Aktivasi

E

= 6,3102 kkal/mol

R

= 0,0020 kkal/mol. K

T

= 250o C

-E/RT

=

523 K

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

e-E/RT

= 2,3062 x 10-3

Maka: 2

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



2



10

 32 18 

k = 0,31176 cm2/mol.s k = 0,31176 x 10-4 m2/kmol.s FAO= 392.5979 kmol/jam

= 0,1091 kmol/s

FBO

= 3,5073kmol / jam

= 0,0010 kmol/s


Laju Alir Massa (W)

= 12626,26263 kg / jam

Perhitungan : -

Volumetrik Flowrate

Q Q

W



camp

12626,26263 791,8

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

Konsentrasi Metanol CAO=

0,1091 FAO = = 24,6200 kmol / m3 0,0044 Q

- Konsentasi Air CBO=

0,0010 FBO = = 0,2199kmol / m3 0,0044 Q

Untuk mencari –rA CH3OH adalah reaksi orde satu maka digunakan persamaan : -rA

= k CAO = 3,29 x 10-4

2.2. Tinggi Head Reaktor Hs

= ¼ Ds = ¼ (1,9037) = 0,4759 m

2.3. Tinggi Reaktor HR= LT2 + HS = 2,8 m + 0,4759 m = 3,2759 m 2.4.Volume Head Reaktor, VHR

1  VHR = 2  . .Ds3   24  = 1,8051 m3


2.5. Volume Total Reaktor, VR VR = VT1 + VT2 + 2VHR = 0,0027 m3 + 1,1245 m3 + 2(1,8051 m3) = 4,7375 m3

2.6. Tebal dinding reactor, t Asumsi t

=

: tebal dinding reaktor = tebal dinding headnya.

P.D + Cc 2SE j - 0,2 P

(Peters, tabel 4 hal 570)

D = Diameter Reactor = 1,3501 m P = Tekanan Design = 12atm S = Working Stress Maximum = 13700 psia Ej = Welding Joint Efficiency = 85 % Cc = Korosi yang diizinkan = 0,00032m t

=

12 x 1,3501  0,00032 (2 x932,23x0,85)  (0,2 x1,3501)

= 0,0105m = 10,5447 mm Diameter luar kolom , OD

= Ds + 2t = 1,3501 m + (2 x 0,0105) m = 1,3712 m

2.7. Menghitung jumlah tube Dalam perancangan ini digunakan orifice / diameter gelembungdengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 3/4 in - Jenis tube = 10 BWG - Pitch (PT) = 1 in triangular pitch - Panjang tube (L) = 9,1864 ft Dari Tabel 8, hal, 840,Kern, 1965,diperoleh UD = 100 - 200, faktor pengotor (Rd) = 0,0032 Luas permukaan untuk perpindahan panas,


A   .L2 / 4 

3,14x9,1864  66,2454 ft 2 4

Luas permukaan luar (a) = 0,0104 ft2/ft Jumlah tube, N t 

(Tabel 11, Kern)

A 66,2454 ft 2   693,3929 buah L  a " 9,1864 ft  0,0104 ft 2 /ft

Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 694tube dengan ID shell1,38 in.

2.8. Menentukan Volume Reaktor, VTR Volume satu tube reaktor, VT

1  VT    .ID 2  . L T 4  1  x 3,14 x 0,0351 m2 x 2,3160 m 4  0,0027 m 3 Volume Tube Reaktor, VTR VTR= VT x NT = 0,0027m3 x 694tube = 1,8742 m3 Faktor keamanan 20% Maka volume tube rektor (VTR) adalah: VTR = 0,2 x 1,8742 m3 = 0,3748 m3 2.9. Menentukan Volume dan Berat Katalis Reaktor Menghitung Volume Katalis : Vk  (1  φ) VTR

dimana : φ = 0,35 Vk= (1 – 0,35) 0,3748m3 = 0,2436m3 Menghitung Berat Katalis : Densitas katalis = 780 kg/m3 Wk = ρ K .VK


= (780 kg/m3).( 0,2436 m3) = 190,0425 kg 2.10. Residence Time, 



VTR QT

0,3748 m3  0,0044 m3 / s = 84,6225 s = 1,4104 menit 3. MENARA DISTILASI – 101 (MD – 101) Fungsi

: Memisahkan produk dimetil eter dari campuran metanol dan air

Tipe

: Sieve Tray Tower

Gambar

:

A. kondisi operasi. Kondisi operasi menara destilasi – 101: FEED P

= 1 atm o

= 1,0133 bar = 323 oK

T = 50 C Menentukan nilai Xi

Xi(CH3OH) = laju alir(CH3OH) / laju alir total = 39,25978535 / 396,1051487


= 0,0991

Menentukan nilai Ki Ki(CH3OH) = Pi(CH3OH) / P(CH3OH) = 0,7724 /1,0133 = 0,7623 Menentukan nilai fraksi mol Yi Yi(CH3OH) = Xi(CH3OH) x Ki(CH3OH) = 0,0991 x 0,7623 = 0,0756 Untuk hasil perhitungan CH3OCH3 dan H2O dapat dilihat pada tabel dibawah ini : Tabel hasil perhitungan kondisi umpan pada menara destilasi - 101 Komponen CH3OH

Tekanan (pi) 0,7724

Laju alir Fraksi mol (kmol) (xi) 39,25978535 0,0991

Kesetimbangan Fraksi mol (ki) (yi = xi.ki) 0,7623 0,0756

CH3OCH3

2,8719

176,6690341 0,4460

2,8342

1,2641

H2O

0,2035

180,1763293 0,4549

0,2008

0,0913

Total

396,1051487 1,0000

1,4310

TOP

P= 1atm

= 1,0133 bar

T = 50oC

= 323oK

Menentukan nilai fraksi mol Zi Zi(CH3OH)

= laju alir(CH3OH) / laju alir total = 39,2009/215,8752 = 0,1816

Menentukan nilai Xi Xi(CH3OH)

= Zi(CH3OH) / Ki(CH3OH) = 0,1816 / 0,7623 = 0,2382

Untuk hasil perhitungan CH3OCH3 dan H2O dapat dilihat pada tabel dibawah ini :


Tabel hasil perhitungan top produk menara destilasi - 101 Komponen CH3OH CH3OCH3 H2O Total

Laju alir (kmol)

Fraksi mol (Zi)

Kesetimbangan Fraksi mol (Ki = Pi/P) (xi = Zi / Ki)

39,2009

0,1816

0,7623

0,2382

176,4040

0,8172

2,8342

0,2883

0,2703 215,8752

0,00125195 1,0000

0,2008

0,0062 0,5328

BOTTOM P = 1 atm o

T = 50 C

= 1,0133 bar = 323oK

Menentukan nilai fraksi mol Xi Xi(CH3OH)

= laju alir(CH3OH) / laju alir total = 0,0589/ 180,2300 = 0,0003

Menentukan nilai Zi Zi(CH3OH)

= Xi(CH3OH) x Ki(CH3OH) = 0,0003 x 0,7623 = 0,0002

Untuk hasil perhitungan CH3OCH3 dan H2O dapat dilihat pada tabel dibawah ini :

Tabel hasil perhitungan bottom produk menara destilasi - 101 Komponen CH3OH CH3OCH3 H2O Total

Laju alir (kmol/jam)

Fraksi mol (Xi)

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

0,0589

0,0003

0,7623

0,0002

0,2650

0,0015

2,8342

0,0042

179,9061 180,2300

0,9982 1,0000

0,2008

0,2005 0,2049

B. Desain Kolom Destilasi a. Menentukan Relatif Volatilitas, α Komponen kunci : Light Key

: air


Heavy Key



: Metanol

K LK K HK

(Ludwig,E.q 8.13)

αD = KLK / KHK = 3,7960 αB = KLK / KHK = 3,7180

 Avg 



top

  bottom  2

(Ludwig,E.q 8.11)

= 3,7570 b. Menentukan Stage Minimum Dengan menggunakan metode Fenske ( R. Van Wingkle;eg : 5.118 ; p 236)

NM 

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

NM 

Log 0,9999 / 0,0000076D x 0,01793 / 0.05962B  Log (6,7803)

NM  4,8965

Karena menggunakan reboiler maka Nm = 3,8965 c. Mencari Refluks Ratio Minimum

Rm 

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

 0,8172 3,7570 1  0,8172 1  1  0,4460  3,7570  1  0,4460 Rm  0,2148 Rm 

d. Teoritical Tray Pada Actual reflux – Methode Gilliland Diketahui

: Rm = 0,2148 Nm = 3,8965

Untuk menentukan jumlah plate toritis digunakan korelasi gilliland sehingga didapat nilai R = 0,43 dan N teoritis = 8,2 = 8 O’Conneil’s correlation Dimana: μa

= Viskositas liquid molar rata-rata,Ns/m2


αa

= Relatif Volatility rata-rata LK

Eo = 49,745 % = 50 %

e. Actual Stage N’ actual

N actual

=

Nteoritis Eo

=

8 = 16 0,5

= 16 + 1 (stage reboiler) = 17

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

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

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

2

  (Coulson vol.6 Eq 11.62) 

180,2300  0,001401   0,0015  m   = 0,206 Log  Log  p  215,8752  0,0991   0,00125195  Log

2

  

m = 1,0430 p

m p

= 1,0430

m

= 6,3492 p

N

= m+p

17

= 6,3492 p + p

p

= 2,3132

m

= 17 - 2,3132

(RE.Treyball, p.311)

= 14,6868 = 15 Dari perhitungan diketahui :  m (Rectifying section )

= 15 tray

 p (Striping section )

= 3 tray

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


C. Desain kolom bagian atas (Rectifying section) a. Data fisik untuk rectifying section D

= 3348,8886kg/jam = 0,9302kg/s

L

= R.D = 0,43 (3348,8886 kg/jam) = 1440,0221 kg/jam = 0,4000 kg/s

V

= L+D = 1440,0221kg/jam + 3348,8886kg/jam = 4788,9106 kg/jam = 1,3303kg/s

Tabel data fisik menara destilasi -102 Data Fisik

Vapour

Liquid

Mass Flow rate (kg/det)

1,3303

0,4000

62,8800

998,6000

Density (kg/m3) 3

Volumetric Flow rate (m /det) 0,0212 Surface tention (N/m)

0,0004 0,5954

b. Diameter kolom - Liquid –Vapour Flow Factor (FLV)

V L

FLV

=

LW VW

FLV

=

1440,0221 kg / jam 62,88 4788,9106 kg / jam 998,6

(J M.Couldson. Eq.11.82)

= 0,0755 - Ditentukan tray spacing = 0,3 m - Dari figure 11.27 buku Chemical Engineering, vol. 6, 1 . JM. Couldson didapat nilai konstanta K1 = 0,060 - Koreksi untuk tegangan permukaan


K1*

 =    20 

0, 2

K1

 0,5954  =    20 

0, 2

0,06 0

= 0,0297 - Kecepatan Flooding (uf ) uf

 L  V V

= K1 *


(998,6  62,88) 62,88

= 0,0297

= 0,1146 m/s 

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

u

= 0,85 . uf

(J M.Couldson. p.472)

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

=

V V .3600

=

4788,9106 kg / jam 62,88 kg / m3 .3600


= 0,0212 m3/s - Net area yang dibutuhkan (An) An

=

U V maks 


u =

0,0212m3 / s 0,0974 m / s

= 0,2172 m2 - Cross section area dengan 12 % downcormer area (Ac) Ac

=

An 1 0,12



=

0,2172 m 2 = 0,2468 m2 1  0,12

- Diameter kolom (Dc) Dc

=

4 Ac 3,14

=

4 (0,2468) m 2 ) 3,14


= 0,5607 m c. Desain plate - Diameter kolom (Dc)

= 0,5607 m

- Luas area kolom (Ac) Ac

=

Dc 2 . 3,14 4

=

(0,5607 ) 2 . 3,14 4


= 0,2468 m2 - Downcomer area (Ad) Ad

= persen downcomer x Ac


= 0,12 (0,2468 m2) = 0,0296 m2 - Net area (An) An

= Ac – Ad = 0,2468 m2 – 0,0296 m2 = 0,2172 m2

- Active area (Aa) Aa

= Ac – 2 Ad 2

(J M.Couldson. p.473) 2

= 0,2468 m – 2 (0,0296 m ) = 0,1875 m2 - Hole area (Ah) ditetapkan 10% dari Aa sebagai trial pertama Ah

= 10 % . Aa = 0,0188m2


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

=

Ad x100 Ac

=

Absisca

=

Iw Dc

= 0,76

0,0296 x100 0,2468

= 12

Sehingga : Iw

= Dc . 0,76 = 0,7105 m . 0,76 = 0,5400 m

-

Maks vol liquid rate = L/ρL. 3600 = 0,0004 m3/s Dari figure 11.28 untuk nilai maks vol liquid rate= 0,0006 m3/s digunakan reverse flow.

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

= 50 mm

((J M.Couldson. p.571)

Hole diameter (dh)

= 5 mm


Plate thickness

= 5 mm


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

=

L 3600

=

1440,0221 kg / jam (J.M.Couldson. p.473) 3600

= 0,4000 kg/s - Minimum liqiud rate (Lm,min) Minimum liquid rate pada 70 % liquid turn down ratio Lm,min

= 0,7 Lm, max

(J.M.Couldson. p.473)

= 0,7 (0,4000 kg/s) = 0,2800 kg/s

- Weir liquid crest (how)


2

how

 Lm  = 750     l Iw

how,maks

 Lm, maks = 750     l Iw 

3

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

3

 0,4000 kg / det  = 750   3  998,6 kg / m x 0,4261

2

3

= 7,1971 mm liquid

how,min

 Lm, min  = 750     l Iw 

2

3

  0,2800 kg / det = 750   3  998,6 kg / m  0,4261

2

3

= 5,6740 mm liquid Pada rate minimum hw + how

= 50 mm + 5,6740 mm = 55,6740 mm

Dari figure 11.30 JM. Couldson ed 6 K2

= 30,2

- Minimum design vapour velocity (ŭh) Ŭh

=

=

K 2  0,90 25,4  dh (J.M.Couldson. Eq.11.84) V  12 30,2  0,90 25,4  5 62,8812

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

= =

0,7  Uv maks (J.M.Couldson..Eq.11.84) Ah 0,7  0,0340 0,0301

= 0,7896 m/s - Jadi minimum operating rate harus berada diatas nilai weep point.


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

=

Uv, maks Ah

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

= 1,128 m/s - Dari figure 11.34 JM. Couldson ed 6, untuk :

Platethicness holediameter

= 1

Ah Ah = Aa Ap

= 0,1

Ah x 100 Ap

= 10

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

hd

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

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

=

=

12,5.103

L

(J.M.Couldson..Eq.11.89)

12,5.103 998,6

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

= hd + (hw + how) + hr


= 75,5057 mm liquid Asumsi pressure drop 100 mm liquid per plate, sehingga ht = 75,5057 mm dapat diterima.

Downcomer liquid backup - Downcomer pressure loss (hap) hap

= hw – (10 mm)



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

= hap . Iw


= 40 x 10-3 . 0,4621 m = 0,0170 m2 Karena nilai Aap lebih kecil dari nilai Ad (0,0296 m2), maka nilai Aap yang digunakan pada perhitungan head loss di downcomer (hdc) - Head loss in the downcomer (hdc) 2

hdc

 Lm, max  = 166   (J.M.Couldson..Eq.11.92)   L Aap   0,4000  = 166    998,6 . 0,0170 

2

= 0,0917 mm - Back up di downcomer (hb) hb

= (hw + how) + ht + hdc


= 132,7945 mm = 0,1328 m hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2 (plate spacing + weir height)/2 = 0,175 m, Ketentuan bahwa nilai hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2, telah terpenuhi. (J.M.Couldson..p.474)

Check resident time (tr) tr

= =

Ad  hdc  L (J.M.Couldson..Eq.11.95) Lm, maks 0,0296  0,1328  998,6 0,4000

= 9,8171 s Ketentuan bahwa nilai tr harus lebih besar dari 3 s , telah terpenuhi.


Check Entrainment - Persen flooding actual. uv

=

Uv maks An

=

0,0340 0,3487


= 0,0974 m/s % flooding =

=

uv x100 uf


0,0974 x100 0,1146

= 85% - Untuk nilai FLV = 0,0651 dari figure 11.29 JM. Couldson ed 6 Didapat nilai ψ = 0,05 Ketentuan bahwa nilai ψ harus lebih kecil dari 1, telah terpenuhi. (J.M.Couldson..p.475)

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

Iw 0,4621 = = 0,76 Dc 0,5607

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

= 180 - θC


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

   = Dc  hw x 3,14    180 






 78  = 0,5607  50 x10 3 x 3,14    180  = 0,6949 m


- Area of unperforated edge strip (Aup) Aup

= hw . Lm


-3

= 50 x 10 . 0,6949 = 0,0347 m2 - Mean length of calming zone (Lcz) Lcz

  = ( Dc  hw) sin C   2


 102  = (0,5607  50 x10 3 ) sin    2  = 0,3969 m - Area of calming zone (Acz) Acz

= 2 ( Lcz . hw)

(J.M.Couldson..p.475) -3

= 2 (0,3969. 50 .10 ) = 0,0397 m2 - Total area perforated (Ap) Ap

= Aa – (Aup + Acz)


= 0,1875 – (0,0347 + 0,0397) = 0,1131 m2 Dari figure 11.33 JM. Couldson ed 6 di dapat nilai Ip/dh = 2,6 untuk nilai Ah/Ap = 0,1658 - Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh) Aoh

= 3,14

dh2 4

= 3,14

(50 x103 )2 4


= 0,0000196 m2 Jumlah holes = =

Ah Aoh


0,0188 0,0000196

= 955,6532 = 956holes


f. Ketebalan minimum kolom bagian atas. Ketebalan dinding bagian head, thead

P.Da  Cc 2.S.E j  0,2.P

t=

( Peter Tabel.4 Hal 537)

Ketebalan dinding bagian silinder, tsilinder

P.ri  Cc S.E j  0,6.P

t=


Dimana : P = Tekanan Design

= 1 atm

D = Diameter tanki

= 0,5607 m

ri = Jari-jari tanki

= 0,2803 m

S = Tekanan kerja yang diinginkan = 932,2297 atm Cc = Korosi yang diinginkan

= 0,02 m

Ej = Efisien pengelasan

= 0,85

a

=2 thead

=

1 atm x 0,5607 m  0,02 m 2.(932,2297 atm x 0,85)  0,2 x1 atm

= 0,0204 m = 2,04 cm

tsilinder =

1atm x 0,2803 m  0,02 m (932,2297 atm x 0,85)  0,6 x1atm

= 0,0204 m = 2,04 cm Sehingga : OD = ID + 2tsilinder = 0,5607 m + 2 (0,0204 m) = 0,6014 m

D. Desain kolom bagian bawah (Striping section) a. Data fisik untuk rectifying section F

= 1443,9511 kg/jam = 0,4011 kg/s

L*

= F + L


= 2883,9732 kg/jam = 1,2022 kg/s V*

= V + (q–1)xF = 4788,9106 kg/jam = 1,3303 kg/s

Tabel data fisik menara destilasi - 101 Data Fisik

Vapour

Liquid


1,3303

1,2022

Density (Kg/m3)

34,0500

1015,0000

Volumetric Flow rate (m3/det)

0,0391

0,0012

Surface tention (N/m)

0,2191

b. Diameter kolom - Liquid –Vapour Flow Factor (FLV)

V L

FLV

=

LW VW

FLV

=

4327,9243 kg / jam 34,05 4788.9106 kg / jam 1015


= 0,1655 - Ditentuakan tray spacing = 0,3 m - Dari figure 11.27 buku Chemical Engineering, vol. 6, JM. Couldson didapat nilai konstanta K1 = 0,054 - Koreksi untuk tegangan permukaan K1*

  =    20 

0, 2

K1 0, 2

 0,2191  =   0,054  20  = 0,0219 - Kecepatan Flooding (uf ) uf

= K1 *

 L  V V



1015  34,05 34,05

= 0,0219

= 0,1175 m/s 

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

u

= 0,85 . uf


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

=

V V .3600


= 0,0391 m3/s - Net area yang dibutuhkan (An) An

=

U V maks




u = 0,3911 m2 - Cross section area dengan 12 % downcormer area (Ac) Ac

=

An 1 0,12


= 0,4445m2 - Diameter kolom (Dc) Dc

=

4 Ac 3,14


= 0,7525 m c. Desain plate - Diameter kolom (Dc)

= 0,7525 m

- Luas area kolom (Ac) Ac

=

Dc 2 . 3,14 4


= 0,4445 m2 - Downcomer area (Ad) Ad




= 0,12 (0,4445 m2) = 0,0533 m2 - Net area (An) An

= Ac – Ad = 0,4445 m2 – 0,0533 m2 = 0,3911 m2

- Active area (Aa) Aa

= Ac – 2 Ad


= 0,4445 m2 – 2 (0,0533 m2) = 0,3378 m2 - Hole area (Ah) ditetapkan 10% dari Aa sebagai trial pertama Ah

= 10 % . Aa = 0,0338 m2

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

=

Ad x100 Ac

= 12

Absisca

=

Iw Dc

= 0,76

Sehingga : Iw

= Dc . 0,76 = 0,7525 m . 0,76 = 0,5719 m

-

Maks vol liquid rate = L/ρL. 3600 = 0,0012 m3/s Dari figure 11.28 untuk nilai maks vol liquid rate= 0,0012 digunakan reverse flow.

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

= 50 mm


Hole diameter (dh)

= 5 mm


Plate thickness

= 5 mm



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

=

L 3600

=

4327,9243 3600


= 1,2022 kg/det - Minimum liqiud rate (Lm,min) Minimum liquid rate pada 70 % liquid turn down ratio Lm,min

= 0,7 x Lm, max


= 0,7 (1,2022 kg/det) = 0,8415 kg/det - Weir liquid crest (how) 2

how

 Lm  = 750     l Iw

how,maks

 Lm, maks = 750     l Iw 

3


3

= 12,1863 mm liquid how,min

 Lm, min  = 750     l Iw 

2

3


= 50 mm + 9,6073 mm = 59,6073 mm


= 30,3


=

K 2  0,90 25,4  dh (J.M.Couldson. Eq.11.84) V  12

= 2,0462m/s


- Actual minimum vapour velocity (Uv,min actual) Uv,min actual

=

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

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

=

Uv, maks Ah




= 1

Ah Ah = Aa Ap

= 0,1

Ah x 100 Ap

= 10


hd

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


=

12,5.103

L





= 77,7450 mm liquid Ketentuan bahwa nilai ht harus lebih kecil dari 100 mm liquid telah terpenuhi.




= hw – 10 mm



= hap . Iw = 0,0290 m

(J.M.Couldson..p.474) 2

Karena nilai Aap lebih kecil dari nilai Ad (0,0856 m2), maka nilai Aap yang digunakan pada perhitungan head loss di downcomer (hdc) - Head loss in the downcomer (hdc) 2

hdc

 Lm, max  = 166   (J.M.Couldson..Eq.11.92)   L Aap  = 0,4451 mm

- Back up di downcomer (hb) hb



= 140,3763 mm = 0,1404 m hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2 (plate spacing + weir height)/2 = 0,175 m, Ketentuan bahwa nilai hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2, telah terpenuhi. (J.M.Couldson..p.474)


=

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

=6,3212 s Nilai tr lebih besar dari 3 s.

Check Entrainment - Persen flooding actual.


uv=

Uv maks An

(J.M.Couldson..p.474


uv x100 uf


= 85% - Untuk nilai FLV = 0,1344 dari figure 11.29 JM. Couldson ed 6 Didapat nilai ψ = 0,025 Ketentuan bahwa nilai ψ harus lebih kecil dari 1, telah terpenuhi. (J.M.Couldson..p.475)

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

Iw = 0,76 Dc


= 180 - θC



   = Dc  hw x 3,14    180 


= 0,9558 m - Area of unperforated edge strip (Aup) Aup

= hw . Lm


= 50 x 10-3 . 0,9558 m = 0,0478 m2 - Mean length of calming zone (Lcz) Lcz

  = ( Dc  hw) sin C   2


= 0,5381 m


- Area of calming zone (Acz) Acz

= 2 ( Lcz . hw)


= 2 (0,5381 x 50 .10 ) = 0,0538 m2 - Total area perforated (Ap) Ap



= 0,2362 m2 Dari figure 11.33 JM. Couldson ed 6 di dapat nilai Ip/dh = 2,6 untuk nilai Ah/Ap = 0,1430 - Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh) Aoh

dh2 4

= 3,14


(5x10 3 ) 2 = 3,14 4 = 0,0000196 m2 Jumlah holes =

Ah Aoh


= 1721,2277 = 1722 holes

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

P.Da  Cc 2.S.E j  0,2.P


Ketebalan dinding bagian silinder, tsilinder t=

P.ri  Cc S.E j  0,6.P


Dimana : P

= Tekanan Design

= 1 atm

D = Diameter tanki

= 0,7525 m

ri

= Jari-jari tanki

= 0,3762 m

S

= Tekanan kerja yang diinginkan= 932,226 atm


Cc = Korosi yang diinginkan Ej = Efisien pengelasan

= 0,02 m = 0,85

A= 2 thead

=

1 atm x 0,7525 m  0,02 m 2.(932,226 atm x 0,85)  0,2 x 1 atm

= 0,020475 m = 2,0475cm tsilinder =

1atm x 0,7525 m  0,02 m (932,226 atm x 0,85)  0,6 x 0,7525 atm

= 0,020475 m = 2,0475 cm Sehingga : OD = ID + 2tsilinder = 0,7525 m + 2 (0,020475 m) = 0,7934 m

g. Efisiensi Tray Perhitungan Efisiensi Tray menggunakan Van Winkle’s Correlation EmV

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

Dimana : µL

= 9,64 x 10-3 N.s/m2

µV

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

DLK

=

1,173x1013 ..M 0.5 .T . Vm0,6

=

1,173x10 13 .1 18,01250.5 .323 = 6,28 x 10-8 2 0, 6 1,22 x10 . (0,074)

hw

= 50 mm

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

= Superficial vapour velocity = 0,0868 m/s

σL

= 0,4073 N/m

Dg

=

 L     L . uv 

= 486,7279

Sc

=

 L    p . D  L LK 

= 152,5339


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

Re

=

EmV

= 0,07 x (486,7279)0,14 x (129,6027)0,25 x (372,6233)0,08 = 0,9394 = 93,94%

h.

Tinggi tangki

H = [N1.Tray spacing1 + (N2 + 1). Tray spacing2] / EmV = [(15 . 0,3) + (3 + 1) . 0,3] / 0,9394 = 5,7482 m He = tinggi tutup ellipsoidal = ¼ x ID = 0,1881 m Ht = H + 2 . He = 5,7482 m + 2 . (0,1881 m) = 6,1244 m

4. REBOILER-01 (RB- 101) Fungsi

: Menguapkan kembali bottom product MD- 101

Tipe

: Kettle Reboiler

Gambar

:

Vapor ke KD - 01

Steam in

Steam out Bottom KD - 01 Out Bottom KD - 01 in

Fluida Panas : Saturated Steam W

= 37736,2948 kg/jam = 83019,8454 lb/jam

T1

= 110oC = 230oF

T2

= 110oC = 230oF

Fluida Dingin : Bottom Product KD-01 w

= 8823,1326 kg/jam = 19410,8918 lb/jam


t1

= 50oC = 122 oF

t2

= 50oC = 122oF

Perhitungan: a.

Beban Panas RB-01 Q = 98480551,9610 kJ/jam = 93269552,0345 Btu/jam LMTD

b.

Fluida Panas

Fluida Dingin

o

(oF)

( F)

Selisih

230

Suhu tinggi

122

108

230

Suhu rendah

122

108

0

Selisih

0

0

LMTD = Isothermal Boiling Point LMTD = 108oF Tc = 230oF

c.

tc = 122 oF dimana: tc = ta -

Asumsi UD = 200 Btu/hr.ft2.oF A = 4318,0348ft2 Jumlah tube, Nt = 1073,7374 Pada tabel 9 Kern, jumlah tube yang memenuhi adalah 1074

-

Rencana Klasifikasi Tube Side Length

= 15 ft

OD

= 1 in

BWG

= 16

Pitch

= 1,25 in

Pass

=8

a’

= 0,2618ft2/ft

Tube Bundle

 Nt  Tube bundle diameter = do    Ki 

1

ni


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

 1074   Tube bundle diameter = 1 in x   0,0365 

1

2 , 285

= 37,9985 in

Shell Side Digunakan shell tipe K (kettle type reboiler)12 in circular bundle dalam 33 in shell ID

HOT FLUID: Tube Side, Bottom ProductMD-101 a. Flow Area, at a’t

= 0,2277 in2

at

= Nt.a’t/144n = 0,1214ft2

b. Laju Alir Massa, Gt Gt

= w/at = 684073,8887lb/hr.ft2

c. Pada tc = 500 oF μ

= 0,0186 cp

= 0,0450 lb/ft.hr

D

= 0,87 in

= 0,0725 ft

Ret

= D.Gt/μ = 1101233,1620

L/D

= 206,8966

d. JH = 800

(Fig.24 Kern)

e. Prandl Number k = 0,0226 Btu/hr.ft.oF c = 0,4745 Btu/lb.oF 1

 c  3  0,4757  0,045  = 0,939 Pr =   =  0,0226  k    1

k  c  f. hi = JH   D k 

1

3

      w 

3

0,14

= 245,0585 Btu/hr.ft2.oF g. hio = hi x ID/OD = 213,2009 Btu/hr.ft2.oF


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

= tc +

hio (Tc – tc) hio  ho

= 401,6311oF (Δt)w = tw - tc = 279,6311oF Dari gambar 15.11 Kern, hv > 300, maka dipakai ho 300 c. Clean Overall Coefficient, Uc Uc

=

hio  ho = 124,6301 Btu/hr.ft2.oF hio  ho

d. Dirt Factor, Rd Rd =

UC  U D = 0,0020 hr.ft2.oF/Btu U C U D

PRESSURE DROP HOT FLUID: Tube Side, Saturated Steam Ret

= 1101233,1620

ƒ

= 0,0001 ft2/in2

Gt

= 684073,8887 lb/hrft2

ΔPt

fGt 2 Ln = 5,22 1010 Dst

(Fig.26 Kern)

= 1,6345 Psi V2/2g = 0,0082

(Fig.27 Kern)

S

= 0,77

ΔPr

= (4n/s)(V2/2g) = 0,3408 Psi

ΔPT

= ΔPt + ΔPr

= 1,9753 Psi

COLD FLUID : Shell Side, Bottom Produk KD-01 Res

= 6140,3673 f = 0,0024

Fig 29, Kern


s =1,059 Gs = 124458,5300 lb/hr.ft2 Ds = 0,0593 ft a.

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

b.

ΔPs

fGs 2 Ds( N  1) 5,22 1010 Des

=

= 0,4695 Psi Tabel hasil perhitungan reboiler - 101 SUMMARY hio = 213,2009

h outside

ho = 44,4602

UC

=

124,6301

UD

=

199,9290

Rd Calculated

=

0,0020

1,9753 psi

Calculated ΔP, Psi

0,378 psi

10 psi

Allowable ΔP, Psi

10 psi

5. Condensor - 101 (CD- 101) Fungsi : Tempat mengkondensasikan top produk MD - 101. Type : Shell And Tube Heat Exchanger. Bahan : Carbon Steel Gambar

:

Fluida Panas : Top produk MD - 101 W1

= 13404,6467 kg/jam

= 29490,2228 lb/jam

T1

= 50oC

= 122 oF

T2

= 50oC

= 122oF

Fluida Dingin : Air pendingin W1

= 2127149,1176 kg/jam

= 4679728,0587 lb/jam

t1

= 30 oC

= 86 oF


= 40oC

t2

= 104 oF

Perhitungan berdasarkan “Process Heat Transfer”, Kern. a.

Beban Panas CD- 101 Q = 133504667,5313 kJ/hr = 126440401,5535Btu/hr

b. Menghitung ∆T Fluida Panas

Fluida Dingin Selisih

122

Temp. Tinggi

104

18

122

Temp. Rendah

86

36

18

18

0 LMTD (∆T) ∆T

= (∆T2 - ∆T1) / ln (∆T2/ ∆T1)

(Pers. 5.14, Kern)

= 25,9685

Tc dan tc Tc = 122 oF tc = 95 oF 1.

Trial UD

= 50 - 100

Asumsi UD

= 100 Btu/ jam FT2oF

A

= Q / UD . ∆T

(Tabel 8, Kern)

= 48689,8932ft2 2. Karena A > 200 ft2, maka digunakan Shell & Tube Heat Exchanger dengan spesifikasi sebagai berikut : Dari Tabel 10, Kern : Panjang Tube (L) = 17 ft

c.

OD

= 1 in = 0,083 ft

BWG

= 16

Pass

= 4

Tube sheet

= 1 14 in, triangular pitch

a”

= 0,2618 ft2

Jumlah Tube


a. Jumlah Tube



Nt

A L.a ''

= 51 tube b. Ambil Nt pada tabel 9 Kern yang mendekati, sesuai dengan ukuran tube yang telah dipilih, Nt = 51

d. Data Spesifikasi Karena UD mendekati asumsi, maka dari tabel 9 Kern diperoleh data sebagai berikut : 1. Tube side : Nt

= 51

PT

= 1,25 in

C

’’

= 0,104 ft

= (PT – OD tube) = (1,25 in – 1 in)

Tube Passes

= 4

Tube OD

= 1 in

= 0,25 in

= 0,021 ft

= 0,083 ft

2. Shell Side : ID

= 39 in

(table 9, Kern)

Baffle space (B) = 7,8inch Pass e.

= 1

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

= 0,2277 ft2

at



N t .a' t n

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



w at

= 1081989,5131lb/jam ft2

3. Bilangan Reynold, Ret


Pada, tc = 95 oF 

= 0,6514 cP

= 1,5759 lb / ft hr

De

= ID

= 0,87 in = 0,0725 ft

Ret



G t . De



= 597341,6209 4. Dari gambar 24, Kern hal. 834 Pada, Ret

= 597341,6209

L/D

= 234,4828 didapat

jH

= 1000

5. Prandl Number, Pr Pr

=

Cp. k

Pr

= 4,3618

hi

 k   . C p  = jH   .   D   k 

k

= 0,3649 Btu/jam.ft.oF

Cp

= 1,01 Btu/lb.oF

1/ 3

(Pers. 6.15, Kern)

= 8183,2530Btu/jam.ft2.oF hio

= hi (ID/OD)

(Pers. 6.9, Kern)

= 7119,4301Btu/jam.ft2.oF

f.

Shell Side : Top produk MD - 101 = 122 oF

Pada Tc B

= 7,8 in

C”

= 0,25 in

Luas area laluan, as

IDxC" xB 144xPt 

as

=

as

= 0,4225ft2

1. Laju alir, Gs


W as

Gs

=

Gs

= 69799,3439 lb/jam ft2

2. Bilangan Reynold, Res Pada, Tc

= 122 oF



= 1,22 x 10-2 cP

= 2,95 x 10-2 lb / ft hr

De

= 0,7118 in

= 0,0593 ft

Res



Res

= 140276,9676

jH

= 250

G s . De



( Fig.28 Kern )

3. Prandl Number, Pr

Cp. k

Pr

=

k

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

Cp

= 0,5085Btu/lb.oF

Pr

= 1,0329

4. Koefisien perpindahan panas, ho ho

= jH (k/D) (c/k)1/3 = 61,8982 Btu/hr.ft2oF

5. Clean Overall Coefficient, Uc Uc



h io . h o h io  h o

= 61,3646 Btu/jam ft2.oF 6. Koreksi UD 1/UD



1  Rd Uc

= 0,01 Btu/jam ft2.oF UD= 100 Btu/jam ft2.oF g.

Pressure Drop 1. Tube Side Untuk Ret f

= 597341,6209 = 0,0001

(Fig 26, Kern)


s

= 0,9986

Pt



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

= 1,8958psi = 1081989,5131lb/ft2 jam

Gt

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

= 0,3 

4 . n v2 x ' s 2g

= 4,8067 psi PT

= Pt + Pr = 6,7026 psi

2. Shell side Faktor friksi Re

= 140276,9676

f

= 0,0001

(Fig.29, Kern)

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

= ID/12 = 3,2500 ft

s

= 0,9986

ΔPs

f Gs 2 Di ( N  1) = 5,22 x1010 x D S  e s = 0,0161 psi


Tabel hasil perhitungan kondensor - 101 SUMMARY ho = 61,8982

h outside UC

=

61,3646

UD

=

100

hio = 7119,4301

1,8958 psi

Calculated ΔP, Psi

0,00161 psi

10 psi

Allowable ΔP, Psi

10 psi

6. MENARA DISTILASI – 102 (MD – 102) Fungsi

: Memisahkan Metanol dari campuran Air

Tipe

: Sieve Tray Tower

Gambar

:

a. Menentukan kondisi operasi. Dengan Trial and Error, didapatkan kondisi operasi ; FEED P = 1 atm

= 1,0133 bar

T = 70 oC

= 343 oK

Menentukan nilai Xi Xi(CH3OH) = laju alir(CH3OH) / laju alir total = 0,05888968 / 180,229958 = 0,0003

Menentukan nilai Ki


Ki(CH3OH) = Pi(CH3OH) / P(CH3OH) = 1,0994 / 1,0133 = 1,0850 Menentukan nilai fraksi mol Yi Yi(CH3OH) = Xi(CH3OH) x Ki(CH3OH) = 0,0003 x 1,0850 = 0,0004 Untuk hasil perhitungan CH3OCH3 dan H2O dapat dilihat pada tabel dibawah ini : Tabel hasil perhitungan kondisi umpan pada menara destilasi - 101 Komponen

Teknan (Pi)

Laju alir (kmo) 0,05888968

Fraksi mol (xi) 0,0003

Kesetimbangan (ki) 1,0850

Fraksi mol (yi = xi.ki) 0,0004

CH3OH

1,0994

CH3OCH3

3,4933

0,26500355

0,0015

3,4475

0,0051

H2O

0,4142

179,906065

0,9982

0,4088

0,4080

180,229958

1,0000

Total

0,4135

TOP

P = 1atm

= 1,0133 bar

T = 70 oC = 343 oK Menentukan nilai Zi Zi(CH3OH) = laju alir(CH3OH) / laju alir total = 0,0586/ 1,2218 = 0,0480

Menentukan nilai fraksi mol Yi Yi(CH3OH) = Zi(CH3OH) / Ki(CH3OH) = 0,0480 / 1,0850 = 0,0442 Untuk hasil perhitungan CH3OCH3 dan H2O dapat dilihat pada tabel dibawah ini :


Tabel hasil perhitungan kondisi top produk pada menara destilasi - 101 Komponen CH3OH

Laju alir (kmol) 0,0586

Fraksi mol (Zi) 0,0480

Kesetimbangan Fraksi mol (Ki = Pi/P) (Yi = Zi/Ki) 1,0850 0,0442

CH3OCH3

0,2637

0,2158

3,4475

0,0626

H2O

0,8995

0,7362

0,4088

1,8010

Total

1,2218

1,0000

1,9079

BOTTOM P = 1 atm

= 1,0133 bar

T = 70 oC

= 343 oK

Menentukan nilai Xi Xi(CH3OH) = laju alir(CH3OH) / laju alir total = 0,0003/ 179,0082 = 0,0000016 Menentukan nilai fraksi mol Yi Yi(CH3OH) = Xi(CH3OH) / Ki(CH3OH) = 0,0000016 / 1,0850 = 0,000026 Untuk hasil perhitungan CH3OCH3 dan H2O dapat dilihat pada tabel dibawah ini : Tabel hasil perhitungan kondisi bottom produk pada menara destilasi - 101 Komponen CH3OH

Laju alir (kmol) 0,0003

Fraksi mol (xi) 0,0000

Kesetimbangan Fraksi mol (Ki = Pi/P) (Yi = Xi . Ki) 1,0850 0,0000

CH3OCH3

0,0013

0,0000

3,4475

0,0000

H2O

179,0065

1,0000

0,4088

0,4088

Total

179,0082

1,0000

0,4088

b. Desain Kolom Destilasi a. Menentukan Relatif Volatilitas, α Komponen kunci : Light Key

: Metanol

Heavy Key

: Dimetil Eter




K LK K HK

(Ludwig,E.q 8.13)

αD = KLK / KHK = 3,1775 αB = KLK / KHK = 3,1775

 Avg 



top

  bottom  2

(Ludwig,E.q 8.11)

= 3,1623 b. Menentukan Stage Minimum Dengan menggunakan metode Fenske ( R. Van Wingkle;eg : 5.118 ; p 236)

NM 

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

NM 

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

NM  2,6128

Karena menggunakan reboiler maka Nm = 1,6128

c. Mencari Refluks Ratio Minimum

Rm 

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

 0,2158 3,1623 1  0,2158 1  1  0,015  3,1623  1  0,0015 Rm  66,7296 Rm 

d. Teoritical Tray Pada Actual reflux – Methode Gilliland Diketahui

: Rm = 66,7296 Nm = 1,6128

Untuk menentukan jumlah plate toritis digunakan korelasi gilliland sehingga didapat nilai R = 15,5 dan N teoritis = 10 O’Conneil’s correlation Eo = 51- [32,5 x log (µa x αa)]


Dimana: μa

= Viskositas liquid molar rata-rata,Ns/m2

αa

= Relatif Volatility rata-rata LK

Eo

= 53 %

e. Actual Stage N’ actual

=

Nteoritis Eo

=

10 0,53

= 19 = 19 + 1 (stage reboiler)

N actual

= 20

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

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

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

2

  (Coulson vol.6 Eq 11.62)) 

m = -1,9766465297 p

m p

= 0,0106

m

= 0,0106 p

N

= m+p

20

= 0,0106 p + p

p

= 19

m

= 1

(RE.Treyball, p.311)

Dari perhitungan diketahui :  m (Rectifying section )

= 1 tray

 p (Striping section )

= 19 tray

Jadi Feed masuk dari puncak kolom destilasi.


c.

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

= 30,1958 kg/jam = 0,0084 kg/s

L

= R.D = 15,5 (30,1958 kg/jam) = 468,0350 kg/jam = 0,1300 kg/s

V

= L+D = 468,2308 kg/jam + 30,1958 kg/jam = 743,5286kg/jam = 0,1384 kg/s

Tabel data fisik menara destilasi -102 Data Fisik Vapour

Liquid


0,1384

0,1300

15,7700

1052,0000

0,0088

0,0001

Density (kg/m3) 3

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

0,0208

b. Diameter kolom a. Liquid –Vapour Flow Factor (FLV) FLV

=

LW VW

V L


= 0,1150 b. Ditentuakan tray spacing = 0,3 m c. Dari figure 11.27

buku Chemical Engineering, vol. 6, 1 . JM.

Couldson didapat nilai konstanta K1 = 0,056 d. Koreksi untuk tegangan permukaan K1*

  =    20 

0, 2

K1

 0,0208  =    20 

0, 2

0,056


= 0,0142 e. Kecepatan Flooding (uf ) uf

 L  V V

= K1 *


(1052 15,77) 15,77

= 0,0560

= 0,1149m/s 

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

u

= 0,85 . uf


= 0,85 . 0,1149m/s = 0,0976 m/s g. Maksimum volumetric flow rate (Uv maks) Uv maks

=

V V .3600

=

498,2308 kg / jam 15,77 kg / m3 .3600


= 0.0088 m3/s h. Net area yang dibutuhkan (An) An

=

U V maks 


u =

0.0088 m3 / s 0,0976 m / s

= 0,0899 m2 i. Cross section area dengan 12 % downcormer area (Ac) Ac

=

An 1 0,12

=

0,0899 m 2 = 0,1021 m2 1  0,12


j. Diameter kolom (Dc) Dc

=

4 Ac 3,14



=

4 (0,1021m 2 ) 3,14

= 0,3607 m d. Desain plate a. Diameter kolom (Dc) = 0,3607 m b. Luas area kolom (Ac) Ac

=

Dc 2 . 3,14 4

=

(0,3607) 2 (3.14) 4


= 0,1021 m2 c. Downcomer area (Ad) Ad



= 0,12 (0,1021 m2) = 0,0123 m2 d. Net area (An) An

= Ac – Ad = 0,1021m2 – 0,0123 m2 = 0,0899 m2

e. Active area (Aa) Aa

= Ac – 2 Ad


= 0,1021m2 – 2 (0,0123 m2) = 0,0776 m2 f. Hole area (Ah) ditetapkan 10% dari Aa sebagai trial pertama Ah

= 10 % . Aa = 0,0078m2

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

=

Ad x100 Ac

=

Absisca

=

Iw Dc

= 0,76

0,0123 x100 0,1021

= 12

Sehingga : Iw

= Dc . 0,76


= 0,3607 m . 0,76 = 0,2741 m Maks vol liquid rate = L/ρL. 3600 = 0,0001 m3/s Dari figure 11.28 untuk nilai maks vol liquid rate= 0,0001 m3/s digunakan reverse plate. h. Penentuan nilai weir height (hw) , hole diameter (dh), dan plate thickness, (nilai ini sama untuk kolom atas dan kolom bawah) Weir height (hw)

= 50 mm


Hole diameter (dh)

= 5 mm


Plate thickness

= 5 mm


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

=

L 3600

=

468,0350 kg / jam (J.M.Couldson. p.473) 3600

= 0,1300 kg/s - Minimum liqiud rate (Lm,min) Minimum liquid rate pada 70 % liquid turn down ratio Lm,min

= 0,7 Lm, max


= 0,7 (0,1300 kg/s) = 0,0910 kg/s - Weir liquid crest (how) 2

how

 Lm  = 750     l Iw

how,maks

 Lm, maks = 750     l Iw 

3


3

  0,1300 kg / det = 750   3 1052 kg / m x 0,2741 

2

3

= 4,4094 mm liquid


how,min

 Lm, min  = 750     l Iw 

2

3

  0,0910 kg / det = 750   3 1052 kg / m  0,2741

2

3


= 50 mm + 3,9726 mm = 53,4763 mm


= 30,2


=

=

K 2  0,90 25,4  dh (J.M.Couldson. Eq.11.84) V  12 30,2  0,90 25,4  5 15,7712

= 2,9815 m/s - Actual minimum vapour velocity (Uv,min actual) Uv,min actual

= =


0,7  0,0131 0,0116


=

Uv, maks Ah


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


= 1


Ah Ah = Aa Ap

= 0,1

Ah x 100 Ap

= 10


hd

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


=

=

12,5.103


L

12,5 .10 3 1052




= 67,6764 mm liquid Asumsi pressure drop 100 mm liquid per plate, sehingga ht = 67,6764 mm dapat diterima. Downcomer liquid backup - Downcomer pressure loss (hap) hap

= hw – (10 mm)



= hap . Iw


-3

= 40 x 10 . 0,0400 m = 0,0110 m2 Karena nilai Aap lebih kecil dari nilai Ad (0,0110 m2), maka nilai Aap yang digunakan pada perhitungan head loss di downcomer (hdc) - Head loss in the downcomer (hdc)


2

hdc

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

  0,1300 = 166   1052 . 0,0110 

2

= 0,0211 mm - Back up di downcomer (hb) hb



= 122,2069 mm = 0,1221 m hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2 (plate spacing + weir height)/2

= 0,175 m, Ketentuan bahwa nilai

hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2, telah terpenuhi. (J.M.Couldson..p.474)


= =


0,0123  0,02111052 0,1300

= 12,1104 s Ketentuan bahwa nilai tr harus lebih besar dari 3 s , telah terpenuhi.

Check Entrainment - Persen flooding actual. uv

=

Uv maks An

=

0,0088 0,0899



uv x100 uf



=

0,0976 x 100 0,1149

= 85% - Untuk nilai FLV = 0,1150 dari figure 11.29 JM. Couldson ed 6 Didapat nilai ψ = 0,033 Ketentuan bahwa nilai ψ harus lebih kecil dari 1, telah terpenuhi. (J.M.Couldson..p.475) f. Trial plate layout Digunakan plate type cartridge, dengan 50 mm unperforted strip mengelilingi pinggir plate dan 50 mm wide calming zones. - Dari figure 11.32 JM. Couldson ed 6 pada

Iw 0,3349 = = 0,76 Dc 0,4407


= 180 - θC



=

Dc  hw x 3,14  

   180 






 78  = 0,3607  50 x10 3 x 3,14    180  = 0,4228m - Area of unperforated edge strip (Aup) Aup

= hw . Lm


= 50 x 10-3 . 0,4228 = 0,0211 m2 - Mean length of calming zone (Lcz) Lcz

  = ( Dc  hw) sin C   2


 102  = (0,3607  50 x10 3 ) sin    2  = 0,2380 m2


- Area of calming zone (Acz) Acz

= 2 ( Lcz . hw)


= 2 (0,2380 50 .10 ) = 0,0238 m2 - Total area perforated (Ap) Ap



= 0,0776 – (0,0211+ 0,0238) = 0,0327 m2 Dari figure 11.33 JM. Couldson ed 6 di dapat nilai Ip/dh = 2,5 untuk nilai Ah/Ap = 0,2375 - Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh) Aoh

= 3,14

dh2 4

= 3,14

(50 x103 )2 4


= 0,000019625 m2 Jumlah holes = =

Ah Aoh


0,0078 0,000019625

= 395,5495 = 396 holes

g. Ketebalan minimum kolom bagian atas. a. Ketebalan dinding bagian head, thead t=

P.Da  Cc 2.S.E j  0,2.P



P.ri  Cc S.E j  0,6.P


Dimana : P = Tekanan Design

= 1 atm


D = Diameter tanki

= 0,3607 m

ri = Jari-jari tanki

= 0,1804m

S = Tekanan kerja yang diinginkan = 932,2297 atm Cc = Korosi yang diinginkan

= 0,02 m


= 0,85

a

=2 thead

=

1 atm x 0,3607 m  0,02 m 2.(932,2297 atm x 0,85)  0,2 x1 atm

= 0,0202 m = 2,0228 cm

tsilinder =

1atm x 0,3607 m  0,02 m (932,2297 atm x 0,85)  0,6 x1atm

= 0,0202278 m = 2,02278cm Sehingga : OD = ID + 2tsilinder = 0,3607 m + 2 (0,0202278m) = 0,4012m b. Data fisik untuk rectifying section F

= 3222,1880 kg/jam = 0,8951 kg/s

L*

= F + L = 3690.2230 kg/jam = 1,0251 kg/s

V*

= V + (q–1)xF = 498,2308 kg/jam = 0,1384 kg/s Tabel data fisik menara destilasi -102 Data Fisik

Vapour

Liquid


0,1384

1,0251

Density (kg/m3)

14,7000

1059,0000

Volumetric Flow rate (m3/det)

0,0094

0,0018

Surface tention (N/m)

0,0207


c. Diameter kolom d. Liquid –Vapour Flow Factor (FLV)

V L

FLV

=

LW VW

FLV

=

6912,4110 kg / jam 14,7 498,2308 kg / jam 1059


= 1,6346 e. Ditentuakan tray spacing = 0,3 m f. Dari figure 11.27 buku Chemical Engineering, vol. 6, . JM. Couldson didapat nilai konstanta K1 = 0,03 g. Koreksi untuk tegangan permukaan K1*

 =    20 

0, 2

K1

 0,0207  =    20 

0, 2

0,04

= 0,0076 h. Kecepatan Flooding (uf ) uf

 L  V V

= K1 *

= 0,0076


1059  14,7 14,7

= 0,0639 m/s 

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

u

= 0,85 . uf


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

=

V V .3600


= 0,0094 m3/s k. Net area yang dibutuhkan (An)


An

=

U V maks




u = 0,1732 m2 l. Cross section area dengan 12 % downcormer area (Ac) Ac

=

An 1 0,12


= 0,1968 m2 m. Diameter kolom (Dc) Dc

=

4 Ac 3,14


= 0,5007 m n. Desain plate o. Diameter kolom (Dc)

= 0,5007 m

p. Luas area kolom (Ac) Ac

=

Dc 2 . 3,14 4


= 0,1968 m2 q. Downcomer area (Ad) Ad



= 0,12 (0,1968 m2) = 0,0236 m2 r. Net area (An) An

= Ac – Ad = 0,1968 m2 – 0,0236 m2 = 0,1732 m2

s. Active area (Aa) Aa

= Ac – 2 Ad


= 0,1968 m2 – 2 (0,0236 m2) = 0,1496 m2 t. Hole area (Ah) ditetapkan 10% dari Aa sebagai trial pertama Ah

= 10 % . Aa = 0,0150 m2


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

=

Ad x100 Ac

= 12

Absisca

=

Iw Dc

= 0,76

Sehingga : Iw

= Dc . 0,76 = 0,5007m . 0,76 = 0,3806 m = L/ρL. 3600

a. Maks vol liquid rate

= 0,0018 Dari figure 11.28 untuk nilai maks vol liquid rate= 0,0018 digunakan reverse flow. v. Penentuan nilai weir height (hw) , hole diameter (dh), dan plate thickness, (nilai ini sama untuk kolom atas dan kolom bawah) Weir height (hw)

= 50 mm


Hole diameter (dh)

= 5 mm


Plate thickness

= 5 mm


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

=

L 3600


= 1,9201 kg/det - Minimum liqiud rate (Lm,min) Minimum liquid rate pada 70 % liquid turn down ratio Lm,min

= 0,7 x Lm, max


= 0,7 (1,9201 kg/det) = 1,3441 kg/det - Weir liquid crest (how) how

 Lm  = 750     l Iw

2

3

(J.M.Couldson. Eq.11.85)


how,maks

 Lm, maks = 750     l Iw 

2

3

= 21,2357 mm liquid how,min

 Lm, min  = 750     l Iw 

2

3


= 50 mm + 16,7417 mm = 60,7417mm


= 30,3


=

K 2  0,90 25,4  dh (J.M.Couldson. Eq.11.84) V  12

= 3,1142m/s - Actual minimum vapour velocity (Uv,min actual) Uv,min actual

=



=

Uv, maks Ah




= 1

Ah Ah = Aa Ap

= 0,1

Ah x 100 Ap

= 10



hd

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


=

12,5.103

L





= 83,4367 mm liquid Ketentuan bahwa nilai ht harus lebih kecil dari 100 mm liquid telah terpenuhi. (J.M.Couldson..p.474)


= hw – 10 mm



= hap . Iw


= 0,0152 m2 Karena nilai Aap lebih kecil dari nilai Ad (0,0352 m2), maka nilai Aap yang digunakan pada perhitungan head loss di downcomer (hdc) - Head loss in the downcomer (hdc) 2

hdc

 Lm, max  = 166   (J.M.Couldson..Eq.11.92)   L Aap  = 2,3551 mm

- Back up di downcomer (hb)


hb



= 157,0275 mm = 0,1570 m Check resident time (tr) tr

=


= 2,0456 s Nilai tr Mendekti 3 s jadi memenuhi. Check Entrainment - Persen flooding actual. uv

=

Uv maks An



uv x100 uf


= 85 - Untuk nilai FLV = 0,6747 dari figure 11.29 JM. Couldson ed 6 Didapat nilai ψ = 0,002 Ketentuan bahwa nilai ψ harus lebih kecil dari 1, telah terpenuhi. (J.M.Couldson..p.475)

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

Iw = 0,76 Dc


= 180 - θC


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


Lm

   = Dc  hw x 3,14    180 


= 0,6133 m - Area of unperforated edge strip (Aup) Aup

= hw . Lm


= 50 x 10-3 . 0,6133 m = 0,0307 m2 - Mean length of calming zone (Lcz) Lcz

  = ( Dc  hw) sin C   2


= 0,3453 m - Area of calming zone (Acz) Acz

= 2 ( Lcz . hw)


= 2 (0,3453 x 50 .10-3) = 0,0345 m2

- Total area perforated (Ap) Ap

= Aa – (Aup + Acz) = 0,844 m


2

Dari figure 11.33 JM. Couldson ed 6 di dapat nilai Ip/dh = 2,5 untuk nilai Ah/Ap = 0,1772 - Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh) Aoh

= 3,14

dh2 4

= 3,14

(5x10 3 ) 2 4


= 0,000019625 m2 Jumlah holes =

Ah Aoh


= 762,2400 = 763 holes


a. Ketebalan minimum kolom bagian bawah. Ketebalan dinding bagian head, thead t=

P.Da  Cc 2.S.E j  0,2.P



P.ri  Cc S.E j  0,6.P


Dimana : P

= Tekanan Design

= 1atm

D

= Diameter tanki

= 0,5007 m

ri

= Jari-jari tanki

= 0,2504 m

S

= Tekanan kerja yang diinginkan

= 932,226 atm

Cc = Korosi yang diinginkan

= 0,02 m


= 0,85

a

=2 thead

=

1 atm x 0,5007 m  0,02 m 2.(932,226 atm x 0,85)  0,2 x1 atm

= 0,0205 m

tsilinder =

= 2,0468cm

1atm x 0,5007 m  0,02 m (932,226 atm x 0,85)  0,6 x1atm

= 0,0205 m

= 2,0468cm

Sehingga : OD = ID + 2tsilinder = 0,5007m + 2 (0,0205m) = 21,3256m

b. Efisiensi Tray Perhitungan Efisiensi Tray menggunakan Van Winkle’s Correlation EmV

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

Dimana : µL

= 0,2857 N.s/m2


= 0,0083 N.s/m2

µV DLK

hw

=

1,173x1013 ..M 0.5 .T . Vm0,6

=

1,173x1013 .1  60,05260.5 .380,15 = 1,792 x 10-7 0, 6 0,00830. (0,074)

= 50 mm

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

= Superficial vapour velocity = 0,0436 m/s

σL

= 0,0207N/m

Dg

=

 L     L . uv 

= 1,6647

Sc

=

 L    p . D  L LK 

= 1515,8408

Re

=

 hw . uv . pv    = 1,5821  L . FA 

EmV

= 0,07 . (2,61)0,14 . (1,6647)0,25 . (1515,8408)0,08 = 0,4866 = 48,66%

c. Tinggi tangki H

= [N1.Tray spacing1 + (N2 + 1). Tray spacing2] / EmV = [(1 . 0,3) + (19 + 1) . 0,3] / 0,4866 = 12,9466 m

He

= tinggi tutup ellipsoidal = ¼ x ID = 0,1252 m

Ht

= H + 2 . He = 12,9466m + 2 . (0,1252 m) = 13,1969m


10. REBOILER-102 (RB-102) Fungsi : Menguapkan kembali keluaran bottom MD - 102 Tipe: Kettle Reboiler Gambar

: Steam in

Steam out

Fluida Panas

: Saturated steam

Flowrate,

W1 = 951,4809Kg/jam

=

2097,6538 lb/hr

T1

= 110oC

= 230oF

T2

= 110oC

= 230oF

Fluida Dingin

:

Produk bottom KD - 02

Flowrate,

W2 = 3585,0684 Kg/jam

= 7903,7136 lb/hr

t1

= 70 oC

= 158oF

t2

= 70oC

= 158oF

Perhitungan design sesuai dengan literatur pada Donald Q. Kern (1965). a.

Beban Panas H - 01 Q = 2517025,2508kJ/jam = 2385714,5605Btu/hr

b.LMTD Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin (oF)

Selisih

230 (T1)

Suhu Tinggi (th)

158 (t2)

72

230 (T2)

Suhu Rendah (tc)

158 (t1)

72

selisih

0

0

c. Temperatur rata-rata Tc = T avg

= 0,5 (230+ 230)

= 176 oF

tc = t avg

= 0,5 (158+ 158)

= 158o F

Penentuan tipe Heater : Asumsi UD = 200 Btu/hr.ft2.F

A

Q U D  t


A

2385714,5605 200  72

A = 165,6746 ft2 Karena A < 200 ft2 , maka dipilih jenis Double Pipe Heat Exchanger (Geankoplis ,1997) Dari Tabel.10 Kern didapat spesifikasi data : a. Rencana Klasifikasi Data Pipa

Annulus

Inner Pipe

IPS (in)

2

1,5

SN

40

40

OD (in)

2,38

1,9

ID (in)

2,067

1,610

a” (ft2/ft)

0,622

0,498

Hot Fluid : Annulus a. Flow Area, aa D2

= 2,067 inch

= 0,1723 ft

D1

= 1,9 inch

= 0,1583 ft

aa =

 (D22 – D12) 4

=

 (0,17232 – 0,15832) 4

= 0,0036 ft2 Equivalent Diameter De

D =

2

2

 D12 D1

0,1723 =



 0,15832 0,1583 2



= 0,0291ft b. Kecepatan Massa, Ga Ga

= W/aa =

2097,6538 0,0036

= 580828,5762lb/hr.ft2


Pada T= 176oF μ

= 0,0186 lb/ft.hr

Rea = De.Ga/μ =

0,0291 x 374941,4801 0,0186

= 374941,4801 JH

= 350

k

= 0,0227 Btu/hr.ft2(oF/ft)

c

(Fig. 24,Kern)

= 0,4752 Btu/lb.oF

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

1

3

= 0,9808 c. Koefisien perpindahan panas

k  c  ho = JH   De  k  = 350 x

1

3

      w 

0,14

0,0227 x 0,9808 x 1 0,0291

= 267,8311 Btu/hr.ft2.oF Cold Fluid: Inner Pipe a. Flow Area, ap D

= 1,61 Inch = 0,1342 ft

ap

=

 2 D 4

=

 (0,1342)2 4

= 0,0141 ft2 b. Kecepatan Massa, Gp Gp

= w/ap =

7903,7136 0,0141

= 559335,3637lb/hr.ft2


Pada 158oF μ

= 1,0689 lb/ft.hr

Rep = D.Gp/μ =

0,1342 x 559335,3637 1,0689

= 70205,9860 JH

= 170

k

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

= 0,5821 Btu/lb.oF

 c  3 =  0,5821x1,06898    0,0810  k    1

1

3

= 1,9717 c. Koefisien Perpindahan Panas

k  c  hi = JH   De  k  = 170 x

1

3

      w 

0,14

0,0810 x 1,9717 x 1 0,1342

= 202,3866 Btu/hr.ft2.oF Koreksi hi pada permukaan OD hio = hi x ID/OD = 202,3866 x (1,610/1,90) Btu/hr.ft2.oF = 171,4960 Btu/hr.ft2.oF

d. Clean Overall Coefficient, UC UC

=

hio  ho hio  ho

=

171,4960  267,8311 171,4960  267,8311

= 104,5507 Btu/hr.ft2.oF


e. Design Overall Coefficient, UD

1 1   Rd U D UC

(6.10)

Rd diasumsikan 0,003

1 1   0,003 U D 98,4692 UD = 79,587Btu/hr.ft2.oF f. Required Surface A

= =

Q U D  t 2385714,5605 200  72

= 165,4726ft2 Dari tabel 11 Kern, untuk 1,5-in IPS standard pipe, external surface/foot length= 0,498 ft2. Required length

=

416,3316 0,498

=836,0072ft

Diambil panjang 1 hairpin = 20 ft, maka jumlah hairpin yang dibutuhkan = 21 g. Dirt Factor, Rd Actually Length =20 x (84 x 2) = 3360 ft Actually surface = 3360 x 0,498 ft = 1673,2800 ft2 UD =

2385714,5605 119,52 x 72

= 79,2095Btu/hr.ft2.oF Rd =

U C U D UC U D

= 0,0031hr.ft2.oF/Btu

PRESSURE DROP Hot Fluid: Annulus a. De’= (D2 – D1)

...(6.4)


= (0,1723-0,1583) ft = 0,0139 ft Rea= De’.Ga/μ = 374941,4801 f = 0,0035 

0,264 (Re a' )0, 42

= 0,0047 ρ

= 62,5 lb/ft3

4 fGa2 L b. ΔFa = 2g 2 De = 27,9338ft c.Va

=

Ga 3600

= 2,5815fps

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

d. Fl

= 0,3104 e. Δpa =

(Fa  Fl)  144

= 12,2588Psi Cold Fluid: Inner Pipe a. Rep = 70205,9860 ƒ

= 0 ,0035 

0 , 264 (Re p ) 0 , 42

= 0,0059 ρ

= 65 lb/ft3

4 fGp 2 L 2g 2 D

b. ΔFp

=

c.ΔPp

= 3,1335 ft = Fp .  144 = 1,4144Psi


Tabel hasil reboiler - 102 SUMMARY Ho = 267,8311

h outside

hio = 171,4960

Uc

=

104,5507

UD

=

70.0379

RD calculated

=

0,0047

RD required

=

0,0030

12,2588

∆ P Calculated (psi)

1,4144

10,000

∆ P Allowable (psi)

10,000

11. CONDENSOR-102 (CD-102) Fungsi

: Tempat mengkondensasikan produk top MD-102

Tipe

: Double Pipe Heat Exchanger

Gambar

:

Fluida Panas : Top Produk KD-02 W

= 498,2308kg/jam

= 1096,1077 lb/jam

T1

= 70oC

= 158oF

T2

= 70oC

= 158 oF

Fluida Dingin : Air Pendingin W

= 26252,0262 kg/jam = 57754,4577lb/jam

t1

= 30 oC

= 86oF

t2

= 60oC

= 140 oF

Perhitungan: b.

Beban Panas C-01

Q = 2746166,4372 kJ/jam = 2600855,7863Btu/jam


c.

LMTD Fluida Panas

Fluida Dingin

(oF)

(oF)

158

Suhu tinggi

140

18

158

Suhu rendah

86

72

Selisih

54

54

LMTD =

t 2  t1 = 38,9528oF ln (t 2 / t1 )

Tc = 158 oF

d.

Selisih

; tc = 133 oF

Asumsi UD = 100 Btu/hr.ft2.oF

i. A =

2600855,7863 = 667,6948ft2 60  38,9528

Karena A> 200 ft2, maka dipilih HE jenis Double Pipe Heat Exchanger. ii. Rencana Klasifikasi Data Pipa

Outer Pipe

Inner Pipe

IPS (in)

4

3

SN

40

40

OD (in)

4,5

3,5

ID (in)

4,026

3,068

1,178

0,917

2

a” (ft /ft)

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

 (D22 – D12) 4

(Pers. 6.3)

 (0,33552 – 0,29172) = 0,02216 ft2 4


Equivalent Diameter, De

D De =

2

2

 D12 D1

 = 0,3355



 0,2917 2 = 0,0943ft 0,2917 2

b. Kecepatan Massa, Ga Ga = W/aa = 1096,1077 /0,0216 = 50792,0948lb/hr.ft2

c. Reynold number, Re Pada Tavg

= 104oF

μ

= 0,6514lb/hr ft

Rea = De.Ga/μ

0,0943  50792,0948 = 3036,9222 0,6514

= JH = 17

(Fig. 24, Kern)

d. k = 0,3649 Btu/hr.ft2(oF/ft) c = 0,9206 Btu/lb.oF

k  c  e. ho = JH   De  k 

1

3

      w 

0,14

= 87,2491 Btu/hr.ft2.oF

Hot Fluid : Inner Pipe a. Flow Area, ap D = 3,068 in/12 = 0,2557 ft ap =

 2 D 4

=

 (0,2557)2 = 0,0513 ft2 4

b. Kecepatan Massa, Gp Gp

= w/ap= 1125557,3678 lb/hr ft2

c. Reynold number, Re Pada Tavg = 158oF μ = 0,1936 lb/ft.hr


Rep = D.Gp/μ = 148640,2378 d. JH

= 120

e. k

= 0,104 Btu/hr.ft2(oF/ft)

cp f. hi

(Fig. 24, Kern)

= 0,52 Btu/lb.oF

k  c  = JH   De  k 

1

3

      w 

0,14

= 42,7236 Btu/hr.ft2.oF g. Koreksi hi pada permukaan OD hio = hi x ID/OD = 37,4503 Btu/hr.ft2.oF h. Clean Overall Coefficient, UC UC

=

hio x ho = 26,2031 Btu/hr.ft2.oF hio  ho

i. Design Overall Coefficient, UD

1 1   Rd U D UC

(Pers. 6.10)

Rd ditentukan 0,002 untuk masa service 1 tahun

1 1   0,002 U D 26,2031 UD

= 24,8982 Btu/hr.ft2.oF

j. Required Length Q A= = 2681,6950ft2 U D . t Dari tabel 11 Kern, untuk 3-in IPS standard pipe, external surface/foot length = 0,917 ft Required length =

2681,6950 = 2924,4220ft 0,917

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

2924,42220 = 146,2211 20

Maka dipakai 147 harpin 20 ft Actual Length= 147 x 20 ft


= 2940 ft Actual Surface = L x a” = 2940 ft x 0,917 ft2/ft = 2695,9800ft2 k. Actual Design Coefficient, UD Q UD = A. t = 24,7663Btu/hr.ft2.oF l. Dirt Factor, Rd Rd =

U C U D UC U D = 0,0022 hr.ft2.oF/Btu

PRESSURE DROP Cold Fluid : Annulus a.

De’= (D2 – D1) = 0,0438ft Rea = 1412,3343 ƒ

=

0,0035 

0,264 (Re a)0, 42

(Pers. 3.47b)

= 0,0160 ρ b. Fa

= 61,92 lb/ft3 =

4 fGa2 L 2g 2 De

= 3,4473 ft c. Va

=

G = 0,2279ft/s 3600

Fl

V 2  = 3 x   = 0,1185 ft  2g 

Pa

=

( Fa Fl)  144

= 1,5333 psi


Hot Fluid: Inner Pipe i.

Rep = 148640,2378 0 , 264 ƒ = 0 ,0035  (Re p ) 0 , 42 = 0,0053 ρ

= 0,6428lb/ft3

1.

ΔFp=

Pp

= 569,0337 ft Fp .  = 144 = 2,5401 psi

(Pers. 3.47b)

4 fGp2 L 2g 2 D

Tabel hasil kondensor - 102 SUMMARY ho = 42,7236

h outside

hio = 37,4503

UC

=

26,2031

UD

=

24,8982

Rd Calculated

=

0,0042

Rd Required

=

0,0022

1,5333 psi

Calculated ΔP, Psi

2,5401 psi

10 psi

Allowable ΔP, Psi

10 psi

14. Kompresor (K-101) Fungsi

: Mengalirkan dan menaikan tekanan feed sebelum masuk R-101. Type

Bahan

: Carbon steel

Gambar

:

: Centrifugal Kompressor

CH3OH(F2)

CH3OH(F3)

a. Kondisi Operasi : Kondisi masuk, Pi

= 1 atm

= 2116,8 lbf/ft2

Temperatur masuk, T = 30 C Kondisi keluar, Po

= 12 atm


Massa flow rate, W

= 12626,26 kg/jam

b. Rasio Kompresi Rc

= (Po / Pi ) = (12 / 1) = 12

c. Laju alir gas masuk ρ

= 791,8 kg/m3

volume gas yang masuk, Q Q

= W / = 15,94628m3/ jam

qin

= 9,385625ft3/menit

Faktor keamanan = 10 % qin

= 1,1 x 9,385625ft3/menit = 10,32419ft3/menit

d. Power yang dibutuhkan :

PW

=

dimana : k

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

k 1/ k

 1 

Pers.8.30Mc Cabe

= 1,05

PW = 193,0171 Hp. Effisiensi motor

= 80 %

Power yang dibutuhkan = 193,0171 Hp / 0,8 = 241,2714 Hp

 242 Hp e. Menentukan temperatur keluar kompressor T out

= T in x (Po/Pi) (k-1)/k = 121,6728684oC

f. Menentukan jumlah pendingin yang dibutuhkan :


Panas yang dibawa aliran : Qinput K-01

= 11422,09093 kJ/kmol

QOutput K-01

= 6108,007439 kJ/kmol

Qserap

= Qinput K-01 - QOutput K-01 = 5314,083492 kJ/mol

Jumlah air pendingin : T2

= 121,6729oC

T1

o

= 30 C

Cp Air

= 4,2 kJ/kg.K

= 394,6729K = 303 K

Q Cp (T2  T1 )

m

=

m

= 13,8018805kg/jam

16. POMPA-101 (P-101) Fungsi

: Untuk mengalirkan bahan baku metanol

Tipe

: Centrifugal Pump

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Gambar

:

Discharge Suction P-01

Perhitungan untuk P-101 Kondisi operasi : Temperatur

= 30 0C

Laju alir massa (F)

= 42,08754209 kg/5 menit

Densitas ()

= 791,8 kg/m3

= 49,4305 lbm/ft3

Viskositas ()

= 0,5 cP

= 0,004 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) =

= 0,30929 lbm/s

= 0,006257083 ft3/s

Desainpompa:


Di,opt

= 3,9 (Q)0,45 ()0,13

(Peters et.al., 2004)

= 0,660163163 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1983, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 4 in

Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID)

: 0,622 in

= 0,05183 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,84 in

= 0,07 ft

Inside sectional area

: 0,00211 ft2

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

= 2,9654423 ft/s

  v  ID 

= 1916,41558 (Laminar) Untuk pipa commercial steel, harga  = 0,000046 Pada NRe = 1916,41558 dan /OD =

(Geankoplis, 1983)

= 0,00291

Dari Fig.2.10-3 Geankoplis,1983 diperoleh harga f = 0,008 Instalasi pipa:

 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,55 1  2   A1  2g = 0,82933ft.lbf/lbm 2 elbow 90° = hf

= n.Kf.

v2 2.g c

= 1,5549938ft.lbf/lbm 1 check valve = hf

= n.Kf.

v2 2.g c

= 0,6738306 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit = hex

 A  v2 = 0,55 1  1   A2  2..g c = 3,3691532ft.lbf/lbm

panjang pipa total: L

= 25,427308ft.lbf/lbm


Faktor gesekan, F=

= 0,557415956

Tinggi pemompaan, ∆z = 30 ft -Ws

= = 39,35126373ft.lbf/lbm

Daya pompa, P = Q x p x Wf = 49,18907966 lb ft/detik Efisiensi pompa = 80%


daya actual motor, Pm = Maka dipilih pompa dengan tenaga 0,1 hp

Analog perhitungan dapat dilihat pada P-101, sehingga dapat diperoleh : Pompa

Laju Alir (kg/menit)

D optimum (in)

ID

V

Faktor

Daya

(in)

(ft/s)

Gesekan

(hp)

Daya Standar (hp)

P-101

42,0875

0,66

0,622

2,9654

0,5574

0,0276

0,1

P-102

0,50326

0,1858

0,622

0,1773

0,001993

0,00126

0,1

19. COOLER (C-101) Fungsi

: Menurunkan temperatur produkreactor-101 (R-101).

Tipe

: Double Pipe Heat Exchanger

Gambar :

Fluida Panas

Fluida Dingin

: Produk R-01 W

= 12626,2626 kg/jam

= 27836,1111lb/jam

T1

=250oC

= 482oF

T2

= 150oC

= 302oF

: Amonia w

= 3810,3520 kg/jam

= 8400,3781lb/jam

t1

= -25 oC

= -13oF


t2

= 50oC

= 122 oF

Perhitungan: e.

Beban Panas C-101

Q = 610800,7439 kJ/jam = 1346583,5361Btu/jam

f.

LMTD

Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin (oF)

Selisih

482

Temp. Tinggi

122

360

302

Temp. Rendah

-13

315

135

45

180 LMTD

=

t 2  t1 ln (t 2 / t1 )

= 156,4227oF

R S 

180 1,3333 135

135  0,2727 482  (13)

FT = 0,99

(Fig.18, Kern)

Δt = 0,99 x 156,4227 = 154,8585 oF Asumsi UD = 100 Btu/hr.ft2.oF

i. A =

Q1 UD.T )

= 86,9558ft2 Karena A < 200 ft2, maka digunakan Double Pipe Heat Exchanger ii.

Rencana Klasifikasi Data Pipa

Outer Pipe

Inner Pipe

IPS (in)

6

4

SN

40

40

OD (in)

6,6250

4,5

ID (in)

6,0650

4,0260

a” (ft2/ft)

1,7340

1,1780

Hot Fluid : Annulus


f. Flow Area, aa D2 = 4,50/12 = 0,5521ft D1 = 4,026/12 = 0,3750ft aa = =

 (D22 – D12) 4

(Pers. 6.3)

 (0,55212 – 0,37502) = 0,1289 ft2 4

Equivalent Diameter, De

D De =

2

2

 D12 D1

 = 0,5521



 0,3750 2 = 0,4378ft 0,3750 2

g. Kecepatan Massa, Ga Ga = W/aa = 215994,3757lb/hr.ft2

h. Reynold number, Re Pada Tavg

= 392 oF

μ

= 0,0332 lb/hr ft

Rea = De.Ga/μ = 2852145,6761 JH = 1000

(Fig. 24, Kern) 2 o

i. k = 0,0188 Btu/hr.ft ( F/ft) cp = 0,2762Btu/lb.oF

k  c  j. ho = JH   De  k 

1

3

      w 

0,14

= 20,9718 Btu/hr.ft2.oF

Cold Fluid : Inner Pipe j. Flow Area, ap D = 4,0260in/12 = 0,3355ft ap =

 2 D 4

=

 (0,3355)2 = 0,0884 ft2 4

k. Kecepatan Massa, Gp


Gp

= w/ap= 95070,1394 lb/hr ft2

l. Reynold number, Re Pada Tavg = 54,5 oF μ = 0,0076 lb/ft.hr Rep = D.Gp/μ = 1734234,0023 m. JH

= 1000

(Fig. 24, Kern) 2 o

n. k

= 0,0137 Btu/hr.ft ( F/ft)

cp o. hi

= 0,009Btu/lb.oF

k  c  = JH   De  k 

1

3

      w 

0,14

= 5,3554 Btu/hr.ft2.oF p. Koreksi hi pada permukaan OD hio = hi x ID/OD = 4,9027 Btu/hr.ft2.oF q. Clean Overall Coefficient, UC UC=

hio x ho = 2,5595 Btu/hr.ft2.oF hio  ho

r. Design Overall Coefficient, UD

1 1   Rd U D UC

(Pers. 6.10)

Rd ditentukan 0,002 untuk masa service 1 tahun

1 1   0,002 U D 2,5595 UD = 2,5465 Btu/hr.ft2.oF j. Required Length Q A= U D . t

= 3414,7087ft2

Dari tabel 11 Kern, untuk 6-in IPS standard pipe, external surface/foot length = 1,1780 ft Required length =2898,7341ft Diambil panjang 1 harpin = 20 ft


Jumlah harpin yang dibutuhkan =

2898,7341 = 144,9367 20

Maka dipakai 145 harpin 20 ft Actual Length

= 145 x 20 ft = 2900 ft

Actual Surface = L x a” = 2900 ft x 1,1780 ft2/ft = 3416,2ft2 m. Actual Design Coefficient, UD Q UD= A .  t = 2,545Btu/hr.ft2.oF n. Dirt Factor, Rd Rd =

U C U D UC U D

= 0,0022 hr.ft2.oF/Btu

PRESSURE DROP Hot Fluid : Annulus a.

De’= (D2 – D1) = 0,1771ft

Rea = 1153676,9027 ƒ

0,264 = 0,0035  (1153676,9027) 0,42 = 0,0043

ρ

= 51,24 lb/ft33

d. Va

=

(Pers. 3.47b)

G = 0,5154ft/s 3600

Fl

V 2  = 3 x   = 0,0398  2g 

Pa

=

( Fa Fl)  144

= 0,0157 psi


Cold Fluid: Inner Pipe i.

Rep = 1734234,0023 0 , 264 ƒ = 0 ,0035  (Re p ) 0 , 42 = 0,0041 ρ

= 5,3240 lb/ft3

1.

ΔFp=

(Pers. 3.47b)

4 fGp2 L 2g 2 D

= 65,9841 ft

Pp=

Fp .  144 = 2,4396 psi

Tabel hasil perhitungan cooler - 101 SUMMARY ho = 20,9718

h outside UC

=

2,5595

UD

=

2,5465

Rd Calculated

=

0,0022

Rd Required

=

0,0020

hio = 4,9027

0,0157 psi

Calculated ΔP, Psi

2,4396 psi

10 psi

Allowable ΔP, Psi

10 psi

Dengan mengguakan perhitungan yang sama maka dapat diperoleh : COOLER-102 Tabel hasil perhitungan cooler - 102 SUMMARY 20,9718

Ho UC UD Rd Calculated Rd Required

0,0128 10 psi

hio = = = = Calculated ΔP, Psi Allowable ΔP, Psi

4,9027

2,5595 2,5465 0,0049 0,0020 2,4396 10 psi


COOLER -103 Tabel hasil perhitungan cooler - 103 SUMMARY 20,9718

Ho

hio

4,9027

UC

=

2,5595

UD

=

2,5465

Rd Calculated

=

0,0021

Rd Required

=

0,0020

0,1502

Calculated ΔP, Psi

2,4396

10 psi

Allowable ΔP, Psi

10 psi

20. HEATER (H-101) Fungsi

: Menaikkan temperatur feed dari MD – 101 ke MD - 102.

Type

: Shell And Tube Heat Exchanger.

Bahan

: Carbon Steel

Gambar

:

Fluida Panas : Steam W1

= 1046,9366 kg/jam

= 2303,2605 lb/jam

T1

= 110oC

= 230oF

T2

= 110oC

= 230oF

Fluida Dingin : Feed Reaktor - 01 W1 = 2455,424771 kg/jam

= 5401,934496 lb/jam

t1

= 30 oC

= 86 oF

t2

=60 oC

= 140 oF


Perhitungan berdasarkan “Process Heat Transfer”, D. Q. Kern. a) Beban Panas H-01 Q = 2769230,2311 kJ/hr

= 2622699,1827 Btu/hr

b) Menghitung ∆T Fluida Panas

Fluida Dingin Selisih

230

suhu tinggi

140

18

230

suhu rendah

86

72

0

selisih

54

54

LMTD (∆T) ∆T

= (∆T2 - ∆T1) / ln (∆T2/ ∆T1)

(Pers. 5.14, Kern)

= 114,89oF

c) Tc dan tc Tc

= 230oF

tc

= 113 oF

g. Trial UD

= 100 - 150

h. Asumsi UD= 150 Btu/ jam FT2oF A

(Tabel 8, Kern)

= Q / UD . ∆T = 152,1825ft2

i. Karena A < 200 ft2, maka digunakan Shell & Tube Heat Exchanger dengan spesifikasi sebagai berikut : Dari Tabel 10, Kern : Panjang Tube (L) = 14 ft OD

= 1 in = 0,083 ft

BWG

= 16

Pass

= 4

Tube sheet

= 1 14 in, triangular pitch

a”

= 0,2618 ft2


d) Koreksi UD j. Jumlah Tube



Nt

A L.a ''

= 41,5209 tube k. Ambil Nt pada tabel 9 Kern yang mendekati, sesuai dengan ukuran tube yang telah dipilih, Nt = 42 l. Koreksi UD A

= Nt . L . a’’ = 153,9384 ft2

UD



Q A . T

= 148,2890 Btu/jam ft2.oF e) Data Spesifikasi Karena UD mendekati asumsi, maka dari tabel 9 Kern diperoleh data sebagai berikut : m. Tube side : Nt

= 42

PT

= 1,25 in

C’’

= (PT – OD tube) = (1,25 in – 1 in)

Tube Passes

= 4

Tube OD

= 1 in

= 0,104 ft

= 0,25 in

= 0,021 ft

= 0,083 ft

n. Shell Side : ID

= 13,25 in

(table 9, Kern)

Baffle space (B) = 2,65 inch Pass

= 2

f) Tube Side : Cold Fluid o. Flow area, at a't

= 0,2277 in2

at



N t .a' t n

= 0,1455 ft2


p. Laju alir massa, Gt Gt



w at

= 37133,07782 lb/jam ft2 q. Bilangan Reynold, Ret Pada, tc

= 158oF



= 1,0180 cP

= 2,4627 lb / ft hr

De

= ID = 0,87 in

= 0,0725 ft

Ret



G t . De



= 1093,15 r. Dari gambar 24, Kern hal. 834 Pada, Ret = 1093,15 L/D

= 193,1034483 didapat

jH

= 35

s. Prandl Number, Pr

Cp. k

Pr

=

k

= 0,0920Btu/jam.ft.oF

Cp

= 1,003 Btu/lb.oF

Pr

= 26,8493

hi

 k   . C p  = jH   .   D   k 

1/ 3

(Pers. 6.15d, Kern)

= 131,5424 Btu/jam.ft2.oF hio

= hi (ID/OD)

(Pers. 6.9, Kern)

= 114,4419 Btu/jam.ft2.oF

g) Shell Side : Hot Fluid t. Pada Tc

= 158 oF

B

= 2,65 in

C”

= 0,25 in

Luas area laluan, as


IDxC" xB 144xPt 

as

=

as

= 0,0488 ft2

u. Laju alir, Gs

W as

Gs

=

Gs

= 47229,5498 lb/jam ft2

v. Bilangan Reynold, Ret Pada, Tc

= 158oF



= 0,4004 cP = 0,9690 lb / ft hr

De

= 0,7118 in

Res



Res

= 2891,1525

jH

= 10

= 0,0593 ft

G s . De



( Fig.28 Kern )

w. Prandl Number, Pr

Cp. k

Pr

=

k

= 1,0010 Btu/jam.ft.oF

Cp

= 0,9624Btu/lb.oF

Pr

= 0,9316

x. Koefisien perpindahan panas, ho ho

= jH (k/D) (c/k)1/3 = 164,8594 Btu/hr.ft2oF

y. Clean Overall Coefficient, Uc Uc



h io . h o h io  h o

= 67,5501 Btu/jam ft2.oF z. Dirt Factor Coefficient, Rd Rd



U c - Ud U c .U d

= 0,0052


h) Pressure Drop aa.

Tube Side Untuk Ret = 1093,1491 f

= 0,0007

s

= 1

Pt



(Fig 26, Kern)

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

= 0,14282343 psi = 37133,07782 lb/ft2 jam

Gt

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

= 0,007

4 . n v2  x ' s 2g = 0,112 psi

PT

= Pt + Pr = (0,14282343+ 0,112) psi = 0,126282343psi

bb.

Shell side

Faktor friksi Re

= 2891,152531

f

= 0,004

(Fig.29, Kern)

Number of cross, (N+1) N+1

= 12 L / B = 63,3962

Ds

= ID/12 = 1,1042 ft

s

= 0,998

ΔPs

f Gs 2 Di ( N  1) = 5,22 x1010 x De S s = 0,202124038 psi


Tabel hasil perhitungan heater - 101 SUMMARY h outside

ho = 164,854

21.

UC

=

67,5501

UD

=

49,9189

Rd Calculated

=

0,0052

Rd Required

=

0,003

0,1263 psi

hio = 114,4419

Calculated ΔP, Psi

0,2021 psi

Allowable ΔP, Psi

10 psi

10 psi

ACCUMULATOR-101 (ACC-101) Fungsi

: Tempat menampung sementara kondensat produk dari CD-101.

Jumlah

: 1 buah

Bentuk

: Silinder horizontal dengan ujung ellipsoidal.

Bahan

: Carbon Steel

Gambar

:

input

ACC - 01

output

Data-data design : Tekanan (P)

: 1 atm

Temperatur (T)

: 50OC

Laju Alir (W)

: 13404,6467 kg/jam

Densitas ()

: 677 kg/m3

Residence Time

: 10 menit


PERHITUNGAN 1. Kapasitas Accumulator, Vt Volume liquid =

(w) (t ) (24 jam / hari)

 = 3,3 m3

Faktor keamanan : 10 % Kapasitas Tangki, Vt = 1,1 x 3,3 m3 Vt = 3,63 m3 2. Diameter Accumulator, DT Tipe tanki yang digunakan adalah silinder vertikal dengan tutup ellipsoidal. 

Volume silinder, Vs Dimana, H

= tinggi silinder = 3/2 D

VS = ( / 4) D2 H = ( / 4) D2 (3/2 D) VS = (3 / 8)  D3 D = [VS / ]1/3 = [3,63 / 3,14]1/3 = 1,0219 m 

Volume Silinder, Vs Vs = .(D)3 Vs = 3,3505 m3



Volume ellipsoidal head Ve = ( x D3) / 24 = 0,1396 m3



Volume Accumulator, VT VT = VS + 2Ve VT = (3,3505+ (2 x 0,1396) m3 VT = 3,6297 m3



Panjang Accumulator, L L =4.D L = 2,0437 m




Panjang Ellipsoidal, h H =¼.D H = 0,2555 m



Panjang Accumulator Total, Lt Lt = L + 2H Lt = 2,5546 m

3.

Tebal Dinding Accumulator, tT

tT 

P x r  C (S x E j )  (0,6 x P)

P = Tekanan Design

= 1atm

D = Diameter

= 1,0219m

S = Working Stress Allowable

= 932,2297 atm

Ej = Welding Joint Efficiency

= 0,85

C = Tebal Korosi yang diizinkan

= 0,00032 m

tT 

1 x 0,3730  0,00032 (932,2297 x 0,85)  (0,6 x 1)

= 0,0010 m Tebal Ellipsoidal head, tH

tH 

P x D  C 2 (S x E j )  (0,2 x P)

tH 

1 x 0,7459  0,00032 2 (932,2297 x 0,85)  (0,2 x 1)

= 0,0010 m Diameter Luar Vessel, OD OD

= ID + 2t = 1,0219 m + 2 (0,0010) = 1,0238 m SUMMARY Tipe

Silinder horizontal

Diameter Vessel

1,0238 m

Panjang Vessel

2,5546 m

Tebal Dinding

0,0010 m

22.ACCUMULATOR-102 (ACC-102)


Fungsi

: Tempat menampung sementara kondensat produk dari CD-102.

Jumlah

: 1 buah

Bentuk

: Silinder horizontal dengan ujung ellipsoidal.

Bahan

: Carbon Steel

Gambar

:

input

ACC - 02

output

Data-data design : Tekanan (P)

: 1 atm

Temperatur (T)

: 70OC

Laju Alir (W)

: 498,2308 kg/jam

Densitas ()

: 791,8 kg/m3

Residence Time

: 10 menit

PERHITUNGAN 1. Kapasitas Accumulator, Vt Volume liquid =

(w) (t ) (24 jam / hari)

 = 0,1049 m3

Faktor keamanan : 10 % Kapasitas Tangki, Vt = 1,1 x 0,1181m3 Vt = 0,54 m3 2. Diameter Accumulator, DT Tipe tanki yang digunakan adalah silinder vertikal dengan tutup ellipsoidal. 

Volume silinder, Vs Dimana, H

= tinggi silinder = 3/2 D

VS = ( / 4) D2 H = ( / 4) D2 (3/2 D) VS = (3 / 8)  D3 D = [VS / )]1/3


= [0,1154 / 3,14]1/3 = 0,3237 m 

Volume Silinder, Vs Vs = .(D)3 Vs = 0,1065 m3



Volume ellipsoidal head Ve = ( x D3) / 24 = 0,0044 m3



Volume Accumulator, VT VT = VS + 2Ve VT = (0,1065 + (2 x 0,0044) m3 VT = 0,1153 m3



Panjang Accumulator, L L =4.D L = 0,6473 m



Panjang Ellipsoidal, h H =¼.D H = 0,0809 m



Panjang Accumulator Total, Lt Lt = L + 2H Lt = 0,8092 m

3.

Tebal Dinding Accumulator, tT

tT 

P x r  C (S x E j )  (0,6 x P)

P = Tekanan Design (1 atm)

= 1atm

D = Diameter

= 0,3237 m

S = Working Stress Allowable

= 932,2297 atm

Ej = Welding Joint Efficiency

= 0,85

C = Tebal Korosi yang diizinkan

= 0,00032 m

tT 

1 x 0,1684  0,00032 (932,2297 x 0,85)  (0,6 x 1)


= 0,0005m

Tebal Ellipsoidal head, tH

tH 

P x D  C 2 (S x E j )  (0,2 x P)

tH 

1 x 3368  0,00032 2 (932,2297 x 0,85)  (0,2 x 1)

= 0,0005m Diameter Luar Vessel, OD OD

= ID + 2t = 0,3237m + 2 (0,0005) = 0,3247 m

SUMMARY Tipe

Silinder horizontal

Diameter Vessel

0,3247 m

Panjang Vessel

0,8092 m

Tebal Dinding

0,0005m


LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI UTILITAS 1. Screening (SC) Fungsi

: menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: bar screen

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : stainless steel Kondisi operasi: - Temperatur

= 30°C

- Densitas air ()

= 995,68 kg/m3(Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F)

= 203837,7848 kg/jam

Laju alir volume (Q) =

203837,7848 kg/jam x 1 jam / 3600 s = 0,0569m3/s 3 995,68 kg/m

Dari tabel 5.1 Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater Ukuran bar: -

Lebar bar = 5 mm

-

Tebal bar = 20 mm

-

Bar clear spacing = 20 mm

-

Slope = 30°

Direncanakan ukuran screening: Panjang screen

= 2m

Lebar screen

= 2m

Misalkan, jumlah bar = x Maka,

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

Luas bukaan (A2) = 20(50 + 1) (2000) = 2.040.000 mm2 = 2,04 m2 Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan Cd = 0,4 dan 30% screen tersumbat.


Head loss (h) =

Q2 0,0569 2 = 2 2(9,8)(0,4) 3 (2,04) 2 2 g Cd 3 A2

= 0,0005057 m dari air = 0,5057 mm dari air

2000

2000

20

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

2. Pompa Utilitas Ada beberapa pompa utilitas, yaitu : 1. PU-01 : memompa air dari sungai ke bak pengendap 2. PU-02 : memompa air dari bak pengendap ke clarifier 3. PU-03 : memompa alum dari tangki pelarutan alum ke clarifier 4. PU-04 : memompa soda abu dari tangki pelarutan soda abu ke clarifier 5. PU-05 : memompa air dari clarifier ke sand filter 6. PU-06 : memompa air dari sand filter ke tangki utilitas 1 7. PU-07 : memompa air dari tangki utilitas 1 ke kation exchanger 8. PU-08 : memompa air dari tangki utilitas 1 ke cooling tower 9. PU-09 : memompa air dari tangki utilitas 1 ke tangki utilitas 2 10. PU-10 : memompa Nacl dari tangki pelarutan NaCl ke kationexchanger 11. PU-11 : memompa air dari kation exchanger ke anion exchanger 12. PU-12 : memompa NaOH dari tangki pelarutan NaOH ke anion exchanger 13. PU-13 : memompa air dari anion exchanger ke dearator 14. PU-14 : memompa kaporit dari tangki pelarutan kaporit ke tangki utilitas 2 15. PU-15 : memompa air dari tangki utilitas 2 ke distribusi domestik


16. PU-16 : memompa air pendingin dari menara pendingin ke unit 17. PU-17 : memompa air dari dearator ke ketel uap 18. PU-18 : memompa bahan bakar dari tangki bakar bakar ke ketel uap 19. PU-19 :memompa bahan bakar dari tangki bahan bakar ke generator Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : commercial steel

*) Perhitungan untuk PU-01 Kondisi operasi

:

Tekanan masuk

= 101,325 kPa

= 2116,2740 lbf/ft2

Tekanan keluar

= 101,325 kPa

= 2116,2740 lbf/ft2

Temperatur

= 300C

Laju alir bahan masuk

= 203837,7848 kg/jam = 124,8299 lb/detik

Densitas ; 

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

Viskositas, 

= 0,8007cp = 0,0005lbm/ft detik

Laju alir volumetrik;

Q

=

F



=

124,8299 lb/detik = 2,0082 ft3/detik 3 62,1586 lb/ft

Diameter optimum IDop

= 0,363 (Q)0,45 (  )0,13

IDop

= 0,363(2,0082 ft3/detik)0,45 (62,1586lb/ft3)0,13 = 8 in

Dipilih pipa 8 in schedule40 dengan data – data sebagai berikut: Diameter Luar; OD

= 8,627 in

= 0,7189 ft

Diameter dalam; ID

= 7,981 in

= 0,6651 ft

Luas penampang; A

= 50 in2

= 0,322 ft2

Kecepatan laju alir; Bilangan Reynold, NRe

v

=

(Kern,1950)

Q 2,0082 ft 3 /detik = = 6,2368 ft/detik 0,322 ft 2 A

=

 x ID x v 

=

62,158 lb/ft 3 x 0,6651 ft x 6,2368 ft / det ik 0,0005 lbm/ft.detik


= 479162,0764 > 2100 aliran turbulen f

= 0,0045

(Geankoplis, 1993)

Kelengkapan pipa: Panjang pipa lurus

L1 = 30 ft

1 buah gate valve fully open L/D = 13 L2 = 1 x 13 x 0,6651 = 8,457 ft 3 buah elbow standar 90o L/D = 30 L3 = 3 x 30 x 0,6651 = 59,8551 ft Penyempitan mendadak, K = 0,5; L/D = 22 L4 = 0,5 x 22 x 0,6651 = 7,3156 ft Pembesaran mendadak,K = 0,5; L/D = 27 L5 = 0,5 x 27 x 0,6651 ft = 8,9783 ft

 L = 114,7947 ft Faktor kerugian karena kehilangan energi;  F

F

=

4 fv 2  L 2 gcD

= 0,4695 ft lbf/lbm Tinggi pemompaan  Z

= 30 ft

Dari persamaan Bernauli;

 v2  g P2   Z  V dP   F  Wf   gc P1  2gc 

(Sandler,1987)

Laju alir bahan yang masuk = laju alir bahan keluar; maka:

 v2   = 0    2 gc  Karena tidak ada perbedaan tekanan; maka P2

V dP = 0

P1

Sehingga persamaan Bernauli menjadi; Wf = Z

g  F gc

Kerja pompa; Wf = Z

g  F gc


= 38,0869 ft lbf/lbm Daya pompa; P = Q x  x Wf = 3803,5093 lb ft/detik/550 = 6,91547146 Hp Efesiensi pompa = 80% Daya pompa; P =

6,91547146 Hp = 8,6443 Hp 0,8

Maka dipilih pompa dengan tenaga 9 Hp Analog perhitungan dapat dilihat pada PU-01, sehingga diperoleh : Tabel LD.1 Analog Perhitungan Pompa Utilitas Dopt

(kg/jam)

(in)

PU-01 PU-02 PU-03 PU-04

203837,7848 10,1919 5,5036 203837,7848

6,7285 0,1013 0,8315 9,6497

7,9810 0,2150 1,0490 10,0200

6,2368 0,3164 0,0075 3,9574

0,4695 0,0196 0,1790 0,2280

8,64434 0,00028 0,00015 14,24991

9,00 0,10 0,10 15,00

PU-05 PU-06 PU-07 PU-8 PU-9 PU-10 PU-11

10331,0252 203837,7848 138219 6,5478 10331,0252 3,0935 51655,1259

2,5218 9,6497 8,1020 0,0792 2,5218 0,0572 5,2028

3,0680 10,0200 10,0200 0,2150 3,0680 0,2150 6,0650

2,1416 3,9574 1,1826 0,1759 2,1416 0,0862 2,7344

0,25245 22,77344 5,77632 0,00018 0,28859 0,00009 1,44459

0,30 23,00 6,00 0,10 0,30 0,10 2,00

PU-12 PU-13 PU-14 PU-15 PU-16 PU-17 PU-18 PU-19

3,9491 138219 45751,4981 51655,1259 673,3453 35,9569 3810,3520 3392,8825

0,0676 8,1020 4,9263 5,2028 0,2131 0,2047 1,8771 1,7816

0,2150 10,0200 6,0650 6,0650 0,3020 0,2020 1,9390 1,9390

0,1314 1,1826 2,4219 2,7344 0,9349 0,8547 3,1934 2,8436

0,0044 0,2717 0,0263 0,0054 0,0704 0,0010 0,0932 0,0000 1289 0,0263 0,0761 0,0932 0,1133 0,2209 0,2482 0,1771

0,00019 5,77632 22,70022 1,44459 0,00084 0,00005 0,1604 0,1425

0,10 6,00 23,00 2,00 0,10 0,10 0,20 0,20

Pompa

ID (in)

V (ft/s)

ΣF

Daya

Daya

Laju Alir

(hp)

standar (hp)

3. Bak Sedimentasi (BS) Fungsi

: untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jumlah

: 1 unit

Jenis

: beton kedap air


Data : : temperatur = 30 oC

Kondisi penyimpanan

tekanan

= 1 atm

Laju massa air (F)

= 203837,7848 kg/jam

= 124,8280 lbm/s

Densitas air

= 995,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3

F

Laju air volumetrik, Q =



=

124,8280 lb/detik 62,1586 lb/ft3

= 2,0082 ft3/s = 0,0569 m3/s = 120,4943 ft3/min

Desain Perancangan : Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif (Kawamura, 1991). Perhitungan ukuran tiap bak : Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir adalah (Kawamura, 1991) :

 0 = 1,57 ft/min

atau 8 mm/s

Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi : Kedalaman tangki 10 ft Lebar tangki 2 ft Kecepatan aliran, v =

Q 120,4943 ft 3 /min = = 6,0247 ft/min 10 ft x 2 ft At

 h Desain panjang ideal bak : L = K   0

  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) . 6,0247 = 57,5610 ft

Diambil panjang bak = 58 ft = 17,6786 m

Uji desain : Waktu retensi (t) : t 

t

Va Q

panjang x lebar x tinggi laju alir volumetrik


t

58 ft x 2 ft x 10 ft 120,4943 ft 3 / min = 9,627 menit Desain diterima ,dimana t diizinkan 6 – 15 menit (Kawamura, 1991). Surface loading :

Q 120,4943 ft 3 / min  A 58 ft x 2 ft

= 7,7708 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) :

v2 h = K 2g = 0,0011289 m dari air.

4. Tangki Pelarutan Ada beberapa jenis tangki pelarutan, yaitu : 1. TP-01

: tempat membuat larutan alum

2. TP-02

: tempat membuat larutan soda abu

3. TP-03

: tempat membuat larutan asam sulfat

4. TP-04

: tempat membuat larutan NaOH

5. TP-05

: tempat membuat larutan kaporit

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–285 grade C Jumlah

: 1

*) Perhitungan untuk TP-01 Data: Kondisi pelarutan: Temperatur = 30C Tekanan Al2(SO4)3 yang digunakan

= 1 atm = 50 ppm

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

= 10,1919 kg/jam


Densitas Al2(SO4)3 30  = 1363 kg/m3 = 85,0891 lbm/ft3 (Perry, 1999) Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 

Perhitungan: Ukuran Tangki Volume larutan, V1 

10,1919 kg/jam x 24 jam x 30 hari 0,3 x 1363 kg/m3

=17,9461 m3 Volume tangki, Vt = 1,2 17,9461 m3 = 21,5353 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H = 2:3 1/ 3

 21,5353 m3   D    3  3,14 / 8  Maka:

D = 2,6347 m ; H =3/2(2,6347) = 3,9520 m

Tinggi cairan dalam tangki = =

volumecairan x tinggi silinder volumesilinder 17,9461 x 3,9520 = 3,2934m = 10,8049 ft 21,5353

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 43,9908 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa, Poperasi = 43,9908 kPa + 101,325 kPa = 145,3158 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (145,3158 kPa) = 152,5816 kPa Joint efficiency Allowable stress

= 0,85

(Brownell,1959)

= 13700 psia = 94458,1709 kPa (Brownell,1959)

Faktor korosi = 0,02 in


= 0,000508 m/tahun n = 10 tahun Tebal shell tangki:

P.D  n.C 2SE - 1,2P

ts= =

(152,5816 kPa)(2,6347 m)  (10 x 0,0005) 2(94458,1709 kPa)(0,85)- 1,2(152,5816 kPa)

= 0,0076 m = 0,2987 in Maka tebal shell yang standar yang digunakan = 1/4 in Daya Pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

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

; Da = 1/3 x 2,6347 m = 0,8782 m

E/Da = 1

; E = 1 x 0,8782 m = 0,8782 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,8782 m = 0,2196 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,8782 m = 0,1756 m

J/Dt

; J = 1/12 x 2,6347 m = 0,2196 m

= 1/12

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

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas Al2(SO4)3 30  = 6,7210-4 lbm/ftdetik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

N Re

ρ N Da 2 (Geankoplis, 1997)  μ

N Re

(85,0898) (1) 2,88132  6,72 x 10-4


NRe = 1051199,9440 NRe> 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

K T .n 3 .Da 5ρ P gc

(McCabe,1999)

KT = 6,3

P

(McCabe,1999)

6,3 (1 put/det)3 (2,8813 ft ) 5 (85,0898 lbm/ft3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2

=6,0158 hp Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

6,0158 hp = 7,5197 hp 0,8

Dipilih daya motor standar = 8 hp

Analog perhitungan dapat dilihat pada PU-01, sehingga diperoleh : LD.2 Analog Perhitungan Tangki Pelarutan Tangki (TP – 01) (TP – 02) (TP – 03) (TP – 04) (TP – 05)

Volume

Diameter

Tinggi tangki Daya Pengaduk Daya

tangki (m3)

tangki (m)

(m)

21.5353

2.6347

3.9520

7.5197

8.0

11.9446

2.1647

3.2471

2.7412

3.0

7.1839

1.8273

2.7409

1.3942

1.5

3.5214

1.4407

2.1611

0.4095

0.5

11.4961

2.1373

3.2059

2.4652

2.5

(hp)

Standar (hp)

5. Tangki Klarifikasi (CL) Fungsi

:

Tempat pembentukan koagulan

Jumlah

:

1 buah

Tipe

:

Tangki berbentuk silinder, bagian bawah bentuk konis dan tutup datar dan menggunakan pengaduk

Bahan

:

Kondisi operasi

Carbon steel (Brownell & Young,1959) : 30oC.1atm

Perhitungan: Laju alir air masuk

= 203837,7848kg/jam


Densitas; 

= 995,68 kg/m3

Laju alir volumetrik air

=

203837,7848 kg/jam 995,68 kg/m3

= 204,7222 m3/jam Laju alir alum masuk

= 10,1919kg/jam

Densitas alum 30%; 

= 1363 kg/m3

Laju alir volumetrik alum

=

10,1919 kg/jam 1363 kg/m3

= 0,0075 m3/jam Laju alir soda abu masuk

= 5,5036kg/jam

Densitas soda abu 30%; 

= 1327 kg/m3

Laju alir volumetrik soda abu=

5,5036 kg/jam 1327 kg/m3

= 0,0041 m3/jam Total laju alir bahan masuk

= 203837,7848+ 10,1919+ 5,5036kg/jam = 203853,4803kg/jam = 204,7222 + 0,0075+ 0,0041 m3/jam

Laju alir volumetrik total

= 204,7338 m3/jam Densitas campuran;  camp

=

203853,4803 kg/jam 204,7338 m3 /jam

= 995,7001kg/m3 = 62,1599lb/ft3 Kebutuhan

= 1 jam

Faktor keamanan

= 20%

Volume tangki;

Vt =

1,2  203853,4803 kg / jam  1 jam 995,7001 kg / m3 = 245,6806m3

Dari Metcalf & Eddy, 1984, diperoleh : Untuk clarifier tipe upflow (radial): Kedalaman air = 3-10 m Settling time = 1-3 jam


Dipilih : kedalaman air (H) = 4 m, waktu pengendapan = 1 jam Diambil tinggi silinder; Hs / Dt = 1

1 = D 2 H 4

Volume tangki; Vt

1/ 2

 4 (245,6806 )   4V   D=   =   H   (3,14) (4)  1/ 2

=8,8455 m

Maka, diameter clarifier= 8,8455 m Tinggi clarifier

= 1,5 D = 13,2682 m

Tekanan hidrostatis bahan, Ph = ρ x g x l = 995,7001 kg/m3x 9,8 m/det2 x 4 m = 39031,4450 Pa = 39,0314 kPa Tekanan Operasi, P

=101,325 kPa + 39,0314 kPa = 140,3564 kPa

Faktor keamanan ; Fk = 20% Tekanan disain; Pd

= 1,2 x 140,3564 kPa = 147,3743 kPa

Tebal silinder, ts

=

PxD  n..C 2SE  1,2P

Dimana; P = Tekanan disain S = Tegangan yang diizinkan E = Efesiensi sambungan; 85% n = Umur alat 10 tahun c = laju kecepatan korosi 0,01 in/tahun ts =

147,3743  8,8455  (10) (0,00051) 2 (94458,1709 ) (0,85) - 1,2 (147,3743 )

= 0,0132m =0,5200 in Digunakan silinder dengan ketebalan 3/4 in

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

(Azad, 1976)

T, ft-lb = 0,25 D2 LF


Faktor beban (Load Factor) : 30 lb/ft arm (untuk reaksi koagulasi sedimentasi ) T = 0,25 [(8,8455m).(3,2808 ft/m) ]2.30

Sehingga :

T = 6316,2883ft-lb Daya Clarifier P = 0,006 D2 dimana:

(Ulrich, 1984)

P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006  (8,8455)2 = 0,4695kW = 0,6298Hp

6. Tangki Sand Filter (SF) Fungsi

: Menyaring partikel – partikel yang masih terbawa dalam air

yang keluar dari clarifier Bentuk

: silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285 grade C Jumlah

: 1

Data : Kondisi penyaringan : Temperatur

= 30°C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 203837,7848kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3 = 62,1589 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

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

Ukuran Tangki Filter Volume air, Va =

203837,7848 kg/jam x 0,25 jam = 51,1805m3 3 995,68 kg/m

Faktor keamanan 20 %, volume tangki = 1,2 x 51,1805= 61,4167m3 Volume total = 4/3 x 61,4167 m3 = 81,8889m3 - Volume silinder tangki (Vs) =

.Di 2 Hs 4

Direncanakan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs:Di = 4:3


Vs =

3 .Di2 = 25,0888Di3 4

Di= 3,2640m;

H = 4,3519m

Tinggi penyaring = ¼ x 4,3519m =1,0880m Tinggi air = ¾ x 4,3519m = 3,2640m Perbandingan tinggi tutup tangki dengan diameter dalam adalah 1 : 4 Tinggi tutup tangki = ¼ (3,2640) = 0,8160m Tekanan hidrostatis, Pair =  x g x l = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,2640m = 31848,6129Pa = 31,8486kPa Faktor kelonggaran = 5 % Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 31,8486kPa + 101,325 kPa = 133,1736 kPa Maka, Pdesign = (1,05) (133,1736kPa) = 139,8323kPa Joint efficiency

= 0,85

(Brownell,1959)

Allowable stress

= 13700 psia = 94458,1709 kPa(Brownell,1959)

Faktor korosi = 0,02 in = 0,000508 m/tahun = 10 tahun Tebal shell tangki :

P.D  n..C 2SE  1,2P

ts = =

139,8323 kPa x 3,2640 m  (10)(0,000508) 2 (94458,1709 kPa)(0,85) 1,2(139,8323 kPa)

= 0,0079 m = 0,3120 in Maka tebal shell yang standar yang digunakan = 5/16 in

7. Penukar Kation/Cation Exchanger (CE) Fungsi

: Mengikat kation yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal


Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi penyimpanan : Temperatur = 30°C Tekanan

= 1 atm

Data : Laju massa air

= 10331,0252kg/jam = 6,3266 lbm/detik

Densitas air

= 995,6800 kg/m3 = 62,1589 lbm/ft3

(Geankoplis,1997)

Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor keamanan

= 20 

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

= 2 ft = 0,6096 m

- Luas penampang penukar kation = 3,1400 ft2 Tinggi resin dalam cation exchanger = 18,3888ft Tinggi silinder = 1,2 18,3888 ft = 22,0666ft Diameter tutup = diameter tangki = 2 ft = 0,6096 m Rasio axis = 2 : 1 Tinggi tutup =

1  0,6096    = 0,1524 m = 0, 5 ft 2 2 

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi cation exchanger = 22,0666ft + 0,5 ft = 22,5666 ft = 6,8784m Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x6,8784 m = 67,2888 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa, Poperasi = 67,2888kPa + 101,325 kPa = 168,6138kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (168,6138kPa) = 177,0445 kPa Joint efficiency = 0,85

(Brownell, 1959)

Allowable stress = 13700 psia = 94458,1709 kPa

(Brownell, 1959)


Faktor korosi = 0,02 in = 0,000503 m/tahun = 10 tahun Tebal shell tangki:

P.D  n..C 2SE  1,2P

ts = =

177,0445 kPa x 0,6096 m  (10)(0,0005) 2 (94458,1709 kPa)(0,85) 1,2(177,0445 kPa) = 0,005753 m = 0,2265 in

Maka tebal shell yang standar yang digunakan = ¼ in

8.Penukar Anion (anion exchanger) (AE) Fungsi

: Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder tegak dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285 Grade C Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 30oC Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 10331,0252kg/jam = 6,3266lbm/detik

Densitas air

= 995,6800 kg/m3 = 62,1589 lbm/ft3

(Geankoplis,1997)

Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor keamanan

= 20 

Ukuran Anion Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar anion

= 2 ft = 0,6096 m

- Luas penampang penukar anion

= 3,1400 ft2

Tinggi resin dalamanion exchanger = 10,4252ft = 3,1776m Tinggi silinder = 1,2 10,4252ft= 12,5102ft Diameter tutup = diameter tangki = 2 ft = 0,6096m Rasio axis = 2 : 1 Tinggi tutup =

1  0,6096    = 0,1524 m = 0,5 ft (Brownell,1959) 2 2 


Sehingga, tinggi anion exchanger = 12,5102 ft + 0,5 ft = 13,0102ft = 3,9656m Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,9656m = 38,7938kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa, Poperasi = 38,7938kPa + 101,325 kPa = 140,1188kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (140,1188kPa) = 147,1247kPa Joint efficiency = 0,85 Allowable stress = 13700 psia = 94458,1709 kPa

(Brownell, 1959) (Brownell, 1959)

Faktor korosi = 0,0200 in = 0,000508 m/tahun = 10 tahun Tebal shell tangki: ts = =

P.D  n..C 2SE  1,2P

147,1247 kPa x 0,6096 m  (10)(0,0005) 2 (94458,1709 kPa)(0,85)  1,2 (147,1247 kPa) = 0,0056 m = 0,2220 in

Maka tebal shell yang standar yang digunakan = ¼ in

9. Tangki Utilitas Ada beberapa tangki utilitas, yaitu : 1. TU-01

: menampung air untuk didistribusikan ke tangki utilitas 2 dan air proses

2. TU-02

: menampung air untuk didistribusikan ke domestik

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285 grade C


Kondisi penyimpanan: Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah

: 1 unit

*) Perhitungan untuk TU-01 Kondisi operasi : Temperatur

= 30 oC

Laju massa air

= 203837,7848kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3 = 62,1581 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

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

Va =

203837,7848 kg/jam x 3 jam 995,68 kg/m3

=614,1666m3 Faktor keamanan = 20% Volume tangki, Vt = 1,2  614,1666 m3 = 736,9999m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H = 2:3 V= 736,9999m3 = Maka:

1 D2 H 4

1 3  D2  D  4 2 

D = 8,5540m ; H =12,8310m

Tinggi cairan dalam tangki =

=

volumecairan x tinggi silinder volumesilinder 614,1666 x 12,8310 =10,6925m = 35,0799ft 736,9999

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 10,6925m = 104,3337 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa,


Poperasi = 104,3337kPa + 101,325 kPa = 205,6587kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (205,6587kPa) = 215,9417kPa Joint efficiency

= 0,85

Allowable stress

(Brownell,1959)

= 13700 psia = 94458,212 kPa

(Brownell,1959)

Faktor korosi = 0,02 in = 0,000508 m/tahun = 10 tahun Tebal shell tangki:

P.D  n..C 2SE  1,2P

ts = =

215,9417 kPa x 8,5540 m  (10)(0,0005) 2 (94458,1709 kPa)(0,85)  1,2 (215,9417 kPa)

= 0,0166 m = 0,6536in Maka tebal shell yang standar yang digunakan = ¾ in Analog perhitungan dapat dilihat pada TU-01, sehingga diperoleh : Tabel LD.3 Analog Perhitungan Tangki Utilitas Tebal

Jumlah

tangki (m) tangki (m)

shell (in)

(unit)

(TU – 01) 736,9999

8,5540

12,8310

0,6536

1

(TU – 02) 499,7471

7,5150

11,2725

0,5739

1

Tangki

Volume

Diameter 3

tangki (m )

Tinggi

10. Deaerator (DE) Fungsi

: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285, Grade C Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 900C Tekanan

= 1 atm

Kebutuhan Perancangan: 3 jam Laju alir massa air =51655,1259kg/jam


Densitas air ()

= 965,3400 kg/m3

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1999)

Perhitungan Ukuran Tangki : Volume air,

Va =

51655,1259 kg/jam x 3 jam 965,3400 kg/m3

=160,5293m3 Volume tangki, Vt = 1,2 160,5293m3 = 192,6352m3 a. Diameter dan tinggi tangki 

Volume tangki (V) V= V=

Di2 H 4

,direncanakan D:H = 2:3

Di2  3   D 4 2  1/ 3

 8V  D    3 

Di = 5,4692 m ; H = 8,2038m b. Diameter dan tutup tangki Diameter tutup = diameter tangki = 5,4692m Rasio axis = 2 : 1

1  5,4692  Tinggi tutup =   = 1,3673m 2 2  Tinggi cairan dalam tangki = =

volumecairan x diameter volumesilinder 160,5293 x 5,4692 = 4,5577m 192,6352

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 965,3400 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 4,5577m = 43,1171kPa


Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 43,1171kPa + 101,325 kPa = 144,4421kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (144,4421kPa) = 151,6643kPa Joint efficiency Allowable stress

= 0,85

(Brownell,1959)

= 13700 psia = 94458,212 kPa

(Brownell,1959)


P.D  n..C 2SE  1,2P

151,6643 kPa x 5,4692 m  (10)(0,0005) 2 (94458,1709 kPa)(0,85)  1,2 (151,6643 kPa) = 0,0106 m = 0,4163 in

Maka tebal shell yang standar yang digunakan = 1/2 in

11. Ketel Uap (KU) Fungsi

: Untuk menghasilkan steam untuk keperluan proses

Jumlah

: 1 buah

Jenis

: Fire tube boiler

Perhitungan Uap yang digunakan Panas laten; 

= 200oC

= 835,7440 kkal/kg = 835,7440 Btu/jam

Kebutuhan uap

= 51655,1259kg/jam =113880,6541Ibm/jam

Daya ketel uap; P = =

WxH 34,5x970,3 113880,6541  835,7440 = 2843,1390hp 34,5 970,3

Luas permukaan ;A = hp x 10 = 2843,1390 x 10


=28431,3901 ft2 Diambil; L

= 30 ft

D

= 3 in

,a

= 0,917 ft2/ft

Jumlah tube;

Nt =

28431,3901 = 1034 tube 30  0,917

12. Menara Pendingin Air /Water Cooling Tower (CT) Fungsi

: Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 50C menjadi 30C

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–53 Grade B Kondisi operasi : Suhu air masuk menara (TL2)

= 50C = 122F

Suhu air keluar menara (TL1)

= 30C = 86F

Temperatur bola basah (Tw)

= 70F

Konsentrasi air

= 2 gal/ft2,mnt

Laju massa air pendingin

=2165751,391kg/jam

Densitas air (50C)

= 992,2500 kg/m3(Perry, 1999)

Laju volumetrik air pendingin

= 2165751,391/992,2500 = 2182,66706m3/jam = 9606,919289gal/mnt

Faktor keamanan

= 0,2

Luas menara, A = (9606,919289gal/menit) / (2,0 gal/ft2. menit) =4804,959645ft2 Diambil performance 90% maka daya 0,03 Hp/ft2 Daya untuk fan

= 144,1488Hp

Dipakai daya fan

= 145 Hp

Kecepatan rata-rata udara masuk = 4-6 ft/detik diambil 5 ft/dtk Kapasitas fan yang dipakai 320.000 ft3/dtk Densitas udara (70C)

= 0,0730 lb/ft3

(Perry, 1999)


L=

4774615,516 = 993,6848 lb/ft2.jam 4804,959645

G = 5 ft/detik x 0,0730 lb/ft3 = 0,3650 lb/ft2.dtk = 1314 lb/ft2.jam

L 993,6848  G 1314

= 0,7562

Pada temperatur bola basah 700C diperoleh H1 = 34,09 BTU/lb (Perry, 1999) H2 = H1 + L/G (T2-T1) = 34,09 + 0,7562 (122-86) = 61,3142Btu/lb udara kering Dari gambar 17.12 kern,1965 diperoleh Pada temperatur air masuk T2 = 1220F H2’= 127 Btu/lb Pada temperatur air keluar T1 = 86 0F H1’= 52 Btu/lb Log Mean Enthalpy Difference : Bagian atas menara

: H2’-H2 = 127 –61,3142 = 65,6858Btu/lb

Bagian bawah menara

: H1’-H1 = 52–34,0900 = 17,9100 Btu/lb

Log mean (H’- H) =

Tinggi tower, Z = HDU =

65,6858 - 17,91 = 36,8054Btu/lb  65,6858  2,3 log    17,91 

nd.L k.a

(kern, 1965)

Z nd

Dimana : L = liquid loading ( lb/ft2jam) K x a = koefisien perpindahan panas overall (lb/ft2jam(lb/lb)) Z = Tinggi tower (ft) HDU = Height of Diffusion Unit (ft) Nd =

K x aV T 122  86 = 0,9781   L H '  H 36,8054

Untuk industri digunakan harga k x a = 100 lb/ft2jam (lb/lb) Tinggi tower, Z =

Nd  L 0,9781 993,6848 =9,7194ft  k a 100


HDU =

Z 9,7194 = 9,9368 ft  Nd 0,9781

Lebar tower dipakai kelipatan 6 ft dari tinggi tower Maka lebar tower = 9,9368 ft + 6 ft = 15,9368 ft = 4,8576 meter

13. Tangki Bahan Bakar (TB-01) Fungsi

: Menyimpan bahan bakar Solar

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285, Grade C Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur 30°C dan tekanan 1 atm

Laju volume solar

= 796,9689L/jam = 0,4881lbm/s

Densitas solar

= 0,89 kg/l = 55,56 lbm/ft(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 3 hari Perhitungan Ukuran Tangki : Volume solar (Va) = 796,9689L/jam x 3 hari x 24 jam/hari =57391,75828L = 57,3818m3 Faktor keamanan = 20% Volume tangki, Vt = 1,2 57,3818m3 = 68,8581m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H = 1:1

1 V = D2 H 4 68,8581m3 =

1 21  D  D  4 1 

68,8581m3 =

1 3 D 4

Maka:

D = 3,5260m ; H =3,5260 m

Tinggi cairan dalam tangki = =

volumecairan x tinggi silinder volumesilinder 57381,75828 x 3,5260 =2,9383m = 9,640ft 3,5260

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik


Phid =  x g x l = 890 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,9383m = 25,6299kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa, Poperasi = 25,6299kPa + 101,325 kPa = 126,9549kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (120,2229kPa) = 133,3027kPa Joint efficiency Allowable stress

= 0,85

(Brownell,1959)

= 13700 psia = 94458,212 kPa

(Brownell,1959)


P.D  n..C 2SE  1,2P

133,3027 kPa x 3,5260 m  (10)(0,0005) 2 (94458,1709 kPa)(0,85) 1,2 (133,3027)

= 0,0080 m = 0,3152 in Maka tebal shell yang standar yang digunakan = 1/2 in

14. Unit Refrigerant Fungsi

: Untuk menurunkan temperatur amoniak menjadi -250C

Data – data: Cp amoniak

= 41,42 kal/kmol0K = 1,2089 kmol / jam

BM amoniak

= 17 kg/kmol

F amoniak

= 20,55143 kg/jam

Temperatur amoniak masuk

= 300C

= 860F

Temperatur amoniak keluar

= -250C

= 50F

Refigrant yang digunakan

: HFC-1340

Perbedaan temperatur minimum = 86 – 5 = 810F


293

Panas Chiler; Q = N  CpdT 283

86

= (1,2089) 164,365 (86  5) 5

= 16094,7687 Btu/jam

Kondensor 4

3

1

2 Evaporator

Gambar LD-1 Diagram P-H

Suhu pendinginan

= 9°C (Perry, 1997, hal 2-289)

Tekanan pendinginan = 4 bar (Perry, 1997, hal 2-289) Suhu kondensasi

= 40°C (Perry, 1997, hal 2-289)

Tekanan kondensasi = 10 bar (Perry, 1997, hal 2-289) Perhitungan: a. Net refrigerating effect RE = hg – hf

(Pers. 12.21, Perry, 1973)

Dimana: RE = refrigerating effect, Btu/lb hg = Entalpi uap yang keluar dari chiller = 255,22 kJ/Kg hf = Entalpi cairan yang keluar dari kondensor = 31,2 Btu/lb (Perry, 1997, hal 2-289) RE = 83,9 – 31,2 = 52,7 Btu/lb b. Massa refrigerant yang disirkulasi


m

200 Btu / menit.ton RE Btu / lb

m

200 Btu / menit.ton 63,784 Btu / lb

(Pers. 12.22, Perry, 1973)

m = 3,14 lb/menit.ton c. Volume uap teoritis C.F.M./ton = m x Vg

(Pers. 12.23, Perry, 1973)

Dimana: Vg = volume spesifik uap yang masuk ke kompresor = 0,8 ft3/lb (Perry, 1973) C.F.M./ton = 3,14 lb/menit.ton x 0,8 ft3/lb = 2,575 ft3/menit.ton

d. Panas kompresor (Q) Q = hd - hg

(Pers.12.24, Perry, 1973)

Dimana: hd = entalpi uap yang keluar dari kompresor : 262,09 kJ/kg = 112,68 Btu/lb hg = entalpi uap yang masuk ke kompresor : 258,99 kJ/kg Btu/lb = 111,35 Btu/lb (Perry, 1997, hal2-289) Q = 86,4 – 82,7 = 3,7 Btu/lb

e. Kerja kompresor (W) W=Qxm

(Pers. 12.25, Perry, 1973)

W = 1,33 Btu/lb x 3,14 lb/menit.ton = 4,185 Btu/menit.ton

f. Daya kompresor (P) P = W / 42,4 Btu/menit P = 4,185 /42,4 = 0,1 hp/ton

g. Panas kondensor Panas kondensor = RE + Q

(Perry, 1973)

= 63,784 Btu/lb + 1,33 Btu/lb = 65,11 Btu/lb


h. Cycle coefficient of performance (COP) COP

RE Q

COP 

63,784 1,33

(Pers. 12.27, Perry, 1973)

COP = 47,96

Unit Pengolahan Limbah 15. Bak Penampungan Fungsi

: tempat menampung buangan air sementara

Bahan konstruksi : Beton kedap air Jumlah

: 1 unit

Laju volumetrik air buangan

= 921,0040 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/ m3

Laju volumetrik

=

921,0040 kg/jam 995,68 kg/ m3

= 0,9250m3/jam Waktu penampungan air buangan = 7 hari Volume air buangan

= 0,9250x 7 x 24 = 155,4000m3

Bak terisi 90%, maka volume bak =

155,4000 m 3 = 172,6667m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: -

Panjang bak (p)

= 2 x lebar bak (l)

-

Tinggi bak (t)

= lebar bak (l)

Maka, Volume bak

=pxlxt

71,2 m3

= 2.l x l x l

l

= 4,4197m

Jadi, panjang bak

= 2 x 4,4197m = 8,8394m

Tinggi bak

= 4,4197m

Luas bak

= 39,0675m2


16. Bak Sedimentasi Awal Fungsi

: Menghilangkan padatan dengan cara pengendapan


: 1 unit

Laju volumetrik air buangan

= 0,9250m3/jam

Waktu tinggal air

= 5 jam

Volume bak (V)

= 0,9250 m3/jam x 5 jam = 4,6250m3

(Perry&Green, 1997)

4,6250 m3 = 5,1389m3 Bak terisi 90 % maka volume bak = 0,9 Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak, p = 2  lebar bak - tinggi bak, t

= 1  lebar bak

Maka : Volume bak

= plt

5,1389 m3

= 2lll

l Jadi,

= 1,3697m

panjang bak

= 2,7393m

Lebar bak

= 1,3697m

Tinggi bak

= 1,3697m

Luas bak

= 3,7519m2

17. Bak Netralisasi Fungsi

: Tempat menetralkan pH limbah


: 1 unit

Kebutuhan Na2CO3 untuk menetralkan pH air limbah ditentukan sebesar 0,15 mg Na2CO3/ 30 ml air limbah (Lab. Analisa FMIPA USU,1999). Jumlah air buangan = 0,9250m3/jam = 925 liter/jam Kebutuhan Na2CO3 : = (925 liter/jam) × (0,15 mg/ 0,03 liter) × (1 kg/106 mg) = 0,0046 kg/jam Laju volumetrik air buangan

= 0,9250m3/jam

Direncanakan waktu penampungan air buangan selama 1 hari.


Volume air buangan = 0,9250m3/jam× 1 hari × 24 jam/1 hari = 22,2 m3 Bak terisi 90 % maka volume bak =

22,2 m3 = 24,6667m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak, p = 2  lebar bak - tinggi bak, t

= 1  lebar bak

Maka : Volume bak 24,6667m3 l Jadi,

= plt = 2lll = 2,3104m

panjang bak

= 4,6209m

Lebar bak

= 2,3104m

Tinggi bak

= 2,3104m

Luas bak

= 10,6762m2

18. Pengolahan Limbah dengan Sistem Activated Sludge (Lumpur Aktif) Pengolahan limbah cair pabrik ini dilakukan dengan menggunakan activated slugde (sistem lumpur aktif), mengingat cara ini dapat menghasilkan effluent denganBOD yang lebih rendah (20 – 30 mg/l) (Perry&Green, 1997). Proses lumpur aktif merupakan proses aerobis di mana flok biologis (lumpur yang mengandung mikroorganisme) tersuspensi di dalam campuran lumpur yang mengandung O2. Biasanya mikroorganisme yang digunakan merupakan kultur campuran seperti bakteri, protozoa, fungi, rotifera dan nematoda. Flok lumpur aktif ini sendiri merupakan makanan bagi mikroorganisme sehingga akan diresirkulas kembali ke tangki aerasi. Data: Laju volumetrik (Q) limbah = 0,9250m3/jam = 5864,5740gal/hari Dari Tabel 5-32 (Metcalf & Eddy, 2003, hal. 447) diperoleh: BOD5 air limbah pabrik bietanol (So) = 500 mg/l Efisiensi (E) = 95 %

(Metcalf & Eddy, 1991)

Dari Tabel 7-9 (Metcalf & Eddy, 2003, hal. 585) diperoleh: Koefisien cell yield (Y) = 0,8 mg VSS/mg BOD5 Koefisien endogenous decay (Kd) = 0,15 hari-1


Dari (Metcalf & Eddy, 2003, hal. 586) diperoleh: Mixed Liquor Volatile Suspended Solid (X) = 100 mg/l Direncanakan: Waktu tinggal sel (θc) = 7 hari

1. Penentuan BOD Effluent (S) E=

So  S 100 So

S = So 

(Metcalf & Eddy, 1991, hal. 592)

0,95  500 E  So = 500  = 25 mg/L 100 100

(BOD5 effluent (S) maksimum = 100 mg/l (Kep-51/MENLH/10/1995))

2. Penentuan volume aerator (Vr) Vr =

=

c  Q Y (So  S ) X (1 kd.c)

(Metcalf & Eddy, 1991, hal. 593)

7 hari  5864,5740 gal/hari 0,8 (500  25) 100 mg/l (1 0,15.7) = 76096,4236galon = 288,0585m3

3. Penentuan Ukuran Bak Aerasi Direncanakan tinggi cairan dalam aerator = 4 m Dari Tabel 5-33 (Metcalf & Eddy, 2003, hal. 448) untuk tinggi tangki = 4 m Lebar tangki = 10 - 20 m, dipilih panjang tangki = 20 m V

=pxlxt

288,0585m3 = p x 20 m x 4 m p = 3,6007m Jadi, ukuran aeratornya sebagai berikut: Panjang = 3,6007m Lebar = 20 m Tinggi = 4 m Faktor kelonggaran = 0,5 m di atas permukaan air


Maka tinggi bak menjadi = 4 + 0,5 = 4,5 m

4. Penentuan Jumlah Flok yang Diresirkulasi (Qr)


Bak penampung dan pengendapan

Q

Q+Qr

Tangki aerasi

X

Tangki sedimentasi

Qr

Asumsi:

Qe Xe

Qw

Xr

Qe = Q = 5864,5740gal/hari

Xr

Xe = 0,001 X = 0,001 x 100 mg/l = 0,1 mg/l Xr = 0,999 X = 0,999 x 100 mg/l = 99,9 mg/l Px = Qw x Xr


Px = Yobs .Q.(So – S)


Yobs =

Y 0,8 = =0,3902 1  kd.c 1  (0,15) (7)

Px = (0,3902)(5864,5740 gal/hari)(500 – 25)mg/l = 1087091,7659 gal.mg/l.hari Neraca massa pada tangki sedimentasi : Akumulasi = jumlah massa masuk – jumlah massa keluar 0 = (Q + Qr)X – Qe Xe – Qw Xr 0 = QX + QrX – Q(0,001X) - Px Qr = =

Q. X (0,001  1)  Px X


(5864,5740)(100)(0,001  1)  1087091,7659 100

= 5012,2082gal/hari 5. Penentuan Waktu Tinggal di Aerator (θ) θ=

Vr 76096,4236 = = 15,1822 hari ≈ 364 jam Qr 5012,2082

6. Penentuan Daya yang Dibutuhkan Type aerator yang digunakan adalah mechanical surface aerator. Dari Tabel 5-33 (Metcalf & Eddy, 2003, hal. 448) untuk tinggi tangki = 4 m dengan lebar tangki = 20 m, diperlukan daya aerator sebesar 20 hp.


19. Tangki Sedimentasi Fungsi

: mengendapkan flok biologis dari tangki aerasi dan sebagian

diresirkulasi kembali ke tangki aerasi Laju volumetrik air buangan = 10876,7822gal/hari = 41,1734m3/hari Diperkirakan kecepatan overflow maksimum = 33 m3/m2 hari

(Perry, 1997)

Waktu tinggal air = 2 jam = 0,083 hari (Perry&Green, 1997) Volume tangki(V) = 41,1734m3/hari x 0,083 hari = 3,4311m3 Luas tangki (A) = (41,1734m3/hari) / (33 m3/m2 hari) = 1,2477m2 A = ¼ π D2 D = (4A/π)1/ = (4 x 1,2477/3,14)1/2 = 0,7947m Kedalaman tangki, H = V/A = 2,75 m. 20. Pompa Limbah Ada beberapa pompa limbah, yaitu : 1. PL-01: memompa cairan limbah dari bak penampungan ke bak pengendapan awal 2. PL-02 : memompa cairam limbah dari bak pengendapan awal ke bak netralisasi 3. PL-03 : memompa cairan limbah dari bak netralisasi ke tangki aerasi 4. PL-04 : memompa cairan limbah dari tangki aerasi ke tangki sedimentasi 5. PL-05 : memompa air resirkulasi dari tangki sedimentasi ke tangki aerasi Jenis

: pompa sentrifugal

Bahan konstruksi : commercial steel

*) Perhitungan untuk PU-01 Kondisi operasi : Tekanan masuk

= 101,325 kPa

= 2116,2740 lbf/ft2

Tekanan keluar

= 101,325 kPa

= 2116,2740 lbf/ft2

Temperatur

= 300C

Laju alir massa (F)

= 921,0040kg/jam

= 0,5640lbm/s

Densitas ()

= 995,68 kg/m3

= 62,1589 lbm/ft3


Viskositas ()

= 0,8007 cP

Laju alir volumetrik (Q) =

= 0,0005 lbm/ft.s

0,5640 lbm/s = 0,0091ft3/s 62,1589 lbm/ft3

Desainpompa: Di,opt

= 3,9 (Q)0,45 ()0,13 3

0,45

= 3,9 (0,0091ft /s)

(Timmerhaus,1991) 3 0,13

(62,1589 lbm/ft )

= 0,8039in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1983, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,0490in

= 0,0874ft

Diameter Luar (OD)

: 1,3150in

= 0,1096ft

Inside sectional area

: 0,006 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A =

Bilangan Reynold : NRe =

0,0091 ft3/s = 1,5123 ft/s 0,006 ft2

  v  ID 

(62,1589 lbm/ft2 ) (1,5123 ft/s) (0,0874 ft) = 0,0005lbm/ft.s = 15272,4139 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga  = 0,000046 Pada NRe = 158678,2065 dan /OD =

(Geankoplis, 1983)

0,000046 = 0,00178 0,0874

Dari Fig.2.10-3 Geankoplis,1983 diperoleh harga f = 0,007 Instalasi pipa: -

Panjang pipa lurus, L1 = 20 ft

-

1 buah gate valve fully open ; L/D = 13

(Appendix C–2a, Foust, 1980)

L2 = 1 x 13 x 0,0874= 1,1364ft -

1 buah standard elbow 90o ; L/D = 30

( Appendix C–2a, Foust, 1980)

L3 = 1 x 30 x 0,0874= 2,6225ft -

1 buah sharp edge entrance ; K=0,5; L/D = 22 (Appendix C–2c, C–2d, Foust,1980)


L4 = 0,5 x 22 x 0,0874= 0,9616ft -

1 buah sharp edge exit K=0,5; L/D = 27 (Appendix C–2c, C–2d, Foust, 1980) L5 = 0,5 x 27 x 0,0874= 1,1801ft

Panjang pipa total (ΣL) = 20 + 1,1364+ 2,6225+ 0,9616+ 1,1801 = 25,9006ft Faktor gesekan, F=

0,007 1,51232  25,9006 f  v2   L = = 0,0737 2 gc D 2 (32,174) (0,0874)

Tinggi pemompaan, ∆z = 20 ft Static head, ∆z

g = 20 ft.lbf/lbm gc

Velocity head,

v2 =0 2 gc

Pressure head,

-Ws

= z

P



=0

g v2 P + + +F gc 2 gc 

= 20 + 0 + 0 + 0,0737 = 20,0737ft.lbf/lbm Efisiensi pompa = 80% Tenaga pompa, P =

=


 Ws  Q   550 0,8

20,0737  0,0091 62,1589 = 0,0257 hp 550  0,8

Maka dipilih pompa dengan tenaga 0,25 hp Analog perhitungan dapat dilihat pada PL-01, sehingga diperoleh :

LD.4 Analog Perhitungan Pompa Limbah


Pompa

Laju Alir Doptimum (kg/jam)

(in)

ID (in)

V (ft/s)

Daya

ΣF

(hp)

Daya standar (hp)

PL – 01

921,0040 0,8039

1,0490 1,5123

0,0737

0,0257

0,25

PL – 02

921,0040 0,8039

1,0490 1,5123

0,0737

0,0193

0,25

PL – 03

921,0040 0,8039

1,0490 1,5123

0,0886

0,0181

0,25

PL – 04

921,0040 0,8039

1,0490 1,5123

0,0886

0,0091

0,25

PL – 05

921,0040 0,8039

1,0490 1,5123

0,0886

0,0142

0,25


LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI Dalam Pra rancangan pabrik Dimetil Eter digunakan asumsi sebagai berikut: 1. Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. 2. Kapasitas maksimum adalah 100.000 ton/tahun. 3. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchasedequipment delivered (Peters et.al., 2004). 4. Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dolar terhadap rupiah adalah : US$ 1 = Rp 9550,- (Analisa, Agustus 2014).

1.

Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

1.1

Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

1.1.1 Biaya Tanah Lokasi Pabrik Menurut keterangan masyarakat setempat, biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 300.000/m2 (Rumah.com, 2014). Luas tanah seluruhnya

= 9.170 m2

Harga tanah seluruhnya

= 9.170 m2  Rp 300.000/m2 = Rp 2.751.000.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5 dari harga tanah seluruhnya dan biaya administrasi pembelian tanah diperkirakan 1% dari harga tanah seluruhnya (Timmerhaus, 2004). Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 2.751.000.000,-

= Rp 137.550.000,-

Biaya administrasi

= Rp27.510.000,-

= 0,01 x Rp 2.751.000.000,-

Total biaya tanah (A) = Rp 2.916.060.000,-

1.1.2 Harga Bangunan Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya No Bangunan 1 2 3 4 5

Pos keamanan Parkir Taman Areal bahan baku Areal proses

Luas (m2) Harga/m 500.000 30 400.000 200 350.000 100 1.000.000 300 3.500.000 2400

Total 15.000.000 80.000.000 35.000.000 300.000.000 8.400.000.000


6 Areal produk 7 Ruang kontrol 8 Perkantoran 9 Unit pengembangan 10 Bengkel 11 Unit pengolahan air 12 Ruang boiler 13 Unit pembangkit listrik 14 Laboratorium 15 Poliklinik 16 Unit pemadam kebakaran 17 Gudang peralatan 18 Kantin 19 Tempat ibadah 20 Unit pengolahan limbah 21 Areal perluasan 22 Jalan 23 Perumahan karyawan 24 Areal antar bangunan Total Total biaya bangunan (B)

300 100 200 200 100 240 150 100 100 50 50 100 50 50 150 900 1000 1600 700 9170

2.500.000 750.000.000 2.500.000 250.000.000 1.500.000 300.000.000 2.000.000 600.000.000 1.500.000 150.000.000 3.500.000 840.000.000 3.500.000 525.000.000 3.500.000 350.000.000 1.500.000 150.000.000 1.000.000 50.000.000 1.500.000 150.000.000 1.500.000 150.000.000 1.000.000 50.000.000 1.000.000 50.000.000 3.500.000 525.000.000 300.000 270.000.000 350.000 350.000.000 2.000.000 3.200.000.000 350.000 245.000.000 38.250.000 17.510.000.000

= Rp 17.510.000.000,-

1.1.3 Perincian Harga Peralatan Harga peralatan dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut:

X  Cx  Cy  2   X1  dimana: Cx

m

Ix    (Timmerhaus, 2004)  I y  = harga alat pada tahun 2014

Cy

= harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1

= kapasitas alat yang tersedia

X2

= kapasitas alat yang diinginkan

Ix

= indeks harga pada tahun 2014

Iy

= indeks harga pada tahun yang tersedia

m

= faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2014 digunakan metode regresi koefisien korelasi:


n  ΣX i  Yi  ΣX i  ΣYi  n  ΣX i 2  ΣX i 2  n  ΣYi 2  ΣYi 2 

r

(Montgomery, 1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift No

Tahun (Xi)

Indeks (Yi)

Xi.Yi

Xi2

Yi2

1 2

1989 1990

895 915

1780155 1820850

3956121 3960100

801025 837225

3

1991

931

1853621

3964081

866761

4

1992

943

1878456

3968064

889249

5

1993

967

1927231

3972049

935089

6

1994

993

1980042

3976036

986049

7

1995

1028

2050860

3980025

1056784

8

1996

1039

2073844

3984016

1079521

9

1997

1057

2110829

3988009

1117249

10

1998

1062

2121876

3992004

1127844

11

1999

1068

2134932

3996001

1140624

12

2000

1089

2178000

4000000

1185921

13

2001

1094

2189094

4004001

1196836

14

2002

1103

2208206

4008004

1216609

Total

27937

14184

28307996

55748511

14436786

(Sumber: Tabel 6-2, Peters et.al., 2004)

Data:

n = 14

∑Xi = 27937

∑Yi = 14184

∑XiYi = 28307996

∑Xi² = 55748511

∑Yi² = 14436786

Dengan memasukkan harga–hargapada Tabel LE-2, maka diperoleh harga koefisien korelasi: (14) . (28307996) –

r =

(27937)(14184)

[(14). (55748511) – (27937)²] × [(14)(14436786) – (14184)² ]½ = 0,984 ≈ 1 Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier. Persamaan umum regresi linier, Y= a + b  X dengan :

Y

= indeks harga pada tahun yang dicari (2014)


X

= variabel tahun ke n

a, b = tetapan persamaan regresi Tetapan regresi ditentukan oleh:

b

n  ΣXi Yi   ΣXi  ΣYi  n  ΣXi 2  ΣXi 2

a 

Yi. Xi 2  Xi. Xi.Yi n.Xi 2  (Xi) 2

(Montgomery, 1992)

Maka: b =

a=

(14)(28307996)  (27937)(14184) 53536   16,80879 3185 (14)(55748511)  (27937) 2 (14184)(55748511)  (27937)(28307996) 103604228   32528,8 3185 (14)(55748511)  (27937) 2

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y=a+bX Y = 16,80879X – 32528,8 Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2014 adalah: Y = 16,80879(2014) – 32528,8 Y = 1.324,2055 Perhitungan harga peralatan yang digunakan adalah harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Peters et.al., 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Peters et.al., 2004).

Contoh perhitungan harga peralatan a. Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01) Kapasitas tangki, X2 = 5689,0296 m3. Dari Gambar LE.1, diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ pada tahun 2002 adalah (Cy) US$ 8.000. Dari tabel 6-4, Peters et.al., 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (Iy) 1103.


Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki Pelarutan.(Peters et.al., 2004) Indeks harga tahun 2014 (Ix) adalah 1324,10549. Maka estimasi harga tangki untuk (X2) 5689,0296 galon adalah:

5689,0296 Cx = US$ 8000  1000

0, 49

×

1324,1055 1.103

Cx = Rp 214.985.491,-/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 

-

PPn

= 10 

-

PPh

= 10 

-

Biaya gudang di pelabuhan

= 0,5 

-

Biaya administrasi pelabuhan

= 0,5 


-

Transportasi lokal

= 0,5 

-

Biaya tak terduga

= 0,5 

Total

= 43 

(Timmerhaus,2004)

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut : -

PPn

= 10 

-

PPh

= 10 

-

Transportasi lokal

= 0,5 

-

Biaya tak terduga

= 0,5 

-

Total

= 21 

(Timmerhaus,2004)

Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses No. 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 Total

Nama Alat T-101 (Metanol) T-104 (Dimetil Eter) R-101 C-101 C-102 C-103 KD-101 KD-102 CD-101 CD-102 RB-101 RB-102 K-101 H-01 P-101 P-102 P-103

Unit 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1

Ket*) I I I I I I I I I I I I I I NI NI NI

Harga / Unit 1.557.265.025 1.261.897.394 511.547.399 54.875.538 51.395.370 25.717.474 256.951.631 238.594.839 1.363.059.205 381.540.634 588.700.463 496.066.312 799.950.450 451.175.554 11.383.259 11.383.259 11.383.259

Harga Total 1.557.265.025 1.261.897.394 511.547.399 54.875.538 51.395.370 25.717.474 256.951.631 238.594.839 1.363.059.205 381.540.634 588.700.463 496.066.312 799.950.450 451175554,1 11.383.259 11.383.259 11.383.259 7.568.812.458

Harga total peralatan proses Impor (I)

= Rp 7.534.662.681,-

Harga peralatan Non import (NI)

= Rp 34.149.777,-


Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas Pengolahan Air - non-Impor *) No.

Nama Alat

Unit

Ket*)

Harga / Unit

Harga Total

1

SC

1

I

5.894.051

5.894.051

2

BS

1

NI

10.000.000

10.000.000

3

CL

1

I

708.674.325

708.674.325

4

SF

1

I

413.661.593

413.661.593

5

CE

1

I

150.131.655

150.131.655

6

AE

1

I

150.131.655

150.131.655

7

CT

1

I

1.516.938.915

1.516.938.915

8

DE

1

I

969.201.170

969.201.170

9

TU-01

1

I

1.214.014.936

1.214.014.936

10

TU-02

1

I

1.003.581.438

1.003.581.438

11

TP-01

1

I

214.985.491

214.985.491

12

TP-02

1

I

161.056.520

161.056.520

13

TP-03

1

I

125.539.783

125.539.783

14

TP-04

1

I

88.523.074

88.523.074

15

TP-05

1

I

158.064.438

158.064.438

16

TP-06

1

I

1.148.204.989

1.148.204.989

17

KU-01

1

I

424.587.487

424.587.487

18

PU-01

1

NI

50.253.538

50.253.538

19

PU-02

1

NI

50.253.538

50.253.538

20

PU-03

1

NI

11.383.259

11.383.259

21

PU-04

1

NI

11.383.259

11.383.259

22

PU-05

1

NI

59.480.791

59.480.791

23

PU-06

1

NI

59.480.791

59.480.791

24

PU-07

1

NI

16.357.489

16.357.489

25

PU-08

1

NI

68.491.520

68.491.520

26

PU-09

1

NI

43.959.883

43.959.883

27

PU-10

1

NI

11.383.259

11.383.259

28

PU-11

1

NI

16.357.489

16.357.489

29

PU-12

1

NI

11.383.259

11.383.259

30

PU-13

1

NI

30.591.905

30.591.905

31

PU-14

1

NI

11.383.259

11.383.259

32

PU-15

1

NI

43.959.883

43.959.883

33

PU-16

1

NI

68.491.520

68.491.520

34

PU-17

1

NI

30.591.905

30.591.905


35

PU-18

1

NI

15.402.344

15.402.344

36

PU-19

1

NI

11.383.259

11.383.259

37

BP

1

NI

25.000.000

25.000.000

38

BPA

1

NI

15.000.000

15.000.000

39

BN

1

NI

15.000.000

15.000.000

40

BAS

1

I

42.050.186

42.050.186

41

TS

1

I

87.403.433

87.403.433

42

PL-01

1

NI

15.402.344

15.402.344

43

PL-02

1

NI

15.402.344

15.402.344

44

PL-03

1

NI

15.402.344

15.402.344

45

PL-04

1

NI

15.402.344

15.402.344

46

PL-05

1

NI

15.402.344

15.402.344

47

TB-01

1

I

379.981.977

379.981.977

48

RU-01

1

I

140.866.063

140.866.063

49

Generator

2

I

90.000.000

180.000.000

Total

10.047.477.051

Harga barang Import (I)

= Rp 9.283.493.180,-

Harga peralatan Non-Import (NI)

= Rp 763.983.871,-

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased – equipment delivered) adalah (A): = 1,43 × (Rp 7.534.662.681,- + Rp 9.283.493.180,-) + 1,21 × (Rp 34.149.777,- + Rp 763.983.870,-) = Rp 27.992.246.524,Biaya pemasangan diperkirakan 10 dari total harga peralatan (Timmerhaus,2004). Biaya pemasangan (B)

= 0,1  Rp 27.992.246.524,-

= Rp 2.799.254.652,Total harga peralatan (HPT) = Harga peralatan + biaya pemasangan (C) = Rp 27.992.246.524,- + Rp 2.799.254.652,= Rp 30.791.801.176,-

1.1.4 Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 13 dari total harga peralatan (Timmerhaus,2004)


Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D)

= 0,13  Rp 227.992.246.524,= Rp 3.639.031.048,-

1.1.5 Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 50 dari total harga peralatan(Timmerhaus,2004) Biaya perpipaan (E) = 0,5 Rp 27.992.246.524,= Rp 13.996.273.262,-

1.1.6 Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 dari HPT

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1  Rp 27.992.246.524,-

Biaya instalasi listrik (F)

= Rp 2.799.254.652,-

1.1.7 Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 8  dari HPT

(Timmerhaus, 2004)

Biaya insulasi (G) = 0,08 Rp 27.992.246.524,= Rp 2.239.403.721,-

1.1.8 Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 1 dari HPT (Timmerhaus, 2004) Biaya inventaris kantor (H)= 0,01 Rp 27.992.246.524,= Rp 307.918.011,-

1.1.9 Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 1 dari total harga peralatan (HPT)

(Timmerhaus, 2004)

Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan (I) = 0,01  Rp 27.992.246.524,= Rp 307.918.100,-

1.1.10 Sarana Transportasi Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi No

Jenis Kendaraan

Unit

Tipe

Harga/ Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

1 Dewan Komisaris

3

New Innova

Rp 315.100.000

Rp

945.000.000

2 Direktur Utama

1

New Innova

Rp 315.100.000

Rp

315.100.000

3 Manajer

4

New Innova

Rp 315.100.000

Rp 1.260.000.000

4 Bus Karyawan

3

Hino Mini Bus

Rp 410.000.000

Rp 1.230.000.000

5 Mobil Box

1

Box Kargo

Rp 800.000.000

Rp

800.000.000


6 Tangki

4

Hino Dutro

Rp 788.000.000

Rp 2.364.000.000

7 Mobil Pemasaran

3

Avanza

Rp 170.000.000

Rp

510.000.000

1

Fire Truk 4x4

Rp 849.000.000

Rp

849.000.000

8 Mobil Pemadam Kebakaran

Harga Total Sarana Transportasi (J)

Total MITL

Rp 8.273.400.000

= A+B+C+D+E+F+G+H+I+J = Rp 79.864.599.884,-

1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

1.2.1 Pra Investasi Diperkirakan 7 dari total MITL

(Timmerhaus, 2004).

Pra Investasi (A) = 0,07 × Rp 79.864.599.884,Pra Investasi (A) = Rp 5.590.521.991,-

1.2.2

Biaya Engineering dan Supervisi

Diperkirakan 8 dari total MITL

(Timmerhaus, 2004).

Biaya Engineering dan Supervisi (B) = 0,08  Rp 79.864.599.884,,= Rp 6.389.167.990,1.2.3

Biaya Kontraktor


(Timmerhaus, 2004).

Biaya Kontraktor (C) = 0,02  Rp 79.864.599.884,Biaya Kontraktor (D) = Rp 1.597.291.997,1.2.4

Biaya Tak Terduga


(Timmerhaus, 2004).

Biaya Tak Terduga (D) = 0,1  Rp 79.864.599.884,Biaya Tak Terduga (E) = Rp 7.986.459.988,Total MITTL = A + B + C + D = Rp 21.563.441.968,Total MIT

= MITL + MITTL = Rp 79.864.599.884,- + Rp 21.563.441.968,-

= Rp 101.428.041.853,-


2

Modal Kerja

Modal kerja didasarkan pada perhitungan pengoperasian pabrik selama 3 bulan (90 hari). 2.1

Persediaan Bahan Baku

2.1.1

Bahan Baku Proses

1. Metanol Kebutuhan

= 12.563,13 kg/jam

Harga

= Rp 10.000,-/liter

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 12.563,13 kg/jam x Rp 10.000,-/kg

(PT. Bratachem, 2014)

= Rp 271.363.636.363,2. Alumina Silika Kebutuhan

= 190,04 kg/jam

Harga

= Rp 35.000,-/kg

Harga total

= 90 harix24 jam/hari x 190.04 kg/jam x Rp 35.000,- /kg

(Merck Millipore, 2014)

= Rp 1.814.041,-

2.1.2

Bahan Baku Utilitas

1. Alum, Al2(SO4)3 Kebutuhan

= 10.1919 kg/jam

Harga

= Rp 6.500 ,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  10.1919 kg/jam  Rp 6.500,- /kg

(www.icis.com,2014)

= Rp 143.094.124,2. Soda abu, Na2CO3 Kebutuhan

= 5,5036 kg/jam

Harga

= Rp 6.000,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  5,5036 kg/jam  Rp 6.000,-/kg

(www.icis.com,2014)

= Rp 71.326.917,3. Kaporit Kebutuhan

= 3,9491 kg/jam

Harga

= Rp 22.000,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  3,9491 kg/jam  Rp 22.000,-/kg


= Rp 187.661816,-


4. H2SO4 Kebutuhan

= 6,5478 kg/jam

Harga

= Rp 5.000,-/liter

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari x 6,5478 kg/jam  Rp 5.000,-/kg


= Rp 70.716.462,5. NaOH Kebutuhan

= 3,0935 kg/jam

Harga

= Rp 10.000,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari x 3,0935 kg/jam  Rp 10.000,-/kg


= Rp 66.818.866,6. Solar Kebutuhan

= 796,9689 liter/jam

Harga solar untuk industri per Juli 2014 = Rp. 13.000,-/liter Harga total

(Pertamina,2014)

= 90 hari  24 jam/hari  796,9689 ltr/jam  Rp 13.000,-/liter = Rp 22.378.885.727,-

7. NH3 Kebutuhan

= 3.392,88 liter/jam

Harga untuk industri = Rp. 5.730,-/liter Harga total

(www.icis.com,2014)

= 90 hari  24 jam/hari  3.392,88 ltr/jam  Rp 5.730,-/liter = Rp 466.589.202,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) adalah Rp 294.729.481,-

2.2

Kas

2.2.2 Gaji Pegawai Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai No

Jabatan

Jumlah Gaji/Bulan

Total

1

Dewan Komisaris

3

25.000.000

75.000.000

2

Direktur Utama

1

30.000.000

30.000.000

3

Sekretaris

1

10.000.000

10.000.000

4

Manajer Produksi

1

15.000.000

15.000.000


5

Manajer Teknik

1

15.000.000

15.000.000

6

Manajer Umum dan Keuangan

1

15.000.000

15.000.000

7

Manajer Pembelian dan Pemasaran

1

15.000.000

15.000.000

8

Kepala Seksi Proses

1

6.000.000

6.000.000

9

Kepala Bagian R&D

1

6.000.000

6.000.000

10

Kepala Seksi Utilitas

1

6.000.000

6.000.000

11

Kepala Seksi Mesin

1

6.000.000

6.000.000

12

Kepala Seksi Listrik

1

6.000.000

6.000.000

13

Kepala Seksi Instrumentasi

1

6.000.000

6.000.000

14

Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik

1

6.000.000

6.000.000

15

Kepala Seksi Keuangan

1

6.000.000

6.000.000

16

Kepala Seksi Administrasi

1

6.000.000

6.000.000

17

Kepala Seksi Personalia

1

6.000.000

6.000.000

18

Kepala Seksi Keamanan

1

5.000.000

5.000.000

19

Karyawan Produksi

30

3.500.000

105.000.000

20

Karyawan Teknik

18

3.500.000

63.000.000

21

Karyawan Umum dan Keuangan

16

3.500.000

56.000.000

22

Karyawan Pembelian dan Pemasaran

15

3.500.000

52.500.000

23

Dokter

1

10.000.000

10.000.000

24

Perawat

2

2.500.000

5.000.000

25

Petugas Keamanan

9

3.000.000

27.000.000

26

Petugas Kebersihan

10

2.000.000

20.000.000

27

Supir

5

3.000.000

15.000.000

Total

126

593.500.000

Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp 593.500.000,Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp 1.780.500.000,-

2.2.3

Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 10 dari total gaji pegawai. Biaya Administrasi Umum

= 0,10  Rp 593.500.000,= Rp 178.050.000,-


2.2.4

Biaya Pemasaran

Diperkirakan 10 dari total gaji pegawai. Biaya Pemasaran

= 0,10  Rp 593.500.000,= Rp 178.050.000,-

2.2.5 Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang-Undang RI No. 61 Tahun 2010 dan UU No. 28 Tahun 2009 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut (www.pajak.go.id diakses pada november 2014): 

Pajak Bumi dan Bangunan Perdesaan dan Perkotaan, yang selanjutnya disingkat dengan PBB-P2, adalah pajak atas bumi dan/atau bangunan yang dimiliki, dikuasai, dan/atau dimanfaatkan oleh orang pribadi atau badan, kecuali kawasan yang

digunakan

untuk

kegiatan

usaha

perkebunan,

perhutanan, dan

pertambangan (Pasal 1 ayat 1 UU No 61/PJ/2010). 

Kewenangan pemungutan PBB-P2 dialihkan dari Direktorat Jenderal Pajak ke Pemerintah Daerah segera setelah Pemerintah Daerah memenuhi persyaratan yang diatur dalam Peraturan Bersama Menteri Keuangan dan Menteri Dalam Negeri Nomor 213/PMK.07/2010 dan Nomor 58 Tahun 2010 Tentang Tahapan Persiapan Pengalihan Pajak Bumi dan Bangunan Perdesaan dan Perkotaan Sebagai Pajak Daerah dan paling lambat pengalihan dilakukan tanggal 1 Januari 2014 (Pasal 2 ayat 1 UU No 61/PJ/2010).



Tarif pajak ditetapkan sebesar 0,5% (Pasal 5 UU No.21/97).



Besarnya Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak (NJOPTKP) ditentukan paling rendah adalah Rp.10.000.000,00 dan penetapannya dilakukan oleh masing-masing Kepala Daerah (Pasal 77 ayat 4 No 28/2009).



Dalam rangka pengalihan kewenangan pemungutan PBB-P2 sebagaimana dimaksud dalam Pasal 2 ayat (1), Kanwil DJP bertugas dan bertanggung jawab mengkompilasi Surat Keputusan Menteri Keuangan mengenai penetapan Nilai Jual Objek Pajak Tidak Kena Pajak (NJOPTKP) yang berlaku dalam kurun waktu 10 (sepuluh) tahun sebelum Tahun Pengalihan (Pasal 4 ayat 1 UU No 61/PJ/2010).


Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut: Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Dimetil Eter Nilai Perolehan Objek Pajak -

Tanah

Rp

2.916.060.000,-

-

Bangunan

Rp

17.510.000.000,-

Total NJOP

Rp

20.261.000.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak

(Rp.

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak

Rp

20.251.000.000,-

Pajak yang Terutang (0,5% × NPOPKP)

Rp

1.020.550.000,-

10.000.000,- )

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas Selama 3 Bulan No 1 2 3 4

Jenis Biaya Gaji Pegawai Administrasi Umum Pemasaran Pajak Bumi dan Bangunan Total

Rp Rp Rp Rp

Jumlah (Rp) 1.780.500.000 178.050.000 178.050.000 1.020.550.000

Rp

3.149.150.000

2.3 Biaya Start – Up Diperkirakan 8 dari modal investasi tetap Biaya Administrasi Umum

(Timmerhaus, 2004).

= 0,08 Rp 101.428.041.853,= Rp 8.114.243.348,-

2.4 Piutang Dagang

PD 

IP  HPT 12

dimana :

PD

= piutang dagang

dimana :

IP

= jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)

dimana:

HPT = hasil penjualan tahunan

Penjualan: 1. Harga jual Dimetil Eter Produksi Dimetil Eter

= Rp 23.875,-/kg (alibaba.com, 08.05.2012) = 9.373,88 kg/jam

Hasil penjualan Dimetil Eter tahunan yaitu :


= 9,373,88 kg/jam  24 jam/hari  330 hari/tahun  Rp 23.875,-/kg = Rp 1.772.506.747.460,Piutang Dagang =

1  Rp 1.772.506.747.460,4

Piutang Dagang = Rp 443.126.686.865,-

Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja No 1 2 3 4

Jenis Biaya Bahan Baku Proses dan Utilitas Biaya Kas Biaya Start – Up Piutang Dagang Total Modal Kerja

Jumlah (Rp) 294.748.729.481 3.249.503.000 8.114.243.348 443.126.686.865 749.239.162.695

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 101.428.041.853,- + Rp 749.239.162.695,= Rp 850.667.204.548,Modal ini berasal dari : - Modal sendiri

= 60 dari total modal investasi = 0,6 Rp 850.667.204.548,= Rp 510.400.322.729,-

- Pinjaman dari Bank

= 40 dari total modal investasi = 0,4 × Rp 850.667.204.548,= Rp 340.266.881.819,-

3. 3.1

Biaya Produksi Total Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

3.1.1 Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga Gaji total = (12 + 2)  Rp 619.500.000 = Rp 8.673.000.000,-

3.1.2 Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 12% dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2012).


= 0,12  Rp 340.266.881.819,= Rp 40.832.025.818,3.1.3

Depresiasi dan Amortisasi Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

D

PL n

dimana: D

= depresiasi per tahun

dimana: P

= harga awal peralatan

dimana: L

= harga akhir peralatan

dimana: n

= umur peralatan (tahun)

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Biaya amortisasi diperkirakan 20% dari MITTL, sehingga: Amortisasi

= 20% x Rp 21.563.441.968,= Rp 4.312.688.393,-

Tabel LE.9 Perhitungan Biaya Depresiasi No. Komponen

Biaya (Rp)

1 2 3 4 5 6 7 8 9

16.530.000.000 30.791.801.176 3.639.031.048 13.996.273.262 2.799.254.652 2.239.403.722 307.918.012 307.918.012 8.273.000.000

Bangunan Peralatan proses dan utilitas Instrumentrasi dan pengendalian proses Perpipaan Instalasi listrik Insulasi Inventaris kantor Perlengkapan keamanan dan kebakaran Sarana transportasi TOTAL

Umur (tahun) 20 10 10 10 10 10 10 10 10

Depresiasi (Rp) 826.500.000 3.079.180.117 363.903.104 1.399.627.326 279.925.465 223.940.372 30.791.801 30.791.801 827.300.000 7.061.959.988

Total Biaya Depresiasi dan Amortisasi = Rp 7.061.959.988,- + Rp 4.312.688.393,= Rp 11.374.648.382,-


3.1.4

Biaya Tetap Perawatan

Biaya tetap perawatan terbagi menjadi: 1. Perawatan mesin dan alat-alat proses

(Timmerhaus, 2004)

Diperkirakan 10% dari HPT Biaya perawatan mesin dan alat proses

= 0,1  Rp 30.791.801.176,= Rp 3.079.180.117,-

2. Perawatan bangunan Diperkirakan 10 dari harga bangunan Biaya perawatan bangunan

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1  Rp 16.530.000.000,= Rp 1.653.000.000,-

3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 10 dari harga kendaraan Biaya perawatan kendaraan

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1  Rp 8.273.000.000,= Rp 827.300.000,-

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 10 dari harga instrumentasi dan alat kontrol. (Timmerhaus, 2004) Biaya perawatan instrumentasi dan alat kontrol = 0,1  Rp 3.639.031.048,= Rp 363.903.104,5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 10  dari harga perpipaan Biaya perawatan perpipaan

(Timmerhaus, 2004) = 0,1  Rp 13.996.273,= Rp 1.399.627.326,-

6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 10 dari harga instalasi listrik Biaya perawatan instalasi listrik

(Timmerhaus, 2004) = 0,1  Rp 2.799.254.652,= Rp 279.925.465,-

7. Perawatan insulasi Diperkirakan 10 dari harga insulasi Biaya perawatan insulasi

(Timmerhaus, 2004) = 0,1  Rp 2.239.403.721,= Rp 223.940.372,-

8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 10 dari harga inventaris kantor Biaya perawatan inventaris kantor

(Timmerhaus, 2004) = 0,1  Rp 307.918.011,= Rp 30.791.801,-


9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 10 dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus, 2004) Biaya perawatan perlengkapan kebakaran Total Biaya Perawatan

3.1.5

= 0,1  Rp 307.918.011,= Rp 30.791.801,= Rp 7.888.459.988,-

Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost)

Diperkirakan 10 dari modal investasi tetap Biaya tambahan industri

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1 ×Rp 101.428.041.853,= Rp 10.142.804.185,-

3.1.6

Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 10 dari biaya tambahan Biaya administrasi umum

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1 x Rp 10.142.804.185,= Rp 1.014.280.418,-

3.1.7

Biaya Pemasaran dan Distribusi

Diperkirakan 20 dari biaya tambahan Biaya pemasaran dan distribusi

(Timmerhaus, 2004)

= 0,2 x Rp 10.142.804.185,= Rp 2.028.560.837,-

3.1.8

Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan

Diperkirakan 10 dari biaya tambahan

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1 x Rp 10.142.804.185,= Rp 1.014.280.418,3.1.9 Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik adalah 1% dari modal investasi tetap Biaya asuransi

= 0,01 x Rp 101.428.041.853,= Rp 10.142.804.185,-

2. Biaya asuransi karyawan Asuransi karyawan 1,54% dari total gaji karyawan


(Biaya untuk asuransi tenaga kerja adalah 2,54% dari gaji karyawan, dimana 1% ditanggung oleh karyawan dan 1,54% ditanggung oleh perusahaan) = 0,0154 x Rp 7.434.000.000,= Rp 114.483.600,Total biaya asuransi

= Rp 1.128.764.018,-

3.1.10 Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan adalah

= Rp 1.019.303.000,-

Total Biaya Tetap (Fixed Cost)

= Rp 87.144.687.904,-

3.2

Biaya Variabel

3.2.1 Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah Rp 294.748.729.481,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun adalah : = Rp 294.748.729.481,- ×

330 90

= Rp 1.079.034.514.359,-

3.2.2 Biaya Variabel Tambahan Biaya variabel tambahan terbagi menjadi:

1. Biaya Perawatan Diperkirakan 15 dari biaya tetap perawatan Biaya perawatan = 0,15 x Rp 7.888.459.988,= Rp 1.183.268.998,2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 10 dari biaya tetap pemasaran Biaya pemasaran dan distribusi = 0,1 x Rp 2.028.560.837,= Rp 202.856.083,Total biaya variabel tambahan

= Rp 1.386.125.081,-


3.2.3 Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 20 dari biaya variabel tambahan Biaya variabel lainnya

= 0,2 x Rp 1.386.125.081,= Rp 277.225.061,-

Total Biaya Variabel

= Rp 1.080.697.864.457,-

Total Biaya Produksi

= Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 87.144.687.904,- + Rp 1.080.697.864.457,= Rp 1.167.842.552.361,-

4

Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto) Laba atas penjualan

= Total penjualan – Total biaya produksi

= Rp 1.772.506.747.460,- – Rp 1.167.842.552.361,= Rp 604.664.195.099,Bonus perusahaan diberikan untuk karyawan 0,5% dari keuntungan perusahaan. Bonus perusahaan

=0,005 ×Rp604.664.195.099,-

= Rp 3.023.320.975,Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga : Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 601.640.874.123,4.2 Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2012, Tentang Perubahan Keempat atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (www.pajak.go.id, 2012): 

Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 5 .



Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 250.000.000,- dikenakan pajak sebesar 15 .



Penghasilan Rp 250.000.000,- sampai dengan Rp 500.000.000,- dikenakan pajak sebesar 25 .



Penghasilan di atas Rp 500.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 .


Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah: -

5  Rp 50.000.000

= Rp

2.500.000,-

-

15  (Rp 250.000.000 - Rp 50.000.000)

= Rp

30.000.000,-

-

25  (Rp 500.000.000 - Rp 250.000.000)

= Rp

62.500.000,-

- 30  (Rp 601.140.874.123 - Rp 100.000.000)

= Rp 180.312.262.237,-

Total PPh

= Rp 180.407.262.237,-

4.3 Laba setelah pajak Laba setelah pajak

= Laba sebelum pajak – PPh = Rp 601.640.874.123,- – Rp 180.407.262.237,= Rp 421.233.611.886,-

5

Analisa Aspek Ekonomi

5.1 Profit Margin (PM) PM =

Laba sebelumpajak  100  Total penjualan

PM =

Rp 601.640.874.123 100% Rp 1.772.506.747.460

PM = 33,94 %

5.2 Break Even Point (BEP) BEP =

Biaya Tetap  100  Total Penjualan  Biaya Variabel

BEP =

Rp 87.144.687.904 100% Rp 1.772.506.747.460 - Rp 1.080.697.864.457

BEP = 12,60 % Kapasitas produksi pada titik BEP

= 12,60% 100.000 ton/tahun = 12.596,64 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP

=12,60% × Rp 1.772.506.747.460,= Rp 223.276.328.347,-

5.3 Return on Investment (ROI) ROI=

Laba setelah pajak  100  Total Modal Investasi


ROI =

Rp 421.233.611.886  100% Rp 850.667.204.548

ROI = 49,52 % 5.4

Pay Out Time (POT) POT=

1  1tahun 49,52

POT= 2,02 tahun

5.5

Return on Network (RON) RON=

Laba setelah pajak  100  Modal sendiri

RON=

Rp 421.233.611.886  100% Rp 510.400.322.729

RON= 85,53 % 5.6

Internal Rate of Return (IRR)

Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut : -

Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10  tiap tahun.

-

Masa pembangunan disebut tahun ke nol.

-

Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun.

-

Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10.

-

Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan. Dari Tabel LE.11, diperoleh nilai IRR = 59,29 .


Tabel LE.10 Data Perhitungan BEP % Kapasitas 0,00 10,00 20,00 30,00 40,00 50,00 60,00 70,00 80,00 90,00 100,00

Biaya tetap (Rp)

Biaya variabel (Rp)

87.144.687.904 87.144.687.904 87.144.687.904 87.144.687.904 87.144.687.904 87.144.687.904 87.144.687.904 87.144.687.904 87.144.687.904 87.144.687.904 87.144.687.904

0 108.069.786.445 216.139.572.891 324.209.359.337 432.279.145.782 540.348.932.228 648.418.718.674 756.488.505.120 864.558.291.565 2.628.078.011 1.080.697.864.457

Total biaya produksi (Rp) 87.144.687.904 195.214.474.349 303.284.260.795 411.354.047.241 519.423.833.687 627.493.620.132 735.563.406.578 843.633.193.024 951.702.979.470 1.059.772.765.915 1.167.842.552.361

Penjualan (Rp) 0 177.250.674.746 354.501.349.492 531.752.024.238 709.002.698.984 886.253.373.730 1.063.504.048.476 1.240.754.723.222 1.418.005.397.968 1.595.256.072.714 1.772.506.747.460


Gambar LE.2 Grafik BEP 2.000.000.000.000 1.800.000.000.000 1.600.000.000.000 Biaya tetap

Harga (Rp)

1.400.000.000.000 Biaya variabel

1.200.000.000.000

Total biaya produksi

1.000.000.000.000

Penjualan

800.000.000.000

BEP = 12,60 %

600.000.000.000

Garis BEP

400.000.000.000 200.000.000.000 0 0

15

30

45

60

75

90

105

Kapasitas produksi (%)

Gambar LE 1. Kurva Break even point pabrik pembuatan dimetil eter dari metanol


Tabel LE.11 Data Perhitungan IRR Thn

Laba sebelum pajak

Pajak

Laba Sesudah pajak

Depresiasi

Net Cash Flow

P/F pada i = 60%

PV pada i = 60%

P/F pada i =70%

PV pada i = 70%

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

601.640.874.124 661.804.961.536 727.985.457.690 800.784.003.459 880.862.403.805 968.948.644.185 1.065.843.508.604 1.172.427.859.464 1.289.670.645.411 1.418.637.709.952

180.492.262.237 198.541.488.461 218.395.637.307 240.235.201.038 264.258.721.141 290.684.593.256 319.753.052.581 351.728.357.839 386.901.193.623 425.591.312.985

421.148.611.887 463.263.473.075 509.589.820.383 560.548.802.421 616.603.682.663 678.264.050.930 746.090.456.023 820.699.501.625 902.769.451.787 993.046.396.966

11.374.648.382 11.374.648.382 11.374.648.382 11.374.648.382 11.374.648.382 11.374.648.382 11.374.648.382 11.374.648.382 11.374.648.382 11.374.648.382

-850.667.204.549 432.523.260.269 474.638.121.458 520.964.468.765 571.923.450.803 627.978.331.046 689.638.699.312 757.465.104.405 832.074.150.007 914.144.100.170 1.004.421.045.348

1 0,6250 0,3906 0,2441 0,1526 0,0954 0,0596 0,0373 0,0233 0,0146 0,0090

-850.667.204.549 270.327.037.668 185.393.650.241 127.167.426.826 87.275.518.593 59.909.132.782 41.102.466.479 28.253.448.394 19.387.327.695 13.346.503.862 9.039.789.408

1 0,5882 0,3460 0,2035 0,1170 0,0704 0,0414 0,0244 0,0143 0,0084 0,0049

-850.667.204.549 254.410.181.690 164.224.790.024 106.016.269.394 66.915.043.744 44.209.674.506 28.551.042.152 18.482.148.547 11.898.660.345 7.678.810.441 4.921.663.122

9.464.902.600

IRR = 60 

-143.358.920.583

9.464.902.600 (70  60) 9.464.902.600 - (-143.358.960.583)

IRR = 59,29


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Recommend Documents