PRA RANCANGAN PABRIK PEMBUATAN ETILEN OKSIDA DENGAN KATALIS PERAK YENNY NIM :

PRA RANCANGAN PABRIK PEMBUATAN ETILEN OKSIDA DENGAN KATALIS PERAK KAPASITAS 3.600 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR Diajukan Untuk Memenuhi Persyaratan Ujian Sarjana Teknik Kimia

Oleh:

YENNY NIM : 030405024

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SUMATERA UTARA MEDAN 2007

Yenny : Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida dengan Katalis Perak, 2007 USU Repository © 2008

KATA PENGANTAR

Puji dan syukur penulis ucapkan ke hadirat Tuhan Yang Maha Kuasa atas berkat dan rahmatNya penulis dapat menyelesaikan Tugas Akhir yang berjudul: PRA RANCANGAN PABRIK PEMBUATAN ETILEN OKSIDA DENGAN KATALIS PERAK KAPASITAS 3.600 TON/TAHUN Tugas akhir ini disusun untuk melengkapi tugas-tugas dan merupakan salah satu syarat untuk mengikuti ujian sarjana pada Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara. Dalam menyelesaikan tugas akhir ini penulis banyak menerima bantuan, bimbingan dan dukungan dari berbagai pihak, oleh karena itu penulis mengucapkan terima kasih kepada : 1. Bapak Ir. Indra Surya, MSc., Ketua Jurusan Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara 2. Ibu Maya Sarah, ST. MT., Sekretaris Jurusan Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara 3. Bapak Dr.Eng Ir. Irvan, M.Si, Koordinator Tugas Akhir Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara. 4. Ibu Dr. Ir. Fatimah, M.T., selaku dosen pembimbing dalam penyusunan tugas akhir ini. 5. Ibu Erni Misran, ST. MT, selaku co-dosen pembimbing dalam penyusunan tugas akhir ini.


6. Bapak dan Ibu dosen serta pegawai Program Studi Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara. 7. Orangtua dan Saudara Penulis, yang telah banyak memberikan dukungan moril dan materil kepada penulis. 8. Agustinus Roy Mercu atas kerjasamanya dalam penulisan tugas akhir ini. 9. Sahabat-sahabat terbaik di Teknik Kimia, Effendy, Antonius Natawijaya, Bartholomeus, Rahmayani Siregar, Chandra P. Hutabarat, Berlian, Edi Sinaga, dan teman-teman mahasiswa/i Teknik Kimia, khususnya stambuk 2003 yang memberikan banyak dukungan kepada penulis. 10. Senior-senior di Teknik Kimia, khususnya Harisyah Putra, Eddy Subrata, Khaidir, dan Juliani Sucia atas pinjaman buku dan arahan selama menyusun tugas akhir ini. 11. Junior-junior di Teknik Kimia, khususnya Arifin Suden, Andrikhe, Elisa, dan Fandi Willim, yang telah banyak membantu selama penyusunan tugas akhir ini.

Medan, Oktober 2007 Penulis,

(Yenny)


DAFTAR ISI KATA PENGANTAR ............................................................................................. i INTISARI............................................................................................................... iii DAFTAR ISI.......................................................................................................... iv DAFTAR GAMBAR ............................................................................................. vi DAFTAR TABEL................................................................................................. vii BAB I

PENDAHULUAN ...........................................................................I-1 1.1 Latar Belakang ..........................................................................I-1 1.2 Perumusan Masalah ..................................................................I-2 1.3 Tujuan Perancangan ..................................................................I-2 1.4 Manfaat .....................................................................................I-2

BAB II

TINJAUAN PUSTAKA ............................................................... II-1 2.1 Etilen Oksida........................................................................... II-1 2.2 Sifat-sifat Etilen Oksida .......................................................... II-2 2.3 Kegunaan Etilen Oksida.......................................................... II-3 2.4 Sifat-sifat Bahan Baku dan Produk ......................................... II-3 2.5 Deskripsi Proses ...................................................................... II-6

BAB III

NERACA MASSA ....................................................................... III-1

BAB IV

NERACA PANAS ........................................................................IV-1

BAB V

SPESIFIKASI PERALATAN........................................................ V-1

BAB VI

INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA ................VI-1 6.1 Instrumentasi ...........................................................................VI-1 6.2 Keselamatan Kerja ..................................................................VI-5 6.3 Keselamatan Kerja Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida...........................................................................VI-5

BAB VII

UTILITAS................................................................................... VII-1 7.1 Kebutuhan Uap (Steam)........................................................ VII-1 7.2 Kebutuhan Air....................................................................... VII-2 7.3 Kebutuhan Bahan Kimia ..................................................... VII-12 7.4 Kebutuhan Listrik ............................................................... VII-12 7.5 Kebutuhan Bahan Bakar ..................................................... VII-13


7.6 Unit Pengolahan Limbah .................................................... VII-14 7.7 Spesifikasi Peralatan Utilitas .............................................. VII-17 BAB VIII

LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK .................................. VIII-1 8.1 Lokasi Pabrik ....................................................................... VIII-1 8.2 Tata Letak Pabrik ................................................................. VIII-3 8.3 Perincian Luas Tanah........................................................... VIII-4

BAB IX

ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN...............IX-1 9.1 Organisasi Perusahaan ............................................................IX-1 9.2 Manajemen Perusahaan...........................................................IX-3 9.3 Bentuk Hukum Badan Usaha ..................................................IX-4 9.4 Uraian Tugas, Wewenang dan Tanggung Jawab ....................IX-6 9.5 Sistem Kerja ............................................................................IX-8 9.6 Jumlah Karyawan dan Tingkat Pendidikan ............................IX-9 9.7 Sistem Penggajian .................................................................IX-11 9.8 Fasilitas Tenaga Kerja...........................................................IX-12

BAB X

ANALISA EKONOMI .................................................................. X-1 10.1 Modal Investasi ...................................................................... X-1 10.2 Biaya Produksi Total (BPT)/Total Cost (TC) ........................ X-4 10.3 Total Penjualan (Total Sales) ................................................. X-5 10.4 Bonus Perusahaan .................................................................. X-5 10.5 Perkiraan Rugi/Laba Usaha ................................................... X-5 10.6 Analisa Aspek Ekonomi......................................................... X-5

BAB XI

KESIMPULAN .............................................................................XI-1

DAFTAR PUSTAKA LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI


DAFTAR GAMBAR Gambar 2.1

Struktur Etilen Oksida................................................................. II-1

Gambar 6.1

Instrumentasi pada Alat..............................................................VI-4

Gambar 7.1

Flowdiagram Unit Pengolahan Limbah ................................. VII-15

Gambar 8.1

Tata Letak Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida . VIII-5

Gambar 9.1

Bagan Struktur Organisasi Perusahaan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida............................................................................IX-13

Gambar LA.1 Diagram Alir Overall Pembuatan Etilen Oksida ......................LA-2 Gambar LD.1 Sketsa Sebagian Bar Screen (tampak atas) ...............................LD-2 Gambar LD.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)..............................................................................LD-62 Gambar LD.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*–Hy) .............................................LD-63 Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki Pelarutan ....................................................................... LE-5 Gambar LE.2 Harga Peralatan untuk Kolom Distilasi. Harga Tidak Termasuk Trays, Packing, atau Sambungan .............................................. LE-6 Gambar LE.3 Harga Tiap Tray dalam Kolom Distilasi. Harga Termasuk Tanggul, Permukaan Saluran Limpah, Saluran Uap dan Bagian Struktur Lainnya...................................................................................... LE-7 Gambar LE.4 Kurva BEP (Break Even Point) .............................................. LE-27


DAFTAR TABEL Tabel 3.1

Neraca Massa Mixing Point I (M-101) ........................................ III-1

Tabel 3.2

Neraca Massa Mixing Point II (M-201) ....................................... III-1

Tabel 3.3

Neraca Massa Reaktor I (R-201)................................................... III-2

Tabel 3.4

Neraca Massa Absorber I (T-201) ................................................ III-2

Tabel 3.5

Neraca Massa Reaktor II (R-202) ................................................. III-2

Tabel 3.6

Neraca Massa Absorber II (T-202) ............................................... III-3

Tabel 3.7

Neraca Massa Splitter I (SP-201).................................................. III-3

Tabel 3.8

Neraca Massa Mixing Point III (M-301)....................................... III-4

Tabel 3.9

Neraca Massa Kolom Distilasi (T-301) ........................................ III-4

Tabel 3.10 Neraca Massa Splitter II (SP-301) ................................................ III-4 Tabel 3.11 Neraca Massa Reflux Drum (D-301) ............................................ III-5 Tabel 3.12 Neraca Massa Kondensor (E-302) ................................................ III-5 Tabel 3.13 Neraca Massa Reboiler (E-303) .................................................... III-5 Tabel 4.1

Neraca Panas Heater 1 (E-101)....................................................IV-1

Tabel 4.2

Neraca Panas Cooler 1 (E-102).....................................................IV-1

Tabel 4.3


Tabel 4.4

Neraca Panas Heater 2 (E-201).....................................................IV-2

Tabel 4.5

Neraca Panas Reaktor 1 (R-201)...................................................IV-2

Tabel 4.6


Tabel 4.7

Neraca Panas Heater 2 (E-203).....................................................IV-2

Tabel 4.8

Neraca Panas Reaktor 2 (R-202)...................................................IV-3

Tabel 4.9


Tabel 4.10 Neraca Panas Cooler 5 (E-301).....................................................IV-3 Tabel 4.11 Neraca Panas Kondensor (E-302) .................................................IV-3 Tabel 4.12 Neraca Panas Reboiler (E-303).....................................................IV-4 Tabel 6.1

Daftar Instrumentasi pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida ...........................................................................................VI-4

Tabel 7.1

Kebutuhan Uap Sebagai Media Pemanas ................................... VII-1

Tabel 7.2

Kebutuhan Air Pendingin Pada Alat ........................................... VII-2

Tabel 7.3

Kebutuhan Air Proses Pabrik ...................................................... VII-3


Tabel 7.4

Pemakaian Air Untuk Kebutuhan Domestik............................... VII-4

Tabel 7.5

Kualitas Air Sungai Rokan, Riau ................................................ VII-5

Tabel 8.1

Perincian Luas Tanah................................................................. VIII-4

Tabel 9.1

Jadwal Kerja Karyawan Shift ........................................................IX-9

Tabel 9.2

Jumlah Karyawan dan Kualifikasinya ..........................................IX-9

Tabel 9.3

Perincian Gaji Karyawan ............................................................IX-11

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [J/mol K]......LB-1 Tabel LB.2 Kapasitas Panas Liquid, Cpl = a + bT + cT2 + dT3 [J/mol K] ..........LB-1 Tabel LB.3 Panas Laten [J/mol]......................................................................LB-1 Tabel LB.4 Panas Reaksi Pembentukan [kkal/mol]........................................LB-1 Tabel LB.5 Data Tekanan Uap Antoine: ln P (kPa) = A – (B/(T+C)) ...........LB-2 Tabel LB.6 Data Air Pemanas dan Air Pendingin yang Digunakan ...............LB-2 Tabel LB.7 Panas Masuk Heater 1 (E-201) ....................................................LB-2 Tabel LB.8 Panas Keluar Heater 1 (E-101) ....................................................LB-2 Tabel LB.9 Panas Masuk Cooler 1 (E-102) ....................................................LB-3 Tabel LB.10 Panas Keluar Cooler 1 (E-102)....................................................LB-3 Tabel LB.11 Panas Masuk Cooler 2 (E-103)....................................................LB-4 Tabel LB.12 Panas Keluar Cooler 2 (E-103)....................................................LB-4 Tabel LB.13 Panas Masuk Heater 2 (E-201)....................................................LB-5 Tabel LB.14 Panas Keluar Heater 2 (E-201)....................................................LB-6 Tabel LB.15 Panas Keluar Reaktor 1 (R-201) ..................................................LB-7 Tabel LB.16 Panas Keluar Cooler 3 (E-202)....................................................LB-8 Tabel LB.17 Panas Masuk Heater 3 (E-203)....................................................LB-9 Tabel LB.18 Panas Keluar Heater 3 (E-203)..................................................LB-10 Tabel LB.19 Panas Keluar Reaktor 2 (R-202) ................................................LB-11 Tabel LB.20 Panas Keluar Cooler 4 (E-204)..................................................LB-12 Tabel LB.21 Panas Masuk Cooler 5 (E-301)..................................................LB-13 Tabel LB.22 Panas Keluar Cooler 5 (E-301)..................................................LB-14 Tabel LB.23 Titik Didih Umpan Pada Bagian Atas Kolom Distilasi .............LB-15 Tabel LB.24 Dew Point Kondensor ................................................................LB-15 Tabel LB.25 Panas Masuk Kondensor (E-302) ..............................................LB-16 Tabel LB.26 Panas Keluar Kondensor (E-302) ..............................................LB-16


Tabel LB.27 Bubble Point Kondensor (E-302) ..............................................LB-17 Tabel LB.28 Panas Masuk Reboiler (E-303) ..................................................LB-17 Tabel LB.29 Panas Keluar Vb (alur 25) Reboiler (E-303) .............................LB-18 Tabel LB.30 Panas Keluar B (alur 26) Reboiler (E-303)................................LB-18 Tabel LC.1 Densitas Campuran Gas Alur 10................................................LC-45 Tabel LC.2 BM Rata-Rata Gas Alur 10 ........................................................LC-46 Tabel LC.3 Densitas Campuran Gas Alur 13................................................LC-51 Tabel LC.4 Viskositas Campuran Gas Alur 13.............................................LC-51 Tabel LC.5 Densitas Campuran Gas Alur 16................................................LC-71 Tabel LC.6 BM Rata-rata Campuran Gas Alur 16........................................LC-71 Tabel LC.7 Densitas Campuran Gas Alur 18................................................LC-76 Tabel LC.8 Viskositas Campuran Gas Alur 18.............................................LC-76 Tabel LC.9 Densitas Campuran Gas Alur 23................................................LC-87 Tabel LC.10 Viskositas Campuran Gas Alur 23.............................................LC-87 Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya......................... LE-1 Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift................................................. LE-3 Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses.................................................. LE-8 Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah......... LE-9 Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi........................................................... LE-12 Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai .............................................................. LE-15 Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas ................................................................... LE-17 Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja ............................................................... LE-18 Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No.17 Tahun 2000 ................................................................................ LE-19 Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI No.17 Tahun 2000 LE-20 Tabel LE.11 Data Perhitungan Internal Rate of Return (IRR) ....................... LE-28


BAB I PENDAHULUAN 1.1

Latar Belakang Etilen (CH2 = CH2) merupakan hidrokarbon olefin yang paling sederhana

dan bahan baku yang penting dalam industri kimia. Etilen dihasilkan dari minyak bumi dan gas alam, namun bahan baku etilen industri biasanya diperoleh dari cracking hidrokarbon rantai panjang. Etilen adalah senyawa organik yang diproduksi dalam skala besar. Produksi global etilen pada tahun 2005 melampaui 75 juta metrik ton (Wikipedia, 2007). Produksi etilen di Indonesia didominasi oleh PT Chandra Asih, yang merupakan salah satu pabrik petrokimia terbesar di Indonesia. Kapasitas produksi total PT Chandra Asih mencapai 550 ribu ton per tahun. Dari kapasitas sebesar itu, PT Chandra Asih mengekspor sekitar 20%, dan memasok kebutuhan dalam negeri sebesar 300 ribu ton per tahun. Pada saat ini, PT Chandra Asih sedang melakukan perluasan usaha untuk meningkatkan produksi etilen dari kapasitas saat ini sekitar 520-550 ribu ton per tahun menjadi 590 ribu ton per tahun (Siregar, 2007). Salah satu produk turunan etilen adalah etilen oksida. Etilen oksida merupakan salah satu komoditas utama yang diperdagangkan di dunia. Konsumsi etilen oksida dunia pada tahun 2006 adalah 18 juta metrik ton (Devanney, 2007). Konsumsi terbesar dari etilen oksida adalah etilen glikol, yang mencakup 77% dari total konsumsi etilen (termasuk di- dan trietilen glikol). Etilen glikol terutama dimanfaatkan sebagai bahan pembuat poliester tereftalat (serat, film, dan resin plastik) dan sebagai zat anti beku. Dietilen glikol digunakan dalam produksi poliuretan, resin poliester tak jenuh, dan zat anti beku. Trietilen glikol digunakan dalam proses dehidrasi gas, plasticizer, dan zat pelarut. Persentase konsumsi total domestik etilen oksida bervariasi pada setiap regional antara lain Amerika Utara (73%), Eropa Barat (44%), Jepang (63%), Asia (90%), Afrika dan Timur Tengah (99%) (Devanney, 2007).


Kebutuhan kedua terbesar dari etilen oksida, mencakup 9% total konsumsi etilen oksida (Devanney, 2007), adalah dalam produksi surfaktan, terutama alkilfenol etoksilat nonionik (APE) dan deterjen alkohol etoksilat (AE). AE adalah senyawa alkohol etoksilat gugus linier yang dapat diuraikan (biodegradable) dan banyak digunakan dalam produksi deterjen rumah tangga. APE digunakan sebagai surfaktan anionik atau bahan intermediet untuk memproduksi deterjen rumah tangga dan sabun cuci piring. Berdasarkan riset yang dilakukan oleh Merchant Research & Consulting Ltd pada tahun 2007 di Inggris, diperoleh informasi bahwa permintaan etilen glikol dan etilen oksida di negara-negara Asia akan meningkat pada tiga tahun mendatang. Menurut para ahli, permintaan etilen glikol dunia meningkat sejak tahun 2004, yang menyebabkan peningkatan harga pasar. Namun, peningkatan permintaan hanya diikuti peningkatan kapasitas produksi sebesar 2,6% (SANEPR, 2007). Dengan demikian diperlukan fasilitas-fasilitas baru yang dapat memasok kebutuhan pasar yang semakin meningkat terhadap etilen glikol dan etilen oksida di masa yang akan datang. 1.2

Perumusan Masalah Mengingat besarnya permintaan global dan kegunaan etilen oksida

yang meliputi berbagai bidang industri, mendorong untuk dibuat suatu perancangan pabrik pembuatan etilen oksida dari bahan baku etilen dan oksigen. 1.3

Tujuan Perancangan Tujuan perancangan ini adalah untuk menerapkan disiplin ilmu

Teknik Kimia, khususnya di bidang perancangan, proses, dan operasi teknik kimia, sehingga memberikan gambaran kelayakan Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida. 1.4

Manfaat Etilen oksida merupakan senyawa penting dalam industri kimia yang

digunakan dalam produksi etilen glikol, serat poliester, botol dan plastik


PET, dehidrasi gas, plasticizer, kosmetik, surfaktan, detergen, pelarut, serta bahan-bahan kimia lainnya. Kapasitas produksi direncanakan 3.600 ton per tahun dengan kelebihan produksi direncanakan untuk diekspor. Manfaat lain yang ingin dicapai adalah terbukanya lapangan kerja dan memacu rakyat untuk meningkatkan produksi dalam negeri yang pada akhirnya akan meningkatkan kesejahteraan rakyat.


BAB II TINJAUAN PUSTAKA 2.1

Etilen Oksida Pada tahun 1859, seorang ilmuwan Perancis, Charles-Adolphe Wurtz,

menemukan etilen oksida dengan mereaksikan 2-kloroetanol dengan senyawa basa. Penemuan tersebut merupakan keberhasilan penting pada masa Perang Dunia I karena penemuan tersebut menjadi pelopor dari senyawa kimia etilen glikol dan senjata kimia gas beracun (mustard gas). Pada tahun 1931, seorang ilmuwan Perancis lainnya menemukan cara menghasilkan etilen oksida secara langsung dengan mereaksikan etilen dan oksigen menggunakan katalis perak. Metoda ini kemudian digunakan untuk memproduksi etilen oksida dalam skala industri (Emulsifiers, 2007). Etilen oksida merupakan gas tak berwarna, sangat reaktif, dan mudah terbakar pada temperatur ruangan. Nama lain senyawa ini adalah epoksietana, oxirane, dan dimetilenoksida. Tingginya kereaktifan etilen oksida disebabkan ikatan antara atom dalam molekul etilen oksida dipaksa menjadi sangat dekat. Sudut antar ikatan atom karbon dalam senyawa etilen oksida adalah 60o dibandingkan dengan sudut antar ikatan atom karbon tunggal yaitu 109,5o (Clark, 2003), seperti ditunjukkan pada gambar berikut. 60o

Gambar 2.1 Struktur Etilen Oksida Etilen oksida diproduksi dengan proses oksidasi langsung gas etilen dengan udara atau oksigen. Etilen oksida dapat bereaksi langsung dengan berbagai zat kimia sehingga etilen oksida dimanfaatkan sebagai bahan antara penting dalam produksi berbagai produk turunan yang penting (Shell Chemicals Limited, 2006). Etilen oksida merupakan zat kimia komoditas utama yang diproduksi di seluruh dunia. Etilen oksida diproduksi dengan proses oksidasi katalitik


etilen dengan katalis perak. Banyak metoda lain yang telah diajukan untuk memproduksi etilen oksida namun tidak ada metoda lain yang diterapkan dalam skala industri selain metoda ini (Emulsifiers, 2007). Reaksi samping mengoksidasi etilen dan etilen oksida menjadi karbon dioksida dan uap air. Reaksi yang berlangsung yaitu: C2H4

+ ½ O2

→ C2H4O

(1) etilen

C2H4

oksigen

etilen oksida

+ 3 O2 → 2 CO2

+

2 H2O

(2) etilen

oksigen

karbon dioksida uap air

Etilen oksida menimbulkan efek beracun bila dihirup. Gejala-gejala yang timbul akibat menghirup terlalu banyak gas etilen oksida antara lain pusing, kejang-kejang (mendadak), dan koma. Gas ini juga mengiritasi kulit dan menghirup uap etilen oksida dapat menyebabkan paru-paru terisi dengan cairan selama beberapa jam. Etilen oksida biasanya disimpan sebagai cairan. Pada suhu dan tekanan ruangan, etilen oksida menguap dengan cepat, dan berpotensi mengakibatkan kebas dan pembekuan jaringan kulit (frostbite). Hewan percobaan yang diekspos terus-menerus pada gas etilen oksida selama masa hidupnya berpeluang terkena kanker hati. Namun, penelitian pada manusia yang bekerja di pabrik etilen oksida untuk waktu yang lama dan terekspos dengan etilen oksida dalam dosis rendah tidak berpeluang terkena gejala kanker (Emulsifiers, 2007). 2.2

Sifat-sifat Etilen Oksida Sifat-sifat etilen oksida (EPA, 1986) antara lain :

1. Berat molekul

: 44,053 gr/mol

2. Bentuk fisik

: gas pada temperatur ruangan

3. Titik didih

: 10,5oC

4. Titik leleh

: -112,44oC

5. Densitas

: 0,8711 gr/cm3


6. Tekanan uap

: 1305 torr (25oC)

7. Viskositas

: 0,31 cp (4oC) : 0,44 kal/g oC (20oC)

8. Kalor jenis 9. Kalor uap

: 136,1 kal/g (1 atm)

10. Flash point

: < -18oC (tag open cup)

11. Suhu nyala

: 429oC (udara, 1 atm)

12. Panas pembakaran

: 1306,4 kJ/mol (25oC)

13. Tekanan kritik

: 7,19 MPa : 195,8oC

14. Suhu kritik 15. Kalor fusi

: 5,17 kJ/mol

16. Panas larutan

: 6,3 kJ/mol (dalam air murni 25oC)

17. Kelarutan

: larut dalam air, aseton, CCl4, eter, metanol

18. Kereaktifan dengan 2.3

: mudah meledak jika dipanaskan, meledak logam alkali dalam basa

Kegunaan Etilen Oksida Etilen oksida digunakan dalam produksi (Shell Chemicals Limited,

2006): 1. Etilen glikol (sebagai zat anti beku, serat poliester, botol dan kontainer polietilen tereftalat (PET), dehidrasi gas, fluida penukar panas, pelarut, dan poliester) 2. Polietilen glikol (digunakan dalam industri kosmetik, pembuatan obat – obatan, pelumas, pelarut cat, dan plasticizer) 3. Etilen oksida glikol eter (digunakan sebagai fluida rem, deterjen, pelarut cat dan pernis) 4. Etanolamin (digunakan dalam industri sabun, deterjen, pemurnian gas alam, dan finishing tekstil) 5. Produk etoksilat dari fatty alkohol (digunakan dalam pembuatan deterjen, surfaktan, emulsifier, dan dispersant). 2.4

Sifat-sifat Bahan Baku dan Produk

2.4.1

Sifat-sifat Bahan Baku

A.

Etilen


Sifat-sifat etilen (Wikipedia, 2007) antara lain : 1. Rumus molekul

: C2H4

2. Berat molekul 3. Sifat fisik

: 28,05 gr/mol : gas tak berwarna (pada temperatur

ruangan) 4. Massa jenis

: 1,178 gr/L (15°C)

5. Kelarutan gas dalam air

: 25 mL/100 mL (0°C) 12 mL/100 mL (25°C)

6. Titik lebur

: −169,1°C

7. Titik didih

: −103,7°C

8. Entalpi pembentukan standar

: +52,47 kJ/mol

9. Entropi molar standar

: 219,32 J·K−1·mol−1

10. Temperatur nyala B.

: 490°C

Oksigen Sifat-sifat oksigen (Wikipedia, 2007) antara lain : 1. Rumus molekul 2. Berat molekul 3. Sifat fisik

: O2 : 32 gr/mol : gas tak berwarna (pada temperatur


: 1,429 g/L (0°C; 101,325 kPa)

5. Titik lebur

: -218,79°C

6. Titik didih

: -182,95°C

7. Kalor peleburan

: 0,444 kJ/mol

8. Kalor penguapan

: 6,82 kJ/mol

9. Kapasitas kalor

: 29,378 J/(mol·K)

10. Tekanan uap

: 1 kPa (61 K), 10 kPa (73 K), 100 kPa (90

K) 11. Konduktivitas termal C.

: 26,58 mW/(m·K) pada 300 K

Nitrogen Sifat-sifat nitrogen (Wikipedia, 2007) antara lain :


1. Rumus molekul

: N2

2. Berat molekul 3. Sifat fisik

: 28,016 gr/mol : gas tak berwarna (pada temperatur


: 1,251 g/L (0°C; 101,325 kPa)

5. Titik lebur

: -210°C

6. Titik didih

: -195,79°C

7. Kalor peleburan

: 0,720 kJ/mol

8. Kalor penguapan

: 5,57 kJ/mol

9. Kapasitas kalor

: 29,124 J/(mol·K)

10. Tekanan uap

: 1 kPa (53 K), 10 kPa (62 K), 100 kPa (77

K) 2.4.2

Sifat-sifat Produk

A.

Etilen Oksida Sifat-sifat etilen oksida telah dijelaskan pada subbab 2.2.

B.

Air Sifat-sifat air (Perry,1997) antara lain: 1. Berat molekul

: 18,016 gr/gmol

2. Titik lebur

: 0°C (1 atm)

3. Titik didih

: 100°C (1 atm)

4. Densitas

: 1 gr/ml (4°C)

5. Spesifik graviti

: 1,00 (4°C)

6. Indeks bias

: 1,333 (20°C)

7. Viskositas

: 0,8949 cP

8. Kapasitas panas

: 1 kal/gr

9. Panas pembentukan : 80 kal/gr 10. Panas penguapan

: 540 kal/gr

11. Temperatur kritis

: 374°C

12. Tekanan kritis C.

: 217 atm

Karbon Dioksida


Sifat-sifat karbon dioksida (Wikipedia, 2007) antara lain: 1. Rumus molekul 2. Berat molekul 3. Sifat fisik

: CO2 : 44,0095 gr/mol : gas tak berwarna (pada temperatur


: 1600 kg/m3

5. Titik lebur

: -57°C

6. Titik didih

: -78°C

7. Kelarutan dalam air

: 1,45 kg/m³

8. Kalor laten sublimasi 9. Viskositas 10. Tekanan kritis 11. Suhu kritis 2.5

: 25,13 kJ/mol : 0,07 cP pada −78°C : 7821 kPa : 31,1°C

Deskripsi Proses Proses produksi etilen oksida (C2H4O) dapat dibagi menjadi tiga

tahapan proses yaitu proses pencampuran bahan baku, proses oksidasi, dan proses pemurnian etilen oksida. 2.5.1

Pencampuran Bahan Baku Bahan baku yang digunakan dalam proses produksi etilen oksida

adalah gas etilen dan oksigen. Etilen (C2H4) dari Tangki Etilen (TT-101) pada tekanan 1,5 bar dan temperatur -113,5°C dipompakan dengan pompa J-101 ke Heater 1 (E-101) sebelum tekanannya dinaikkan menjadi 27 bar dengan Kompresor 1 (JC-101). Kemudian gas etilen akan dicampur dengan etilen recycle dari alur 21 (mengandung campuran gas etilen, etilen oksida, karbon dioksida, oksigen, nitrogen, dan uap air). Udara (21% oksigen) pada alur 4 dengan kondisi temperatur 25oC dan tekanan 1 bar dialirkan melewati serangkaian kompresor dan cooler untuk meningkatkan tekanan gas hingga 27 bar dan temperatur 195,21oC. Campuran gas dan udara dicampur pada mixing point M-201 (perbandingan laju alir massa = 1 : 25) kemudian dicampur dan dipanaskan pada Heater 2 (E-201) hingga temperatur 240oC sebelum diumpankan ke dalam Reaktor 1 (R-201). Tekanan campuran gas pada kondisi tersebut adalah 26,5 bar.


Campuran gas keluaran memiliki perbandingan laju alir massa etilen dan oksigen sebesar 0,145. 2.5.2

Oksidasi Etilen oksida dihasilkan melalui reaksi oksidasi langsung antara gas

etilen dan udara (oksigen) dengan katalis perak. Reaksi berlangsung secara eksotermik sehingga untuk menyerap kelebihan panas reaksi digunakan Reaktor Packed Bed dengan Tube-In-Shell, di mana campuran gas dan reaksi berlangsung di bagian tube dan air disirkulasi di antara tube sebagai pembawa panas. Reaksi yang berlangsung adalah: C2H4

+ ½ O2

→ C2H4O

(1) etilen

C2H4

oksigen

etilen oksida

+ 3 O2 → 2 CO2

+

2 H2O

(2) etilen

oksigen


Konversi etilen pada reaksi I adalah 19,29%. Konversi di dalam reaktor dipertahankan tetap rendah (<20%) untuk mencegah oksidasi lanjut terhadap etilen oksida yang terbentuk.

Oksidasi etilen pada reaksi (2)

berlangsung dengan sempurna. Gas hasil reaksi mengandung 0,2130% massa karbon dioksida dan perbandingan laju alir mol karbon dioksida dengan uap air adalah 1,015 mol/mol. Campuran gas hasil reaksi pada temperatur 240oC dan tekanan 25,75 bar didinginkan di Cooler 3 (E-202) hingga temperatur 45oC dan tekanan gas 25,45 bar. Campuran gas dialirkan ke Kompresor 5 (JC-201) untuk meningkatkan tekanan gas sebelum gas dialirkan ke Absorber 1 (T-201). Campuran gas yang masuk dari bagian bawah kolom Absorber 1 (T201) akan diserap oleh air yang masuk dari bagian atas kolom. Perbandingan laju alir umpan air proses dengan gas yang masuk ke kolom adalah 0,35. Sebanyak 92,5% gas etilen oksida berhasil diserap oleh 99,7% air dan keluar pada bagian bawah kolom Absorber 1 (T-201). Sebagian gas etilen oksida yang berhasil dipisahkan (temperatur 51,92oC dan tekanan 30 bar) dicampur dengan gas etilen oksida yang berhasil diserap pada Absorber


2 (T-202). Gas etilen, karbon dioksida, oksigen, serta nitrogen yang ingin dipisahkan keluar pada bagian atas kolom Absorber 1 (T-201). Campuran gas etilen yang belum bereaksi dipanaskan kembali pada Heater 3 (E-203) hingga temperatur 240oC dan tekanan 26,5 bar sebelum diumpankan ke Reaktor 2 (R-202). Reaksi yang berlangsung serta kondisi operasi pada reaktor 2 adalah sama dengan reaktor 1. Konversi etilen pada reaksi 1 adalah 19,29%. Campuran gas hasil reaksi dari Reaktor 2 (R-202) keluar pada temperatur 240oC dan tekanan 25,75 bar kemudian didinginkan di Cooler 4 (E-204) hingga temperatur 45oC dan tekanan gas 25,45 bar. Campuran gas dialirkan ke Kompresor 6 (JC-202) untuk meningkatkan tekanan gas menjadi 30,15 bar sebelum gas dialirkan ke Absorber 2 (T-202). Jumlah air yang masuk pada kolom Absorber 1 dan 2 adalah sama. Gas etilen oksida yang berhasil dipisahkan pada kolom Absorber 2 (T202) dicampur dengan gas etilen oksida yang berhasil dipisahkan pada kolom Absorber 1 (T-201) pada mixing point M-301. Sebagian campuran gas yang keluar dari bagian atas kolom Absorber 2 (T-202) di-recycle kembali dan dicampur dengan gas etilen murni pada mixing point M-101 sebagai umpan Reaktor 1 (R-201) sedangkan sisanya dimanfaatkan sebagai bahan bakar (fuel gas).

2.5.3

Pemurnian Etilen Oksida Campuran gas etilen oksida pada yang berhasil dipisahkan dari

kolom absorber selanjutnya didinginkan pada Cooler 5 (E-301) hingga temperatur 45oC dan tekanan 29,7 bar. Sebelum dipompa ke kolom distilasi (T-301), gas dialirkan ke Ekspander 3 (JE-301) untuk menurunkan tekanan gas hingga 10 bar. Gas yang keluar dari bagian atas kolom distilasi didinginkan dengan Condensor (E-302) dan ditampung pada Reflux Drum (D-301). Gas-gas ringan (etilen, karbon dioksida, oksigen, dan nitrogen) dipisahkan dan dibuang. Sebagian etilen oksida cair dipisahkan sebagai produk sedangkan sebagian lagi di-reflux ke kolom distilasi dengan reflux ratio 0,89. Kemurnian produk etilen oksida yang dihasilkan adalah


99,9594%. Produk bottom (0,0133% etilen oksida) dipanaskan di Reboiler (E303) dan sebagian diumpankan kembali. Sebagian produk bottom dibuang berupa limbah cair.


BAB III NERACA MASSA Hasil perhitungan neraca massa pada proses pembuatan etilen oksida dengan kapasitas produksi 454,7302 kg/jam diuraikan sebagai berikut: Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Waktu bekerja / tahun

: 330 hari

Satuan operasi

: kg/jam

3.1

Mixing Point I (M-101)

Tabel 3.1 Neraca Massa Mixing Point I (M-101) Komponen C2H4

Masuk (kg/jam) Alur 1

Keluar (kg/jam)

Alur 21

Alur 3

586,0413

275,4568

861,4981

C2H4O

-

8,3643

8,3643

CO2

-

40,8927

40,8927

O2

-

2859,9455

2859,9455

N2

-

11569,0685

11569,0685

H2O

-

16,3491

16,3491

586,0413

14770,0769

15356,1182

Total

3.2

15356,1182

15356,1182

Mixing Point II (M-201)

Tabel 3.2 Neraca Massa Mixing Point II (M-201) Komponen


Keluar (kg/jam)

Alur 3

Alur 7

C2H4

-

861,4981

861,4981

C2H4O

-

8,3643

8,3643

CO2

-

40,8927

40,8927

O2

3076,6182

2859,9455

5936,5637

N2

11574,4149

11569,0685

23143,4834

-

16,3491

16,3491

14651,0331

15356,1182

30007,1513

H2O Total

30007,1513


30007,1513

3.3

Reaktor I (R-201)

Tabel 3.3 Neraca Massa Reaktor I (R-201) Komponen

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 7

Alur 9

C2H4

861,4981

689,3905

8,3643

267,1160

40,8927

63,9273

O2

5936,5637

5817,4555

N2

23143,4834

23143,4834

16,3491

25,7786

30007,1513

30007,1513

C2H4O CO2

H2O Total 3.4

Absorber I (T-201)

Tabel 3.4 Neraca Massa Absorber I (T-201) Komponen


Keluar (kg/jam)

Alur 11

Alur 13

Alur 12

C2H4

689,3905

-

0,5515

688,8390

C2H4O

267,1160

-

247,0823

20,0337

63,9273

-

0,0064

63,9209

O2

5817,4555

-

0,5817

5816,8741

N2

23143,4834

-

2,3143

23141,1689

25,7786

10502,5030

10496,6967

31,5848

30007,1513

10502,5030

10747,2329

29762,4214

CO2

H2O Total 3.5

40509,6543

40509,6543

Reaktor II (R-202)

Tabel 3.5 Neraca Massa Reaktor II (R-202) Komponen C2H4

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 12

Alur 15

688,8390

551,3604

C2H4O

20,0337

226,9780

CO2

63,9209

81,8113

O2

5816,8741

5722,1944

N2

23141,1689

23141,1689


H2O Total 3.6

31,5848

38,9084

29762,4214

29762,4214

Absorber II (T-202)

Tabel 3.6 Neraca Massa Absorber II (T-202) Komponen


Keluar (kg/jam)

Alur 17

Alur 19

Alur 18

C2H4

551,3604

-

550,9136

0,4468

C2H4O

226,9780

-

16,7286

210,2494

81,8113

-

81,7854

0,0259

O2

5722,1944

-

5719,8910

2,3034

N2

23141,1689

-

23138,1370

3,0319

38,9084

10502,5029

32,6982

10508,7131

29762,4214

10502,5029

29540,1538

10724,7705

CO2

H2O Total

3.7

40264,9243

40264,9243

Splitter I (SP-201)

Tabel 3.7 Neraca Massa Splitter I (SP-201) Komponen C2H4


Keluar (kg/jam) Alur 20

Alur 21

550,9136

275,4568

275,4568

C2H4O

16,7286

8,3643

8,3643

CO2

81,7854

40,8927

40,8927

O2

5719,8910

2859,9455

2859,9455

N2

23138,1370

11569,0685

11569,0685

32,6982

16,3491

16,3491

29540,1538

14770,0769

14770,0769

H2O Total

29540,1538

29540,1538


3.8

Mixing Point III (M-301)

Tabel 3.8 Neraca Massa Mixing Point III (M-301) Komponen


C2H4

Keluar (kg/jam)

Alur 18

Alur 22

0,5515

0,4468

0,9983

247,0823

210,2494

457,3317

CO2

0,0064

0,0259

0,0323

O2

0,5817

2,3034

2,8851

N2

2,3143

3,0319

5,3462

10496,6967

10508,7131

21005,4098

10747,2329

10724,7705

21472,0034

C2H4O

H2O Total

3.9

21472,0034

21472,0034

Kolom Distilasi (T-301)

Tabel 3.9 Neraca Massa Kolom Distilasi (T-301) Komponen


C2H4


Alur 29

Alur 26

0,9983

-

0,9983

-

457,3317

454,5454

-

2,7863

CO2

0,0323

-

0,0323

-

O2

2,8851

-

2,8851

-

N2

5,3462

-

5,3462

-

21005,4098

0,1848

-

21005,2250

21472,0034

454,7302

9,2619

21008,0113

C2H4O

H2O Total

3.10

21472,0034

21472,0034

Splitter II (SP-301)

Tabel 3.10 Neraca Massa Splitter II (SP-301) Komponen C2H4O H2O Total



Alur 32

859,0909

404,5455

454,5454

0,3493

0,1645

0,1848

859,4402

404,7100

454,7302

859,4402

859,4402


3.11

Reflux Drum (D-301)

Tabel 3.11 Neraca Massa Reflux Drum (D-301) Komponen


C2H4


Alur 29

0,9983

-

0,9983

859,0909

859,0909

-

CO2

0,0323

-

0,0323

O2

2,8851

-

2,8851

N2

5,3462

-

5,3462

H2O

0,3493

0,3493

-

868,7021

859,4402

9,2619

C2H4O

Total

3.12

868,7021

868,7021

Kondensor (E-302)

Tabel 3.12 Neraca Massa Kondensor (E-302) Komponen

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 27

Alur 28

C2H4

0,9983

0,9983

859,0909

859,0909

CO2

0,0323

0,0323

O2

2,8851

2,8851

N2

5,3462

5,3462

H2O

0,3493

0,3493

868,7021

868,7021

C2H4O

Total 3.13

Reboiler (E-303)

Tabel 3.13 Neraca Massa Reboiler (E-303) Komponen C2H4O H2O Total



Alur 26

2,9008

0,1145

2,7863

21868,0227

862,7977

21005,2250

21870,9235

862,9122

21008,0113

21870,9235

21870,9235


BAB IV NERACA PANAS Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan operasi Temperatur basis 4.1

: kJ/jam : 25oC

Heater 1 (E-101)

Tabel 4.1 Neraca Panas Heater 1 (E-101) Alur masuk (kJ/jam)

Alur keluar (kJ/jam)

Umpan

-62831,7364

-

Produk

-

14253,1381

Steam

77084,8745

-

Total

14253,1381

14253,1381

4.2

Cooler 1 (E-102)

Tabel 4.2 Neraca Panas Cooler 1 (E-102) Alur masuk (kJ/jam)


Umpan

2005879,6639

-

Produk

-

297265,3907

Air Pendingin

-

1708614,2732

2005879,6639

2005879,6639

Total 4.3

Cooler 2 (E-102)



Umpan

2715414,3404

-

Produk

-

297265,3907

Air Pendingin

-

2418148,9497

2715414,3404

2715414,3404

Total


4.4

Heater 2 (E-201)



Umpan

2545894,0369

-

Produk

-

6793780,6298

Steam

4247886,5929

-

Total

6793780,6298

6793780,6298

4.5

Reaktor 1 (R-201)

Tabel 4.5 Neraca Panas Reaktor 1 (R-201) Alur masuk (kJ/jam)


Umpan

6793780,6298

-

Produk

-

6780427,9641

975964,4018

-

-

989317,0675

7769745,0316

7769745,0316

ΔHr Air Pendingin Total 4.6

Cooler 3 (E-202)



Umpan

6780427,9641

-

Produk

-

617832,9939

Air Pendingin

-

6162594,9702

6780427,9641

6780427,9641

Total 4.7

Heater 3 (E-203)



Umpan

162191,0587

-

Produk

-

6711206,6927

Steam

6549015,6340

-

Total

6711206,6927

6711206,6927


4.8

Reaktor 2 (R-202)

Tabel 4.8 Neraca Panas Reaktor 2 (R-202) Alur masuk (kJ/jam)


Umpan

6711206,6927

-

Produk

-

6700519,3220

772565,4170

-

-

783252,7876

7483772,1096

7483772,1096

ΔHr Air pendingin Total 4.9

Cooler 4 (E-204)



Umpan

6700519,3220

-

Produk

-

611589,9196

Air Pendingin

-

6088929,4024

6700519,3220

6700519,3220

Total 4.10

Cooler 5 (E-301)



Umpan

2387067,7438

-

Produk

-

1761208,5828

Air Pendingin

-

625859,1610

2387067,7438

2387067,7438

Total 4.11

Kondensor (E-302)

Tabel 4.11 Neraca Panas Kondensor (E-302) Alur masuk (kJ/jam)


Umpan

159119,5809

-

Produk

-

115864,3160

Kondensor duty

-

43255,2649

159119,5809

159119,5809

Total


4.12

Reboiler (E-303)

Tabel 4.12 Neraca Panas Reboiler (E-303) Alur masuk (kJ/jam)


Umpan

1825226,6074

-

Produk

-

2005998,2098

180771,6024

-

2005998,2098

2005998,2098

Reboiler duty Total


BAB V SPESIFIKASI PERALATAN 5.1

Tangki Penyimpanan Etilen (TT-101) Fungsi

: Menyimpan etilen untuk kebutuhan 20 hari

Bentuk

: Silinder vertikal dengan alas dan tutup

elipsoidal Bahan konstruksi

: Low Alloy Steels SA-353

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 585,0256 m3

Kondisi operasi

: Temperatur Tekanan

Ukuran

: Silinder

Tutup

5.2

5.3

: -113,5°C

: 1,5 bar : - Diameter : 7,78 m - Tinggi

: 9,72 m

- Tebal

: ½ in

: - Diameter : 7,78 m - Tinggi

: 1,94 m

- Tebal

: ½ in

Pompa Etilen (J-101) Fungsi

: Memompa etilen ke Heater 1 (E-101)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Kapasitas

: 4,4720 gpm

Daya motor

: 1 hp

Heater 1 (E-101) Fungsi

: menaikkan temperatur etilen sebelum

dimasukkan ke kompresor 1 (JC-101) Jenis

: Double Pipe Heat Exchanger

Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Jumlah

: 1 unit


Kapasitas

: 586,0413 kg/jam

Ukuran tube

: 2 × 1¼ in IPS

Panjang hairpin 5.4

: 20 ft

Kompresor I (JC-101) Fungsi

: Menaikkan tekanan etilen sebelum dicampur

dengan gas recycle di mixing point 1

5.5

Jenis

: Reciprocating compressor

Bahan konstruksi

: Carbon steel

Tekanan masuk

: 1,2 bar

Tekanan keluar

: 27 bar

Kapasitas

: 465,1121 m3/jam

Daya motor

: 90 hp

Jumlah

: 1 unit dengan 4 stages

Kompresor 2 (JC-102) Fungsi

: menaikkan tekanan udara sebelum dialirkan

ke Cooler I (E-101)

5.6

Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon steel

Tekanan masuk

: 1 bar

Tekanan keluar

: 3 bar

Kapasitas

: 6245,6156 m3/jam

Daya motor

: 350 hp

Jumlah


Cooler I (E-101) Fungsi

: Menurunkan temperatur udara sebelum

dialirkan ke Kompresor II (JC-102) Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger

Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Jumlah

: 1 unit


5.7

Kapasitas

: 14651,0331 kg/jam

Diameter tube

: 1¼ in

Jenis tube

: 18 BWG

Panjang tube

: 16 ft

Pitch (PT)

: 1 9/16 in triangular pitch

Jumlah tube

: 101

Diameter shell

: 21¼ in

Kompresor 3 (JC-103) Fungsi

: Menaikkan tekanan udara sebelum dialirkan

ke Cooler 2 (E-103)

5.8

Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon steel

Tekanan masuk

: 2,7 bar

Tekanan keluar

: 9 bar

Kapasitas

: 2419,5023 m3/jam

Daya motor

: 400 hp

Jumlah


Cooler 2 (E-103) Fungsi


dialirkan ke Kompresor 3 (JC-104)

5.9

Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 14651,0331 kg/jam

Diameter tube

: 1¼ in

Jenis tube

: 18 BWG

Panjang tube

: 16 ft

Pitch (PT)

: 1 9/16 in triangular pitch

Jumlah tube

: 130

Diameter shell

: 23¼ in

Kompresor 4 (JC-104)


Fungsi

: Menaikkan tekanan udara sebelum dialirkan

ke Heater 2 (E-201) Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon steel

Tekanan masuk

: 8,7 bar

Tekanan keluar

: 27 bar

Kapasitas

: 835,2403 m3/jam

Daya motor

: 400 hp

Jumlah


5.10 Heater 2 (E-201) Fungsi

: Menaikkan temperatur campuran gas

sebelum dimasukkan ke Reaktor 1 (R-201) Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 30007,1513 kg/jam

Diameter tube

: 1 in

Jenis tube

: 18 BWG

Panjang tube

: 12 ft

Pitch (PT)

: 1¼ in square pitch

Jumlah tube

: 282

Diameter shell

: 25 in

5.11 Reaktor 1 (R-201) Fungsi

: Tempat berlangsungnya reaksi oksidasi etilen

Jenis

: Packed Bed Reactor

Bentuk



: Carbon Steel SA-299

Kapasitas

: 2,4029 m3

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

: - Temperatur masuk

: 260°C


Spesifikasi

- Temperatur keluar

: 260°C

- Tekanan operasi

: 25,75 bar

: a. Silinder -

Diameter

: 3,3220 m

-

Panjang

: 5m

-

Tebal

: 2 in

b. Tutup -

Diameter

-

Tinggi

-

Tebal

: 3,3220 m : 0,8305 m : 2 in

c. Katalis -

Jenis

: Perak (Ag)

-

Bentuk

-

Diameter

: 0,0075 m

-

ε

: 0,4

: Spherical

d. Tube -

Diameter

: 8 cm

-

Panjang

: 5m

-

Tebal

: ¼ in

-

Pitch

: 15 cm square pitch

-

Jumlah

: 16

e. Pipa pendingin -

Ukuran nominal

: 24 in

-

Schedule

: 20

-

ID

: 23,25 in

-

OD

: 24 in

-

Panjang

: 5m

-

Jumlah


: 3 buah

5.12 Cooler 3 (E-202) Fungsi


dialirkan ke Kompresor 5 (JC-201) Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 30007,1513 kg/jam

Diameter tube

: ¾ in

Jenis tube

: 18 BWG

Panjang tube

: 16 ft

Pitch (PT)

: 1 in triangular pitch

Jumlah tube

: 394

Diameter shell

: 25 in

5.13 Kompresor 5 (JC-201) Fungsi

: Menaikkan tekanan campuran gas sebelum

dialirkan ke Absorber 1 (T-201) Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon steel

Tekanan masuk

: 25,45 bar

Tekanan keluar

: 30,15 bar

Kapasitas

: 841,7888 m3/jam

Daya motor

: 200 hp

Jumlah


5.14 Pompa 1 (J-201) Fungsi

: Memompa air ke Absorber 1 (T-201) dan

Absorber 2 (T-202) sekaligus menaikkan tekanan air Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Kapasitas

: 92,7512 gpm


Daya motor

: 60 hp

5.15 Absorber 1 (T-201) Fungsi

: Mengikat etilen oksida yang keluar dari

Reaktor I (R-201) untuk diumpankan ke Kolom Distilasi (T-301) Bentuk

: Silinder vertikal dengan tutup atas dan bawah

elipsoidal Bahan Konstruksi

: Stainless Steel SS-63 Grade A

Jumlah

: 1 unit

Diameter Absorber

: 0,9973 m

Tinggi Absorber

: 3,2398 m

Tebal dinding kolom : 1 in 5.16 Pompa 2 (J-202) Fungsi

: Memompa campuran ke kolom distilasi (T-

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Kapasitas

: 64,6133 gpm

Daya motor

: ½ hp

301)

5.17 Heater 3 (E-203) Fungsi

: Menaikkan temperatur campuran gas

sebelum dialirkan ke Ekspander 1 (JE-201) Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 30007,1513 kg/jam

Diameter tube

: 1 in

Jenis tube

: 18 BWG

Panjang tube

: 16 ft

Pitch (PT)

: 1¼ in square pitch

Jumlah tube

: 334


Diameter shell

: 27 in

5.18 Ekspander 1 (JE-201) Fungsi

: Menurunkan tekanan campuran gas sebelum

dimasukkan ke Reaktor 2 (R-202) Jenis

: Centrifugal expander

Jumlah

: 1 unit

Tekanan masuk

: 29,7 bar

Tekanan keluar

: 26,5 bar

Kapasitas

: 1439,8263 m3/jam

Daya motor

: 125 hp

5.19 Reaktor 2 (R-202) Fungsi


Jenis


Bentuk




Kapasitas

: 2,3837 m3

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

: - Temperatur masuk

: 260°C

- Temperatur keluar

: 260°C

- Tekanan operasi

: 25,75 bar

Spesifikasi

: a. Silinder -

Diameter

: 3,3220 m

-

Panjang

: 5m

-

Tebal

: 2 in

b. Tutup -

Diameter

-

Tinggi

-

Tebal

: 3,3220 m : 0,8305 m : 2 in

c. Katalis -

Jenis

-

Bentuk

: Perak (Ag) : Spherical


-

Diameter

: 0,0075 m

-

ε

: 0,4

d. Tube -

Diameter

: 8 cm

-

Panjang

: 5m

-

Tebal

: ¼ in

-

Pitch

: 15 cm square pitch

-

Jumlah

: 16

e. Pipa pendingin -

Ukuran nominal

: 24 in

-

Schedule

: 20

-

ID

: 23,25 in

-

OD

: 24 in

-

Panjang

: 5m

-

Jumlah

: 3 buah


: Menurunkan temperatur campuran gas

sebelum dialirkan ke Kompresor 6 (JC-202) Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 72834,0838 kg/jam

Diameter tube

: ¾ in

Jenis tube

: 18 BWG

Panjang tube

: 16 ft

Pitch (PT)

: 1 in triangular pitch

Jumlah tube

: 394

Diameter shell

: 25 in

5.21 Kompresor 6 (JC-202) Fungsi

: Menaikkan tekanan campuran gas sebelum

dialirkan ke Absorber 2 (T-202)


Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon steel

Tekanan masuk

: 25,45 bar

Tekanan keluar

: 30,15 bar

Kapasitas

: 834,9234 m3/jam

Daya motor

: 200 hp

Jumlah


5.22 Absorber 2 (T-202) Fungsi

: Mengikat etilen oksida yang keluar dari

Reaktor 2 (R-202) untuk diumpankan ke Kolom Distilasi (T-301) Bentuk

: Silinder vertikal dengan tutup atas dan bawah

elipsoidal Bahan Konstruksi

: Stainless Steel SS-63 Grade A

Jumlah

: 1 unit

Diameter Absorber

: 0,9701 m

Tinggi Absorber

: 3,2591 m

Tebal dinding kolom : 1 in 5.23 Pompa 3 (J-203) Fungsi


Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Kapasitas

: 64,4349 gpm

Daya motor

: ½ hp

301)


: Menurunkan tekanan campuran gas sebelum

dicampur dengan etilen pada mixing point 1 Jenis


Jumlah

: 1 unit


Tekanan masuk

: 30 bar

Tekanan keluar

: 27 bar

Kapasitas

: 396,7513 m3/jam

Daya motor

: 30 hp


: Menurunkan temperatur campuran gas

sebelum dialirkan ke Kolom Distilasi (T-301) Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 7486,3536 kg/jam

Diameter tube

: ¾ in

Jenis tube

: 18 BWG

Panjang tube

: 16 ft

Pitch (PT)

: 15/16 in triangular pitch

Jumlah tube

: 314

Diameter shell

: 21,25 in


: menurunkan tekanan campuran gas sebelum

dialirkan ke Kolom Distilasi (T-301) Jenis


Jumlah

: 1 unit

Tekanan masuk

: 29,7 bar

Tekanan keluar

: 10 bar

Kapasitas

: 29,6872 m3/jam

Daya motor

: 20 hp

5.27 Pompa 4 (J-301) Fungsi


Jenis

: Pompa sentrifugal

301)


Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Kapasitas

: 129,0047 gpm

Daya motor

: 1½ hp

5.28 Kolom Distilasi (T-301) Fungsi

: Memisahkan etilen oksida dari campuran gas

Jenis

: Sieve – tray

Bentuk



: Carbon Steel SA-283 Grade C

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

: - Temperatur - Tekanan

Ukuran

: 318,17 K : 10 bar

: a. Silinder -

Diameter

: 0,7376 m

-

Tinggi

: 19,6 m

-

Tebal

: ½ in

b. Tutup -

Diameter

-

Tinggi

-

Tebal

: 0,7376 m : 0,1844 m : ½ in

c. Piring: -

Jumlah

: 49

-

Lokasi umpan

: 5

-

Diameter lubang

: 4,5 mm

-

Jarak piring

: 0,4 m

5.29 Kondensor (E-302) Fungsi

: Mengubah fasa uap campuran etilen oksida

menjadi fasa cair Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Jumlah

: 1 unit


Kapasitas

: 868,7021 kg/jam

Ukuran tube

: 2 × 1¼ in IPS

Panjang hairpin

: 12 ft

5.30 Reflux Drum (D-301) Fungsi

: Menampung distilat dari kondensor (E-302)

Bentuk

: Silinder horizontal dengan alas dan tutup



Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 1,6959 m3

Kondisi operasi

: - Temperatur - Tekanan

Ukuran

: 85,735°C : 10 bar

: a. Silinder -

Diameter

: 2,1297 m

-

Panjang

: 1,9352 m

-

Tebal

: 1 in

b. Tutup -

Diameter

: 2,1297 m

-

Panjang

: 0,5324 m

-

Tebal

: 1 in

5.31 Pompa Refluks (J-301) Fungsi

: Memompa campuran dari Reflux Drum (D-

301) ke Kolom Distilasi (T-301) Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Kapasitas

: 6,1574 gpm

Daya motor

: 1/20 hp

5.32 Reboiler (E-303) Fungsi

: Menaikkan temperatur bottom sebelum

dialirkan ke


kolom distilasi (T-301) Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 21870,9235 kg/jam

Ukuran tube

: 3 × 2 in IPS

Panjang hairpin

: 12 ft

5.33 Pompa Reboiler (J-302) Fungsi

: Memompa campuran dari Reboiler (E-303) ke

Kolom Distilasi (T-301) Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Kapasitas

: 133,0448 gpm

Daya motor

: 1 hp

5.34 Tangki Produk (TT-301) Fungsi

: Menyimpan etilen oksida untuk kebutuhan 20

hari Bentuk



: Carbon Steel SA-212 Grade B

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 421,6517 m3

Kondisi operasi

: Temperatur Tekanan

Ukuran

: Silinder

Tutup

: 85,735°C

: 10 bar : - Diameter : 6,97 m - Tinggi

: 8,72 m

- Tebal

: 2 in

: - Diameter : 6,97 m - Tinggi

: 3,49 m

- Tebal

: 2 in


BAB VI INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA 6.1

Instrumentasi Pengoperasian suatu pabrik kimia harus memenuhi beberapa persyaratan

yang

ditetapkan

dalam

perancangannya.

Persyaratan

tersebut

meliputi

keselamatan, spesifikasi produk, peraturan mengenai lingkungan hidup, kendala operasional, dan faktor ekonomi. Pemenuhan persyaratan tersebut berhadapan dengan keadaan lingkungan yang berubah-ubah, yang dapat mempengaruhi jalannya proses atau yang disebut disturbance (gangguan) (Stephanopoulus, 1984). Adanya gangguan tersebut menuntut penting dilakukannya pemantauan secara terus-menerus maupun pengendalian terhadap jalannya operasi suatu pabrik kimia untuk menjamin tercapainya tujuan operasional pabrik. Pengendalian atau pemantauan tersebut dilaksanakan melalui penggunaan peralatan dan engineer (sebagai operator terhadap peralatan tersebut) sehingga kedua unsur ini membentuk satu sistem kendali terhadap pabrik. Instrumentasi adalah peralatan yang dipakai di dalam suatu proses kontrol untuk mengatur jalannya suatu proses agar diperoleh hasil sesuai dengan yang diharapkan. Fungsi instrumentasi adalah sebagai pengontrol, penunjuk, pencatat, dan pemberi tanda bahaya. Peralatan instrumentasi biasanya bekerja dengan tenaga mekanik atau tenaga listrik dan pengontrolannya dapat dilakukan secara manual atau otomatis. Penggunaan instrumen pada suatu peralatan proses tergantung pada pertimbangan ekonomi dan sistem peralatan itu sendiri. Pada pemakaian alat-alat instrumen juga harus ditentukan apakah alat-alat tersebut dipasang diatas papan instrumen dekat peralatan proses (kontrol manual) atau disatukan dalam suatu ruang kontrol yang dihubungkan dengan bangsal peralatan (kontrol otomatis) (Timmerhaus, 2004). Variabel-variabel proses yang biasanya dikontrol/diukur oleh instrumen adalah: 1. Variabel utama, seperti temperatur, tekanan, laju alir, dan level cairan.


2. Variabel

tambahan,

seperti

densitas,

viskositas,

panas

spesifik,

konduktivitas, pH, humiditas, titik embun, komposisi kimia, kandungan kelembaban, dan variabel lainnya. Pengendalian peralatan instrumentasi dapat dilakukan secara otomatis dan semi otomatis. Pengendalian secara otomatis adalah pengendalian yang dilakukan dengan mengatur instrumen pada kondisi tertentu, bila terjadi penyimpangan variabel

yang

dikontrol

maka

instrumen

akan

bekerja

sendiri

untuk

mengembalikan variabel pada kondisi semula, instrumen ini bekerja sebagai controller. Pengendalian secara semi otomatis adalah pengendalian yang mencatat perubahan-perubahan yang terjadi pada variabel yang dikontrol. Untuk mengubah variabel-variabel ke nilai yang diinginkan dilakukan usaha secara manual, instrumen ini bekerja sebagai pencatat (recorder). Alat-alat kontrol yang biasa dipakai pada peralatan proses antara lain : 1. Temperature Controller (TC) Adalah alat/instrumen yang digunakan sebagai alat pengatur suhu atau pengukur sinyal mekanis atau listrik. Pengaturan temperatur dilakukan dengan

mengatur

jumlah

material

proses

yang

harus

ditambahkan/dikeluarkan dari dalam suatu proses yang sedang bekerja. Prinsip kerja: Rate fluida masuk atau keluar alat dikontrol oleh diafragma valve. Rate fluida ini memberikan sinyal kepada TC untuk mendeteksi dan mengukur suhu sistem pada set point. 2. Pressure Controller (PC) Adalah alat/instrumen yang dapat digunakan sebagai alat pengatur tekanan atau pengukur tekanan atau pengubah sinyal dalam bentuk gas menjadi sinyal mekanis. Pengatur tekanan dapat dilakukan dengan mengatur jumlah uap/gas yang keluar dari suatu alat dimana tekanannya ingin dideteksi. Prinsip kerja:


Pressure

(PC)

control

akibat

tekanan

uap

keluar

akan

membuka/menutup diafragma valve. Kemudian valve memberikan sinyal kepada PC untuk mengukur dan mendeteksi tekanan pada set point. 3. Flow Controller (FC) Adalah alat/instrumen yang bisa digunakan untuk mengatur kecepatan aliran fluida dalam pipa line atau unit proses lainnya. Pengukuran kecepatan aliran fluida dalam pipa biasanya diatur dengan mengatur output dari alat, yang mengakibatkan fluida mengalir dalam pipa line. Prinsip kerja: Kecepatan aliran diatur oleh regulating valve dengan mengubah tekanan discharge

dari

pompa.

Tekanan

discharge

pompa

melakukan

bukaan/tutupan valve dan FC menerima sinyal untuk mendeteksi dan mengukur kecepatan aliran pada set point. 4. Level Controller (LC) Adalah alat/instrumen yang dipakai untuk mengatur ketinggian (level) cairan dalam suatu alat dimana cairan tersebut bekerja. Pengukuran tinggi permukaan cairan dilakukan dengan operasi dari sebuah control valve, yaitu dengan mengatur rate cairan masuk atau keluar proses. Prinsip kerja : Jumlah aliran fluida diatur oleh control valve. Kemudian rate fluida melalui valve ini akan memberikan sinyal kepada LC untuk mendeteksi tinggi permukaan pada set point. Hal-hal yang diharapkan dari pemakaian alat-alat instrumentasi adalah: Kualitas produk dapat diperoleh sesuai dengan yang diinginkan Pengoperasian sistem peralatan lebih mudah Sistem kerja lebih efisien Penyimpangan yang mungkin terjadi dapat diketahui dengan cepat


FC

TC

E-302

STEAM

FC

PC

TC

PC FC LI

TI

FC FC FC

Tangki

Kolom distilasi

Reaktor

FC TI

FC

Exchanger

Pompa

PC

Kompresor

PC

Ekspander

Gambar 6.1 Instrumentasi Pada Alat Tabel 6.1 Daftar Instrumentasi pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida No 1

Nama Alat Tangki

2

Reaktor

3

Kolom distilasi

4

Exchanger

5 6 7

Pompa Compressor Expander

Jenis Instrumen Flow Controller (FC) Flow Controller (FC) Temperature Indicator (TC) Pressure Controller (PC) Pressure Controller (PC) Temperature Indicator (TI) Level Indicator (LI) Flow Controller (FC) Temperature Indicator (TI) Flow Controller (FC) Flow Controller (FC) Pressure Controller (PC) Pressure Controller (PC)


6.2

Keselamatan Kerja Keselamatan kerja merupakan bagian dari kelangsungan produksi pabrik,

oleh karena itu aspek ini harus diperhatikan secara serius dan terpadu. Untuk maksud tersebut perlu diperhatikan cara pengendalian keselamatan kerja dan keamanan pabrik pada saat perancangan dan saat pabrik beroperasi. Sebagai pedoman pokok dalam usaha penanggulangan masalah kerja, Pemerintah Republik Indonesia telah mengeluarkan Undang-Undang Keselamatan Kerja pada tanggal No 1 tanggal 12 Januari 1970. Semakin tinggi tingkat keselamatan kerja dari suatu pabrik maka makin meningkat pula aktivitas kerja para karyawan. Hal ini disebabkan oleh keselamatan kerja yang sudah terjamin dan suasana kerja yang menyenangkan. Untuk mencapai hal tersebut adalah menjadi tanggung jawab dan kewajiban para perancang untuk merencanakannya. Hal-hal yang perlu dipertimbangkan dalam perancangan pabrik untuk menjamin adanya keselamatan kerja adalah sebagai berikut: - Penanganan dan pengangkutan bahan harus seminimal mungkin. - Adanya penerangan yang cukup dan sistem pertukaran udara yang baik. - Jarak antar mesin dan peralatan lain cukup luas. - Setiap ruang gerak harus aman dan tidak licin. - Setiap mesin dan peralatan lainnya harus dilengkapi alat pencegah kebakaran. - Tanda-tanda pengaman harus dipasang pada setiap tempat yang berbahaya. - Penyediaan fasilitas pengungsian bila terjadi kebakaran. 6.3

Keselamatan Kerja Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida

6.3.1

Pencegahan Terhadap Kebakaran dan Peledakan Pada pra rancangan pabrik pembuatan etilen oksida, usaha-usaha

pencegahan terhadap bahaya kebakaran dan peledakan dilakukan dengan cara: 1. Untuk mengetahui adanya bahaya kebakaran maka sistem alarm dipasang pada tempat yang strategis dan penting seperti laboratorium dan ruang proses. 2. Pada peralatan pabrik yang berupa tangki dibuat man hole dan hand hole yang cukup untuk pemeriksaan. 3. Sistem perlengkapan energi seperti pipa bahan bakar, saluran udara, saluran steam, dan air dibedakan warnanya dan letaknya tidak mengganggu gerakan karyawan.


4. Penyediaan racun api yang selalu siap dengan pompa hydrant untuk jarak tertentu. 5. Bahan-bahan yang mudah terbakar dan meledak harus disimpan pada tempat yang aman atau diberi tanda warna dan dikontrol secara teratur. 6. Membuat pembatas kawasan tertentu pada unit proses bertekanan dan bersuhu tinggi. 7. Para pekerja tidak diperkenankan merokok selama bertugas. 8. Melakukan kontrol yang teratur pada sistem perpipaan. Sesuai dengan peraturan yang tertulis dalam Peraturan Tenaga Kerja

Per/02/Men/1983 tentang instalasi alarm kebakaran otomatis,

yaitu : 1. Detektor Kebakaran, merupakan alat yang berfungsi untuk mendeteksi secara dini adanya suatu kebakaran awal. Alat ini terbagi atas: a. Smoke

detector

adalah

detektor

yang

bekerja

berdasarkan

terjadinya akumulasi asap dalam jumlah tertentu. b. Gas detector adalah detektor yang bekerja berdasarkan kenaikan konsentrasi gas yang timbul akibat kebakaran ataupun gas-gas lain yang mudah terbakar. c. Alarm kebakaran, merupakan komponen dari sistem deteksi dan alarm

kebakaran

yang

memberikan

isyarat

adanya

suatu

kebakaran. Alarm ini berupa: -

Alarm kebakaran yang memberi tanda atau isyarat berupa bunyi khusus (audible alarm).

-

Alarm kebakaran yang memberi tanda atau isyarat yang tertangkap oleh pandangan mata secara jelas (visible alarm).

2. Panel Indikator Kebakaran Panel indikator kebakaran adalah suatu komponen dari sistem deteksi dan alarm kebakaran yang berfungsi mengendalikan kerja sistem dan terletak di ruang operator. 6.3.2

Peralatan Perlindungan Diri Upaya peningkatan keselamatan kerja bagi karyawan pada pabrik ini

adalah dengan menyediakan fasilitas sesuai bidang kerjanya. Fasilitas yang diberikan adalah melengkapi karyawan dengan peralatan perlindungan diri sebagai berikut :


1. Helm 2. Pakaian dan perlengkapan pelindung. 3. Sepatu pengaman. 4. Pelindung mata. 5. Masker udara. 6. Sarung tangan. 6.3.3

Keselamatan Kerja Terhadap Listrik Upaya peningkatan keselamatan kerja terhadap listrik adalah sebagai

berikut : 1. Setiap instalasi dan alat-alat listrik harus diamankan dengan pemakaian sekring

atau pemutus arus listrik otomatis lainnya.

2. Sistem perkabelan listrik harus dirancang secara terpadu dengan tata letak pabrik

untuk menjaga keselamatan dan kemudahan jika harus dilakukan

perbaikan. 3. Penempatan dan pemasangan motor-motor listrik tidak boleh mengganggu lalu

lintas pekerja.

4. Memasang papan tanda larangan yang jelas pada daerah sumber tegangan tinggi. 5. Isolasi kawat hantaran listrik harus disesuaikan dengan keperluan. 6. Setiap peralatan yang menjulang tinggi harus dilengkapi dengan alat penangkal

petir yang dibumikan.

7. Kabel-kabel listrik yang letaknya berdekatan dengan alat-alat yang bekerja pada 6.3.4

suhu tinggi harus diisolasi secara khusus.

Pencegahan Terhadap Gangguan Kesehatan Upaya peningkatan kesehatan karyawan dalam lapangan kerja adalah :

1. Setiap karyawan diwajibkan untuk memakai pakaian kerja selama berada di dalam lokasi pabrik. 2. Dalam menangani bahan-bahan kimia yang berbahaya, karyawan diharuskan memakai sarung tangan karet serta penutup hidung dan mulut. 3. Bahan-bahan kimia yang selama pembuatan, pengolahan, pengangkutan, penyimpanan, dan penggunaannya dapat menimbulkan ledakan, kebakaran, korosi, maupun gangguan terhadap kesehatan harus ditangani secara cermat. 4. Poliklinik yang memadai disediakan di lokasi pabrik.


6.3.5

Pencegahan Terhadap Bahaya Mekanis Upaya pencegahan kecelakaan terhadap bahaya mekanis adalah :

1. Alat-alat dipasang dengan penahan yang cukup berat untuk mencegah kemungkinan terguling atau terjatuh. 2. Sistem ruang gerak karyawan dibuat cukup lebar dan tidak menghambat kegiatan karyawan. 3. Jalur perpipaan sebaiknya berada di atas permukaan tanah atau diletakkan pada atap lantai pertama kalau di dalam gedung atau setinggi 4,5 meter bila diluar gedung agar tidak menghalangi kendaraan yang lewat.

4. Letak alat diatur sedemikian rupa sehingga para operator dapat bekerja dengan tenang dan tidak akan menyulitkan apabila ada perbaikan atau pembongkaran. 5. Pada alat-alat yang bergerak atau berputar harus diberikan tutup pelindung untuk menghindari terjadinya kecelakaan kerja. Untuk mencapai keselamatan kerja yang tinggi, maka ditambahkan nilainilai disiplin bagi para karyawan yaitu : 1. Setiap karyawan bertugas sesuai dengan pedoman-pedoman yang diberikan. 2. Setiap peraturan dan ketentuan yang ada harus dipatuhi. 3. Perlu keterampilan untuk mengatasi kecelakaan dengan menggunakan peralatan yang ada. 4. Setiap kecelakaan atau kejadian yang merugikan harus segera dilaporkan pada atasan. 5. Setiap karyawan harus saling mengingatkan perbuatan yang dapat menimbulkan bahaya. 6. Setiap kontrol secara periodik terhadap alat instalasi pabrik oleh petugas maintenance.


BAB VII UTILITAS Dalam suatu pabrik, utilitas merupakan unit penunjang utama dalam memperlancar jalannya proses produksi. Oleh karena itu, segala sarana dan prasarananya harus dirancang sedemikian rupa sehingga dapat menjamin kelangsungan operasi suatu pabrik. Berdasarkan kebutuhannya, utilitas pada pabrik pembuatan Etilen Oksida adalah sebagai berikut: 1. Kebutuhan uap (steam) 2. Kebutuhan air 3. Kebutuhan bahan kimia 4. Kebutuhan bahan bakar 5. Kebutuhan listrik 6. Unit pengolahan limbah 7.1

Kebutuhan Uap (Steam) Uap digunakan dalam pabrik sebagai media pemanas. Kebutuhan

uap pada pabrik pembuatan Etilen Oksida dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel 7.1 Kebutuhan Uap Sebagai Media Pemanas Nama alat Heater 1 (E-101) Heater 2 (E-201) Heater 3 (E-203) Reboiler (E-302) Total

Jumlah Uap (Kg/jam) 46,3905 2556,4209 3941,2635 108,7902 6652,8650

Steam yang digunakan adalah saturated steam dengan temperatur 260oC dan tekanan 46,9231 bar. Jumlah total steam yang dibutuhkan adalah 6652,8650 kg/jam. Tambahan untuk faktor keamanan diambil sebesar 30%. Maka: Total steam yang dibutuhkan

= 1,3 × 6652,8650 kg/jam

= 8648,7245 kg/jam


Diperkirakan 80% kondensat dapat digunakan kembali, sehingga Kondensat yang digunakan kembali

= 80% × 8648,7245 kg/jam

= 6918,9796 kg/jam Kebutuhan tambahan untuk ketel uap

= 20% × 8648,7245 kg/jam

= 1729,7449 kg/jam 7.2

Kebutuhan Air Dalam proses produksi, air memegang peranan penting, baik untuk kebutuhan proses maupun kebutuhan domestik. Kebutuhan air pada pabrik pembuatan etilen oksida adalah sebagai berikut:

1. Kebutuhan air untuk ketel Air untuk umpan ketel uap = 1729,7449 kg/jam 2. Kebutuhan air pendingin Kebutuhan air pendingin pada keseluruhan pabrik pembuatan etilen oksida ditunjukkan pada tabel 7.2. Tabel 7.2 Kebutuhan Air Pendingin Pada Alat Nama Alat Cooler 1 (E-102) Cooler 2 (E-103) Cooler 3 (E-202) Cooler 4 (E-204) Cooler 5 (E-301) Reaktor 1 (R-201) Reaktor 2 (R-202) Kondensor (E-303) Total

Jumlah air (kg/jam) 20437,9698 28925,2267 73715,2508 72834,0838 7486,3536 11833,9362 9369,0525 517,4075 225119,2808

Air pendingin bekas digunakan kembali setelah didinginkan dalam menara pendingin air. Dengan menganggap terjadi kehilangan air selama proses sirkulasi, maka air tambahan yang diperlukan adalah jumlah air yang hilang karena penguapan, drift loss, dan blowdown (Perry, 1999).

Air yang hilang karena penguapan dapat dihitung dengan persamaan:


We = 0,00085 Wc (T2 – T1)

(Pers. 12-10, Perry,

1999) Di mana: Wc = jumlah air pendingin yang diperlukan T1 = temperatur air pendingin masuk = 28°C = 82,4°F T2 = temperatur air pendingin keluar = 48°C = 118,4°F Maka: We = 0,0085 × 225119,2808 × (118,4-82,4) = 6888,6500 kg/jam Air yang hilang karena drift loss biasanya 0,1 – 0,2 % dari air pendingin yang masuk ke menara air (Perry, 1997). Ditetapkan drift loss 0,2 %, maka: Wd = 0,002 × 225119,2808 = 450,2386 kg/jam Air yang hilang karena blowdown bergantung pada jumlah siklus sirkulasi air pendingin, biasanya antara 3-5 siklus (Perry, 1997). Ditetapkan 5 siklus, maka: Wb =

We S −1

(Pers. 12-12, Perry,

1999)

Wb =

6888,6500 5 −1

= 1722,1625 kg/jam Sehingga air tambahan yang diperlukan =

= W e + Wd + Wb 6888,6500

+

450,2386

+

1722,1625 = 9061,0511 kg/jam 3. Kebutuhan air proses Kebutuhan air proses pada pabrik pembuatan etilen oksida adalah 21005,0060 kg/jam yaitu yang berasal dari Absorber 1 (T-201) dan Absorber 2 (T-202). Kebutuhan air proses pada pabrik pembuatan etilen oksida ditunjukkan pada tabel di bawah.


Tabel 7.3 Kebutuhan Air Proses Pabrik

Kebutuhan Absorber 1 (T-201) Absorber 2 (T-202) Total

Jumlah air (kg/jam) 10502,5030 10502,5030 21005,0060

4. Air untuk berbagai kebutuhan Perhitungan kebutuhan air domestik: Menurut Metcalf et.al. (1991) kebutuhan air domestik untuk tiap orang/shift adalah 40-100 liter/hari.

Diambil 100 liter/hari ×

1 hari = 4,16 ≈ 4 liter/jam 24 jam

ρair = 1000 kg/m3 = 1 kg/liter Jumlah karyawan = 150 orang Maka total air kantor = 4 × 150 = 600 liter/jam × 1 kg/liter = 600 kg/jam Perkiraan pemakaian air untuk berbagai kebutuhan ditunjukkan pada tabel 7.4. Tabel 7.4 Pemakaian Air Untuk Kebutuhan Domestik

Kebutuhan Kantor Laboratorium Kantin dan tempat ibadah Poliklinik Total

Jumlah air (kg/jam) 600 58 100 58 816

Sehingga total kebutuhan air yang memerlukan pengolahan awal adalah: = 9061,0511 + 1729,7449 + 21005,0060 + 816 = 32611,8020 kg/jam


Sumber air untuk pabrik pembuatan etilen oksida ini adalah dari Sungai Rokan, Kabupaten Bengkalis, Provinsi Riau. Adapun kualitas air Sungai Rokan, Riau dapat dilihat pada tabel 7.5. Tabel 7.5 Kualitas Air Sungai Rokan, Riau No

Analisa

1. 2. 3. 4. 5.

I. FISIKA Bau Kekeruhan Rasa Warna Suhu

1. 2. 3. 4. 5. 6. 7. 8. 9. 10. 11. 12. 13. 14. 15. 16. 17. 18. 19.

II. KIMIA Total kesadahan dalam CaCO3 Klorida NO3-N Zat organik dalam KMnO4 (COD) SO4Sulfida Fosfat (PO43-) Cr+2 NO3*) NO2*) Hardness (CaCO3) pH Fe2+ Mn2+ Zn2+ Ca2+ Mg2+ CO2 bebas Cu2+

Satuan

Hasil

TCU o C

Tidak berbau 5,16 Tidak berasa 150 25

mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l

150 1,3 0,2 65 16 0,245 95 6,6 10 0,016 0,0012 63 87 132 0,0032

NTU

*

) Analisa tidak bisa dilakukan, alat dan bahan kimia tidak tersedia Sumber: Laboratorium PERTAMINA UP – II DUMAI 10 Februari 2005

Untuk menjamin kelangsungan penyediaan air, maka di lokasi pengambilan air dibangun fasilitas penampungan air (water intake) yang juga merupakan tempat pengolahan awal air sungai. Pengolahan ini meliputi penyaringan sampah dan kotoran yang terbawa bersama air. Selanjutnya air dipompakan ke lokasi pabrik untuk diolah dan digunakan sesuai dengan keperluannya. Pengolahan air di pabrik terdiri dari beberapa tahap, yaitu: 1. Screening 2. Sedimentasi 3. Klarifikasi 4. Filtrasi


5. Demineralisasi 6. Deaerasi

7.2.1 Screening Pengendapan merupakan tahap awal dari pengolahan air. Pada screening, partikel-partikel padat yang besar akan tersaring tanpa bantuan bahan kimia. Sedangkan partikel-partikel yang lebih kecil akan terikut bersama air menuju unit pengolahan selanjutnya (Degremont, 1991).

7.2.1

Sedimentasi Setelah air disaring pada tahap screening, di dalam air tersebut masih

terdapat partikel-partikel padatan kecil yang tidak tersaring pada screening. Untuk menghilangkan padatan-padatan tersebut, maka air yang sudah disaring tadi dimasukkan ke dalam bak sedimentasi untuk mengendapkan partikel-partikel padatan yang tidak terlarut.

7.2.2

Klarifikasi Klarifikasi merupakan proses penghilangan kekeruhan di dalam air.

Air dari screening dialirkan ke dalam clarifier setelah diinjeksikan larutan alum, Al2(SO4)3 dan larutan abu Na2CO3. Larutan Al2(SO4)3 berfungsi sebagai koagulan utama dan larutan Na2CO3 sebagai koagulan tambahan yang berfungsi sebagai bahan pembantu untuk mempercepat pengendapan dan penetralan pH. Pada bak clarifier, akan terjadi proses koagulasi dan flokulasi. Tahap ini bertujuan menyingkirkan Suspended Solid (SS) dan koloid (Degremont, 1991). Koagulan yang biasa dipakai adalah koagulan trivalent. Reaksi hidrolisis akan terjadi menurut reaksi: M3+ + 3H2O

M(OH)3

+3H

Dalam hal ini, pH menjadi faktor yang penting dalam penyingkiran koloid. Dua jenis reaksi yang akan terjadi adalah (Degremont, 1991): Al2(SO4)3 + 6 Na2CO3 + 6H2O

2Al(OH)3↓

6HCO3- + 3SO43-


+

12Na+

+

4Al(OH)3↓ + 12Na+ + 6CO2 +

2Al2(SO4)3 + 6 Na2CO3 + 6H2O 6SO43Reaksi koagulasi yang terjadi : Al2(SO4)3 + 3H2O + 3Na2CO3

2Al(OH)3

+

3Na2SO4

+

3CO2 Selain penetralan pH, soda abu juga digunakan untuk menyingkirkan kesadahan permanen menurut proses soda dingin menurut reaksi (Degremont, 1991): CaSO4 + Na2CO3

Na2SO4 + CaCO3

CaCl4 + Na2CO3

2NaCl + CaCO3

Setelah pencampuran yang disertai pengadukan maka akan terbentuk flok-flok yang akan mengendap ke dasar clarifier karena gaya gravitasi, sedangkan air jernih akan keluar melimpah (overflow) yang selanjutnya akan masuk ke penyaring pasir (sand filter) untuk penyaringan. Pemakaian larutan alum umumnya hingga 50 ppm terhadap jumlah air yang akan diolah, sedangkan perbandingan pemakaian alum dan abu soda = 1 : 0,54 (Crities, 2004). Perhitungan alum dan abu soda yang diperlukan: Total kebutuhan air

= 32195,8020 kg/jam

Pemakaian larutan alum

= 50 ppm

Pemakaian larutan soda abu Larutan alum yang dibutuhkan

= 0,54 × 50 = 27 ppm = 50.10-6 × 35459,4226 = 1,6098 kg/jam

Larutan abu soda yang dibutuhkan

=

27.10-6 × 35459,4226 = 0,8693

kg/jam

7.2.3

Filtrasi Filtrasi dalam pemurnian air merupakan operasi yang sangat umum

dengan tujuan menyingkirkan Suspended Solid (SS), termasuk partikulat BOD dalam air (Metcalf, 1991).


Material yang digunakan dalam medium filtrasi dapat bermacammacam: pasir, antrasit (crushed anthracite coal), karbon aktif granular (Granular Carbon Active atau GAC), karbon aktif serbuk (Powdered Carbon Active atau PAC) dan batu garnet. Penggunaan yang paling umum dipakai di Afrika dan Asia adalah pasir dan gravel sebagai bahan filter utama, sebab tipe lain cukup mahal (Kawamura, 1991). Unit filtrasi dalam pabrik pembuatan etilen oksida menggunakan media filtrasi granular (Granular Medium Filtration) sebagai berikut: 1. Lapisan atas terdiri dari pasir hijau (green sand). Lapisan ini bertujuan memisahkan flok dan koagulan yang masih terikut bersama air. Lapisan yang digunakan setinggi 24 in (60,96 cm). 2. Untuk menghasilkan penyaringan yang efektif, perlu digunakan medium berpori

misalnya atrasit atau marmer. Untuk beberapa pengolahan

dua tahap atau tiga tahap

pada

pengolahan

effluent

pabrik,

perlu

menggunakan bahan dengan luar permukaan pori yang besar dan daya adsorpsi yang lebih besar, seperti Biolite, pozzuolana Active Carbon/GAC) (Degremont, 1991). Pada

ataupun

pabrik

ini,

Granular digunakan

antrasit setinggi 12,5 in (31,75 cm). 3. Lapisan bawah menggunakan batu kerikil/gravel setinggi 7 in (17,78 cm) (Metcalf & Eddy, 1991). Bagian bawah alat penyaring dilengkapi dengan strainer sebagai penahan. Selama pemakaian, daya saring sand filter akan menurun. Untuk itu diperlukan regenerasi secara berkala dengan cara pencucian balik (back washing). Dari sand filter, air dipompakan ke menara air sebelum didistribusikan untuk berbagai kebutuhan. Untuk air proses, masih diperlukan pengolahan lebih lanjut, yaitu proses softener dan deaerasi. Untuk air domestik, laboratorium, kantin, dan tempat

ibadah,

serta

poliklinik,

dilakukan

proses

klorinasi,

yaitu

mereaksikan air dengan klor untuk membunuh kuman-kuman di dalam air. Klor yang digunakan biasanya berupa kaporit, Ca(ClO)2. Khusus untuk air minum, setelah dilakukan proses klorinasi diteruskan ke penyaring air (water treatment system) sehingga air yang keluar merupakan air sehat dan memenuhi syarat-syarat air minum.


Perhitungan kebutuhan kaporit, Ca(ClO)2 Total kebutuhan air yang memerlukan proses klorinasi = 816 kg/jam Kaporit yang digunakan direncanakan mengandung klorin 70 % Kebutuhan klorin

= 2 ppm dari berat air

(Gordon, 1968) Total kebutuhan kaporit

7.2.4

= (2.10-6 × 816)/0,7 = 0,0023 kg/jam

Demineralisasi Air untuk umpan ketel dan pendingin pada reaktor harus murni dan

bebas dari garam-garam terlarut. Untuk itu perlu dilakukan proses demineralisasi. Alat demineralisasi dibagi atas: a. Penukar Kation (Cation Exchanger) Penukar kation berfungsi untuk mengikat logam-logam alkali dan mengurangi kesadahan air yang digunakan. Proses yang terjadi adalah pertukaran antara kation Ca, Mg dan kation lain yang larut dalam air dengan kation dari resin. Resin yang digunakan bertipe gel dengan merek IRR–122 (Lorch, 1981). Reaksi yang terjadi : 2H+R + Ca2+ → Ca2+R + 2H+ 2H+R + Mg2+ → Mg2+R + 2H+ 2H+R + Mn2+ → Mn2+R + 2H+ Untuk regenerasi dipakai H2SO4 dengan reaksi : Ca2+R + H2SO4 → CaSO4 + 2H+R Mg2+R + H2SO4 → MgSO4 + 2H+R Mn2+R + H2SO4 → MnSO4 + 2H+R

Perhitungan Kesadahan Kation Air sungai Rokan, Riau mengandung kation Fe2+, Mn2+, Ca2+, Mg2+, Zn+2, dan Cu2+ masing-masing 10 ppm, 0,016 ppm, 63 ppm, 87 ppm, 0,0012 ppm, dan 0,0032 ppm (Tabel 7.5). 1 gr/gal = 17,1 ppm Total kesadahan kation = 10 + 0,016 + 63 + 87 + 0,0012 + 0,0032 = 160,0204 ppm / 17,1 = 9,3579 gr/gal


Jumlah air yang diolah = 1729,7449 kg/jam

1729,7449 kg/jam × 264,17 gal/m 3 3 996,24 kg/m = 458,6713 gal/jam =

Kesadahan air

=

9,3579 gr/gal × 458,6713 gal/jam × 24

jam/hari = 103,0130 kg/hari Perhitungan ukuran Cation Exchanger Jumlah air yang diolah = 458,6713 gal/jam = 7,6445 gal/menit Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh data-data berikut: - Diameter penukar kation

= 2 ft

- Luas penampang penukar kation - Jumlah penukar kation

= 3,14 ft2

= 1 unit

Volume resin yang diperlukan: Total kesadahan air = 103,0130 kg/hari Dari Tabel 12.2, The Nalco Water Handbook (1988) diperoleh: - Kapasitas resin

= 20 kgr/ft3

- Kebutuhan regenerant

= 6 lb H2SO4/ft3 resin

Jadi, kebutuhan resin = Tinggi resin

=

103,0130 kg/hari = 5,1507 ft3/hari 20 kg/ft 3

5,1507 = 1,6403 ft 3,14

Tinggi minimum resin adalah 30 in = 2,5 ft (Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook) Sehingga volume resin yang dibutuhkan = 2,5 ft × 3,14 ft2 = 7,85 ft3 Waktu regenerasi

=

7,85 ft 3 × 20 kg/ft 3 = 1,5241 hari = 36,5779 jam 103,0130 kg/hari

Kebutuhan regenerant H2SO4 = 103,0130 kg/hari ×

6 lb/ft 3 20 kgr/ft 3

= 30,9039 lb/hari = 0,5841 kg/jam


b. Penukar Anion (Anion Exchanger) Penukar anion berfungsi untuk menukar anion yang terdapat dalam air dengan ion hidroksida dari resin. Resin yang digunakan bermerek IRA410. Resin ini merupakan kopolimer stirena DVB (Lorch,1981). Reaksi yang terjadi: 2ROH + SO42- → R2SO4 + 2OHROH + Cl-

→ RCl

+

OH-

Untuk regenerasi dipakai larutan NaOH dengan reaksi: R2SO4 + 2NaOH → Na2SO4 + 2ROH RCl

+

NaOH → NaCl

+ ROH

Perhitungan Kesadahan Anion Air sungai Rokan mengandung Anion Cl-, SO42-, CO32-, PO43-, dan NO3masing-masing 1,3 ppm, 16 ppm, 95 ppm, 0,245 ppm, dan 0,2 ppm (Tabel 7.4). 1 gr/gal = 17,1 ppm Total kesadahan anion

= 1,3 + 16 + 95 + 0,245 + 0,2 = 112,745 ppm / 17,1 = 6,5933 gr/gal

Jumlah air yang diolah

= 1729,7449 kg/jam =

1729,7449 kg/jam × 264,17 gal/m 3 3 996,24 kg/m

= 458,6713 gal/jam Kesadahan air

= 6,5933 gr/gal × 458,6713 gal/jam × 24

jam/hari = 72,5795 kg/hari Ukuran Anion Exchanger Jumlah air yang diolah = 458,6713 gal/jam = 7,6445 gal/menit Dari Tabel 12.4 , The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar kation

= 2 ft

- Luas penampang penukar kation

= 3,14 ft2


- Jumlah penukar kation

= 1 unit

Volume resin yang diperlukan Total kesadahan air = 72,5795 kg/hari Dari Tabel 12.7, The Nalco Water Handbook, diperoleh : - Kapasitas resin

= 12 kgr/ft3

- Kebutuhan regenerant

= 5 lb NaOH/ft3 resin

72,5795 kg/hari = 6,0483 ft3/hari 12 kgr/ft 3 6,0483 = = 1,9262 ft 3,14

Jadi, kebutuhan resin = Tinggi resin Volume resin

= 1,9262 ft × 3,14 ft2 = 6,0483 ft3

Waktu regenerasi

=

6,0483 ft 3 × 12 kgr/ft 3 = 1 hari = 24 jam 72,5795 kgr/hari

Kebutuhan regenerant NaOH = 72,5795 kgr/hari ×

5 lb/ft 3 12 kgr/ft 3

= 30,2415 lb/hari = 0,5716 kg/jam

7.2.5 Deaerator Deaerator berfungsi untuk memanaskan air yang keluar dari alat penukar ion (ion exchanger) dan kondensat bekas sebelum dikirim sebagai air umpan ketel. Pada deaerator ini, air dipanaskan hingga 90°C supaya gasgas yang terlarut dalam air, seperti O2 dan CO2 dapat dihilangkan, sebab gas-gas tersebut dapat menyebabkan korosi. Pemanasan dilakukan dengan menggunakan koil pemanas di dalam deaerator.

7.3

Kebutuhan Bahan Kimia Kebutuhan bahan kimia pada pabrik pembuatan Etilen Oksida adalah sebagai berikut:

1. Al2(SO4)3 = 1,6306 kg/jam 2. Na2CO3

= 0,8805 kg/jam

3. Kaporit

= 0,0023 kg/jam

4. H2SO4

= 0,5841 kg/hari


5. NaOH

7.4

= 0,5716 kg/hari

Kebutuhan Listrik Perincian kebutuhan listrik diperkirakan sebagai berikut:

1. Unit Proses

= 1550 hp

2. Unit Utilitas

= 70 hp

3. Ruang kontrol dan laboratorium

= 30 hp

4. Penerangan dan kantor

= 30 hp

5. Bengkel

= 25 hp

6. Perumahan

= 100 hp

Total kebutuhan listrik = 1550 + 70 + 30 + 30 + 25 + 100 = 1810 hp × 0,7457 kW/hp = 1349,7170 kW Efisiensi generator 80%, maka Daya output generator = 1349,7170/0,8 = 1687,1463 kW Untuk perancangan dipakai 6 unit generator diesel AC 700 kW, 220-240 Volt, 50 Hertz, 3 fase. (3 unit pakai dan 3 unit cadangan).

7.5

Kebutuhan Bahan Bakar Bahan bakar yang digunakan untuk ketel uap dan pembangkit tenaga

listrik (generator) adalah minyak solar karena minyak solar efisien dan mempunyai nilai bakar yang tinggi. Keperluan Bahan Bakar Generator Nilai bahan bakar solar

= 19860 Btu/lbm

(Perry, 1999)

Densitas bahan bakar solar = 0,89 kg/L Daya output generator

= 1687,1463 kW

Daya generator yang dihasilkan =

1687,1463kW×(0,9478

Btu/det)/kW×3600

det/jam = 5756677,9767 Btu/jam Jumlah bahan bakar =

(5756677,9767 Btu/jam) / (19860 Btu/lbm × 0,45359

kg/lbm) = 131,4789 kg/jam Kebutuhan solar = (131,4789 kg/jam) / (0,89 kg/liter) = 147,7291 liter/jam


Keperluan Bahan Bakar Ketel Uap Umpan ketel uap dari Pompa PU-17 (m1)

= 1729,7449 kg/jam

Umpan ketel uap dari kondensat bekas (m2) = 6918,9796 kg/jam T1 = 90oC = 363,15 K T2 = 260oC = 533,15 K Panas laten saturated steam (260°C)

= 1661,6358 kJ/kg

(Reklaitis,

1987) Panas yang dibutuhkan ketel adalah: 260

= m1

∫c

p

dT + m1 ΔHv + m2 ΔHv

90

= (1310,9463 + 2874237,2657 + 11496949,0627) kJ = 14.372.497,2747 kJ / (1,05506 kJ/Btu) = 13.623.220,1656 Btu/jam Efisiensi ketel uap = 85 % Panas yang harus disuplai ketel = (13.623.220,1656 Btu/jam) / 0,85 = 16.027.317,8419 Btu/jam Nilai bahan bakar solar = 19860 Btu/lb

(Perry,

1999) Jumlah bahan bakar: = (16.027.317,8419 Btu/jam) / (19.860 Btu/lbm) × 0,45359 kg/lbm

= 366,0539 kg/jam Kebutuhan solar = (366,0539 kg/jam) / (0,89 kg/liter) = 411,2966 liter/jam 7.6

Unit Pengolahan Limbah Limbah dari suatu pabrik harus diolah sebelum dibuang ke badan air atau atmosfer, karena limbah tersebut mengandung bermacam-macam zat yang dapat membahayakan alam sekitar maupun manusia itu sendiri. Demi kelestarian lingkungan hidup, maka setiap pabrik harus mempunyai unit pengolahan limbah. Sumber-sumber limbah cair pabrik pembuatan Etilen Oksida

meliputi: 1. Limbah proses


Proses pembuatan Etilen Oksida menghasilkan sisa air proses yaitu air yang mengandung 0,0133% etilen oksida sebanyak 21008,0113 kg/jam atau 33819,1310 liter/jam. 2. Limbah cair hasil pencucian peralatan pabrik

Limbah ini diperkirakan mengandung kerak dan kotoran-kotoran yang melekat pada peralatan pabrik. 3. Limbah domestik Limbah ini mengandung bahan organik sisa pencernaan yang berasal dari kamar mandi di lokasi pabrik, serta limbah dari kantin berupa limbah padat dan limbah cair. Limbah domestik dari pabrik etilen oksida diolah pada septic tank yang tersedia di lingkungan pabrik sehingga tidak membutuhkan pengolahan tambahan. 4. Limbah laboratorium Limbah yang berasal dari laboratorium ini mengandung bahan-bahan kimia yang digunakan untuk menganalisa mutu bahan baku yang digunakan, mutu produk yang dihasilkan, serta yang dipergunakan untuk penelitian dan pengembangan proses. Limbah laboratorium termasuk limbah B3 (Bahan Berbahaya dan Beracun) sehingga dalam penanganannya harus dikirim ke pengumpul limbah B3 sesuai dengan Peraturan Pemerintah No. 85 tahun 1999 tentang perubahan atas Peraturan Pemerintah Republik Indonesia Nomor 19 Tahun 1994 Tentang Pengelolaan Limbah Bahan Berbahaya dan Beracun. Dalam pengelolaan limbah B3 dikirim ke PPLI Cileungsi, Bogor. 5. Limbah gas Emisi gas yang dihasilkan oleh pabrik pembuatan etilen oksida antara lain

gas

etilen,

karbon

dioksida,

oksigen,

dan

nitrogen.

Dari

Petrochemical Manufacturing (2004) diperoleh bahwa emisi maksimum gas etilen per ton produk etilen oksida yang dihasilkan adalah 0,06 sedangkan emisi gas pabrik etilen oksida adalah 0,0012. Emisi gas pabrik etilen oksida telah memenuhi standar Keputusan Menteri Negara Lingkungan Hidup Nomor Kep.13/Menlh/3/1995 Tentang Baku Mutu Emisi Sumber Tidak Bergerak sehingga dapat langsung dilepaskan ke udara.


Pengolahan limbah cair pabrik ini dilakukan dengan menggunakan activated sludge (sistem lumpur aktif). Alasan pemilihan proses pengolahan limbah tersebut adalah:

-

Limbah yang dihasilkan mengandung Etilen Oksida yang merupakan bahan organik.

-

Tidak terlalu membutuhkan lahan yang besar.

-

Proses pengolahan ini dapat menghasilkan effluent dengan BOD yang lebih rendah (Perry, 1997).

Perhitungan Untuk Sistem Pengolahan Limbah Diperkirakan jumlah air buangan pabrik: 1. Limbah proses

= 33819,1310 liter/jam

2. Pencucian peralatan pabrik

= 48 liter/jam

Pencucian peralatan pabrik dilakukan setahun sekali. Volume air pencuci yang dibutuhkan = 379,7712 m3/tahun = 47,9509 liter/jam 3. Limbah domestik

= 42 liter/jam

Total air buangan = (33819,1310 + 48 + 42) liter/jam = 33909,1310 liter/jam = 33,9091 m3/jam

Bak Penampunga

Bak Pengendapa n Awal

Bak Netralisasi

Tangk i

Tangki Sedimentasi

Gambar 7.1 Flowdiagram Unit Pengolahan Limbah

7.6.1 Bak Penampungan (BP) Bak penampungan berfungsi sebagai tempat menampung air buangan sementara. Limbah proses, limbah cair hasil pencucian peralatan pabrik, dan limbah laboratorium ditampung pada bak-bak penampung yang


tersedia untuk mengendapkan padatan-padatan terlarut maupun tak terlarut dalam air buangan pabrik.

7.6.2 Bak Sedimentasi Awal (BSA) Bak sedimentasi awal berfungsi untuk menghilangkan padatan dengan cara pengendapan. Di sini terjadi pengendapan lanjut dari padatanpadatan terlarut maupun tak terlarut dalam air buangan pabrik.

7.6.3 Bak Netralisasi (BN) Air buangan pabrik yang mengandung bahan organik mempunyai pH = 5 (Hammer, 1998). Limbah pabrik yang terdiri dari bahan-bahan organik harus dinetralkan sampai pH = 6 (Kep.42/MENLH/10/1998). Untuk menetralkan limbah digunakan soda abu (Na2CO3).

7.6.4 Kolam aerasi (KA) Proses lumpur aktif merupakan proses aerobik di mana flok biologis (lumpur yang mengandung biologis) tersuspensi di dalam campuran lumpur yang

mengandung

O2.

Biasanya

mikroorganisme

yang

digunakan

merupakan kultur campuran. Flok biologis ini sendiri merupakan makanan bagi mikroorganisme ini sehingga akan diresirkulasi kembali ke tangki aerasi.

7.6.5 Tangki Sedimentasi (TS) Tangki sedimentasi berfungsi untuk mengendapkan flok biologis dari tangki aerasi dan sebagian diresirkulasi kembali ke tangki aerasi. Air buangan olahan pabrik yang telah memenuhi standar baku mutu limbah cair dibuang ke sungai.

7.7

Spesifikasi Peralatan Utilitas

7.7.1 Screening (SC)


Fungsi

: Menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: Bar screen

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Stainless steel

Ukuran screening

: Panjang

= 2m

Lebar

= 2m

Ukuran bar

: Lebar

= 5 mm

Tebal

= 20 mm

Bar clear spacing

: 20 mm

Slope

: 30°

Jumlah bar

: 50 buah

7.7.2 Pompa Screening (PU-01) Fungsi

: Memompa air dari sungai ke bak pengendapan

(BS) Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,3211 ft3/s

Daya motor

: 2½ hp

7.7.3 Bak Sedimentasi (BS) Fungsi : Untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air Jumlah Jenis

: 2 unit : Grift Chamber Sedimentation

Aliran : Horizontal sepanjang bak sedimentasi Bahan konstruksi

: Beton kedap air

Kondisi operasi

: Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm

Kapasitas

: 19,2283 ft3/min

Panjang

: 10 ft (3,0480 m)

Lebar

: 2 ft (0,61 m)

Tinggi

: 12 ft (3,66 m)


Waktu retensi

: 12,4816 menit

7.7.4 Pompa Sedimentasi (PU-02) Fungsi

:

Memompa air dari bak pengendapan ke bak

clarifier

Jenis Jumlah

: Pompa sentrifugal : 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,3211 ft3/s

Daya motor

: 1½ hp

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

: Membuat larutan alum [Al2(SO4)3]

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi


Kondisi pelarutan


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 3,4454 m3

Diameter

: 1,4303 m

Tinggi

: 2,1454 m

Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Daya motor

: ½ hp

7.7.6 Pompa Alum (PU-03) Fungsi

: Memompa larutan alum dari tangki pelarutan alum

ke clarifier

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas Daya motor

: 3,3231.10-7 m3/s : 1/20 hp


7.7.7 Tangki Pelarutan Soda Abu [Na2CO3] (TP-02) Fungsi

: Membuat larutan soda abu (Na2CO3)

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi pelarutan


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 1,9110 m3

Diameter

: 1,1752 m

Tinggi

: 1,7628 m

Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Daya motor

: ¼ hp

7.7.8 Pompa Soda Abu (PU-04) Fungsi

: Memompa larutan soda abu dari tangki pelarutan soda abu (TP-02) ke Clarifier (CL)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 1,8432.10-7 m3/s

Daya motor

: 1/20 hp

7.7.9 Clarifier (CL) Fungsi

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

Tipe

: External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk

: Circular desain

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283, Grade C

Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas air

: 32,7358 m3

Diameter

: 3,7283 m

Tinggi

: 5,5925 m

Kedalaman air

: 3m

Daya motor

: ¼ hp


7.7.10 Pompa Clarifier (PU-05) Fungsi

: Memompa air dari Bak Sedimentasi (BS-02) ke

Sand Filter (SF)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,3211 ft3/s

Daya motor

: 3½ hp

7.7.11 Sand Filter (SF) Fungsi

: Menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air yang keluar dari Clarifier (CL)

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 Grade C

Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 13,0940 m3

Diameter sand filter

: 2,3214 m

Tinggi sand filter

: 6,9643 m

Tebal tangki

: ¼ in

7.7.12 Pompa Filtrasi (PU-06) Fungsi

:

Memompa air dari tangki filtrasi ke tangki

utilitas-01 Jenis Jumlah


Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,3211 ft3/s

Daya motor

: 1¼ hp

7.7.13 Tangki Utilitas 1 (TU-01) Fungsi

: Menampung air untuk didistribusikan

Bentuk



Bahan konstruksi


Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 235,6912 m3

Diameter

: 5,8496 m

Tinggi

: 8,7744 m

Tebal dinding

: ½ in

7.7.14 Pompa ke Cation Exchanger (PU-07) Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Cation Exchanger (CE)

Jenis Jumlah


Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0170 m3/s

Daya motor

: 1/20 hp

7.7.15 Pompa ke Menara Pendingin Air (PU-08) Fungsi

: Memompa air dari tangki utilitas (TU-01) ke unit proses

Jenis Jumlah


Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0025 m3/s

Daya motor

: ½ hp

7.7.16 Pompa ke Tangki Utilitas 2 (PU-09) Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Tangki Utilitas 2 (PU-09)

Jenis Jumlah


Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0002 m3/s

Daya motor

: 1/20 hp


7.7.17 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-03) Fungsi

: Membuat larutan asam sulfat

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi pelarutan


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 9,5064 m3

Diameter

: 2,0061 m

Tinggi

: 3,0091 m

Jenis pengaduk

: Flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Daya motor

: 1½ hp

7.7.18 Pompa H2SO4 (PU-10) Fungsi

:

Memompa larutan asam sulfat

dari Tangki

Pelarutan Asam Sulfat (TP-03) ke Cation Exchanger (CE)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 1,5282 × 10-7 m3/s

Daya motor

: 1/20 hp

7.7.19 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE) Fungsi

: Mengikat kation yang terdapat dalam air umpan

ketel Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi penyimpanan : temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah

: 1 unit

Resin yang digunakan : IRR-122 Silinder

: - Diameter

: 0,6096 m

- Tinggi

: 0,9144 m

- Tebal

: 1/4 in


Tutup

: - Diameter

: 0,61 m

- Tinggi

: 0,1524 m

- Tebal

: 1/4 in

7.7.20 Pompa Cation Exchanger (PU-11) Fungsi

: Memompa air dari Cation Exchanger (CE) ke Anion Exchanger (AE)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0005 m3/s

Daya motor

: 1/20 hp

7.7.21 Tangki Pelarutan NaOH (TP-04) Fungsi

: Membuat larutan natrium hidroksida (NaOH)

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi pelarutan


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 8,1329 m3

Diameter

: 1,9044 m

Tinggi

: 2,8566 m

Tebal

: ¼ in

Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Daya motor

: 2 hp

7.7.22 Pompa NaOH (PU-12) Fungsi

: Memompa larutan natrium hidroksida dari tangki pelarutan NaOH (TP-04) ke Anion Exchanger (AE)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 1,0459.10-7 m3/s

Daya motor

: 1/20 hp


7.7.23 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE) Fungsi

: Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan

ketel Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi penyimpanan : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah

: 1 unit

Resin yang digunakan : IRA-410 Silinder

Tutup

: - Diameter

: 0,6069 m

- Tinggi

: 0,9144 m

- Tebal

: ¼ in

: - Diameter

: 0,6069 m

- Tinggi

: 0,1524 m

- Tebal

: ¼ in

7.7.24 Pompa Anion Exchanger (PU-13) Fungsi

: Memompa air dari Anion Exchanger (AE) ke Deaerator (DE)

Jenis Jumlah

: Pompa sentrifugal : 1

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0005 m3/s

Daya motor

: 3½ hp

7.7.25 Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO)2] (TP-05) Fungsi

: Membuat larutan kaporit [Ca(ClO)2]

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi pelarutan


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 0,0068 m3


Diameter

: 0,1793 m

Tinggi

: 0,2689 m

Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Daya motor

: 1/20 hp

7.7.26 Pompa Kaporit (PU-14) Fungsi

: Memompa larutan kaporit dari Tangki Pelarutan Kaporit (TP-05) ke Tangki Utilitas 2 (TU-02)

Jenis Jumlah


Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 5,0913.10-10 ft3/s

Daya motor

: 1/20 hp

7.7.27 Tangki Utilitas 2 (TU-02) Fungsi

: Menampung air untuk didistribusikan ke domestik

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-283, Grade C

Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 23,5895 m3

Diameter

: 2,7159 m

Tinggi

: 4,0739 m

Tebal dinding

: ¼ in

7.7.28 Pompa Domestik (PU-15) Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 2 (TU-02) ke kebutuhan domestik

Jenis Jumlah


Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0002 ft3/s

Daya motor

: 1/20 hp


7.7.29 Menara Pendingin Air / Water Cooling Tower (CT) Fungsi

: Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 48°C menjadi 28°C

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA–53 Grade B

Kondisi operasi

: Suhu air masuk menara = 480C = 118,40F Suhu air keluar menara = 280C = 82,40F

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 218,4772 m3/jam

Luas menara

: 501,8706 ft2

Tinggi

: 13,4316 m

Daya

: 16 hp

7.7.30 Pompa Menara Pendingin Air (PU-16) Fungsi

: Memompa air pendingin dari menara pendingin air ke unit proses

Jenis Jumlah


Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0628 ft3/s

Daya motor

: 10 hp

7.7.31 Deaerator (DE) Fungsi

: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi


Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 206,4252 m3

Silinder

: - Diameter

: 5,5967 m


Tutup

- Tinggi

: 8,3951 m

- Tebal

: ½ in

: - Diameter

: 5,5967 m

- Tinggi

: 1,3992 m

- Tebal

: ½ in

7.7.32 Pompa Deaerator (PU-17) Fungsi

: Memompa air dari Tangki Deaerator (DE) ke

Ketel Uap (KU) Jenis Jumlah


Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0020 m3/s

Daya motor

: ¼ hp

7.7.33 Ketel Uap (KU) Fungsi

: Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis

: Water tube boiler

Bahan konstruksi

: Carbon steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 6652,8650 kg/jam

Panjang tube

: 30 ft

Diameter tube

: 3 in

Jumlah tube

: 554 buah

7.7.34 Pompa Air Proses (PU-18) Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke

unit proses Jenis Jumlah Bahan konstruksi

: Pompa sentrifugal : 1 unit : Commercial steel


7.8

Kapasitas

: 0,0059 m3/s

Daya motor

: 1 hp

Spesifikasi Peralatan Pengolahan Limbah

7.8.1 Bak Penampungan Fungsi

: Tempat menampung air buangan sementara

Bentuk

: Persegi panjang

Bahan konstruksi

: Beton kedap air

Kondisi operasi


Jumlah

: 2 unit

Kapasitas

: 4521,2175 m3

Panjang

: 34,3953 m

Lebar

: 11,4651 m

Tinggi

: 11,4651 m

7.8.2 Pompa Bak Penampung (PL-01) Fungsi

: Memompa cairan limbah dari bak penampungan

ke bak pengendapan awal Jenis Jumlah


Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0095 m3/s

Daya motor

: 1 hp

7.8.3 Bak Pengendapan Awal Fungsi

: Menghilangkan padatan dengan cara pengendapan

Bentuk

: Persegi panjang

Bahan konstruksi

: Beton kedap air

Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 75,3536 m3

Panjang

: 6,9651 m

Lebar

: 3,3524 m


Tinggi

: 3,3524 m

7.8.4 Pompa Bak Pengendapan Awal (PL-02) Fungsi

: Memompa cairan limbah dari bak pengendapan

awal ke bak netralisasi Jenis Jumlah


Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0095 m3/s

Daya motor

: 1½ hp

7.8.5 Bak Netralisasi Fungsi

: Menetralkan limbah dengan penambahan Na2CO3

Bentuk

: Persegi panjang

Bahan konstruksi

: Beton kedap air

Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 904,2435 m3

Panjang

: 15,3502 m

Lebar

: 7,6751 m

Tinggi

: 7,6751 m

7.8.6 Pompa Bak Netralisasi (PL-03) Fungsi

: Memompa cairan limbah dari bak netralisasi ke tangki aerasi

Jenis Jumlah


Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0095 ft3/s

Daya motor

: 1¼ hp

7.8.7 Tangki Aerasi Fungsi

: Mengolah limbah

Bentuk

: Persegi panjang


Bahan konstruksi

: Beton kedap air

Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 10973,5905 m3

Panjang

: 44,4440 m

Lebar

: 22,2220 m

Tinggi

: 11,6110 m

7.8.8 Pompa Tangki Aerasi (PL-04) Fungsi

: Memompa cairan limbah dari tangki aerasi ke

tangki sedimentasi Jenis Jumlah


Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0095 m3/s

Daya motor

: ½ hp

7.8.9 Tangki Sedimentasi Fungsi

: mengendapkan flok biologis dari tangki aerasi dan sebagian diresirkulasi kembali ke tangki aerasi.

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas datar

Bahan konstruksi

: Beton kedap air

Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 91,1664 m3

Diameter

: 6,5116 m

Tinggi

: 2,7390 m

7.8.10 Pompa Tangki Sedimentasi (PL-05) Fungsi

: Memompa air resirkulasi dari tangki sedimentasi

ke tangki aerasi Jenis

: Pompa sentrifugal


Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0095 m3/s

Daya motor

: 1¼ hp


BAB VIII LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK

Tata letak peralatan dan fasilitas dalam suatu rancangan pabrik merupakan syarat penting untuk memperkirakan biaya secara akurat sebelum mendirikan pabrik yang meliputi desain sarana perpipaan, fasilitas bangunan, jenis dan jumlah peralatan dan kelistrikan. Hal ini secara khusus akan memberikan informasi yang dapat diandalkan terhadap biaya bangunan dan tempat sehingga dapat diperoleh perhitungan biaya yang terperinci sebelum pendirian pabrik. 8.1

Lokasi Pabrik

Secara geografis, penentuan lokasi pabrik sangat menentukan kemajuan serta kelangsungan dari suatu industri kini dan pada masa yang akan datang karena berpengaruh terhadap faktor produksi dan distribusi dari pabrik yang didirikan. Pemilihan lokasi pabrik harus tepat berdasarkan perhitungan biaya produksi dan distribusi yang minimal serta pertimbangan sosiologi dan budaya masyarakat di sekitar lokasi pabrik (Peters et. al., 2004). Berdasarkan faktor-faktor tersebut, maka Pabrik Pembuatan Etilen Oksida ini direncanakan berlokasi di daerah Dumai, Riau. Dasar pertimbangan dalam pemilihan lokasi pabrik adalah: a. Bahan baku Suatu pabrik sebaiknya berada di daerah yang dekat dengan sumber bahan baku dan daerah pemasaran sehingga transportasi dapat berjalan dengan lancar. Bahan baku utama yang digunakan yaitu etilen, yang disuplai dari PT Chandra Asih, Cilegon. Sedangkan bahan kimia pendukung lainnya diperoleh dari daerah lokal. b. Transportasi


Pembelian bahan baku dan penjualan produk dapat dilakukan melalui jalan darat maupun laut. Lokasi yang dipilih dalam rencana pendirian pabrik ini merupakan kawasan perluasan industri, yang telah memiliki sarana pelabuhan dan pengangkutan darat. c. Pemasaran Kebutuhan etilen oksida terus menunjukkan peningkatan dari tahun ke tahun (Devanney, 2007). Dengan semakin banyaknya industri kimia berbasis etilen oksida, maka pemasaran produk ke dalam maupun luar negeri tidak akan mengalami hambatan. Kawasan industri Dumai, Riau mempunyai pelabuhan di mana jalur ekspor-impor dilakukan melalui Selat Rupat yang bermuara ke Selat Malaka. Selain itu, daerah Dumai juga relatif dekat dengan negaranegara lain seperti Singapura, Malaysia sehingga memudahkan pemasaran produk ke luar negeri. d. Kebutuhan air Air yang dibutuhkan dalam proses diperoleh dari Sungai Rokan yang mengalir di sekitar pabrik untuk proses, sarana utilitas dan keperluan domestik. e. Kebutuhan tenaga listrik dan bahan bakar Dalam pendirian suatu pabrik, tenaga listrik dan bahan bakar adalah faktor penunjang yang paling penting. Pembangkit listrik utama untuk pabrik adalah menggunakan generator diesel yang bahan bakarnya diperoleh dari PT Pertamina, Dumai. Selain itu, kebutuhan tenaga listrik juga dapat diperoleh dari Perusahaan Listrik Negara (PLN) Riau. f. Tenaga kerja Sebagai kawasan industri, daerah ini merupakan salah satu tujuan para pencari kerja. Di daerah ini tersedia tenaga kerja terdidik maupun yang tidak terdidik serta tenaga kerja yang terlatih maupun tidak terlatih. g. Biaya tanah Tanah yang tersedia untuk lokasi pabrik masih cukup luas dan dalam harga yang terjangkau. h. Kondisi iklim dan cuaca Seperti daerah lain di Indonesia, maka iklim di sekitar lokasi pabrik relatif stabil. Temperatur udara tidak pernah mengalami penurunan maupun kenaikan


yang cukup tajam dimana temperatur udara berada diantara 30-35oC dan tekanan udara berkisar pada 760 mmHg dan kecepatan udaranya sedang. i. Kemungkinan perluasan dan ekspansi Ekspansi pabrik dimungkinkan karena tanah yang tersedia cukup luas dan di sekeliling lahan tersebut belum banyak berdiri pabrik serta tidak mengganggu pemukiman penduduk. j. Sosial masyarakat Sikap masyarakat diperkirakan akan mendukung pendirian pabrik pembuatan etilen oksida karena akan menjamin tersedianya lapangan kerja bagi mereka. Selain itu pendirian pabrik ini diperkirakan tidak akan mengganggu keselamatan dan keamanan masyarakat di sekitarnya. 8.2

Tata Letak Pabrik

Tata letak pabrik adalah suatu perencanaan dan pengintegrasian aliran dari komponen-komponen produksi suatu pabrik, sehingga diperoleh suatu hubungan yang efisien dan efektif antara operator, peralatan dan gerakan material dari bahan baku menjadi produk. Desain yang rasional harus memasukkan unsur lahan proses, storage (persediaan) dan lahan alternatif (areal handling) dalam posisi yang efisien dan dengan mempertimbangkan faktor-faktor sebagai berikut (Peters et. al., 2004): 1. Urutan proses produksi. 2. Pengembangan lokasi baru atau penambahan/perluasan lokasi yang belum dikembangkan pada masa yang akan datang. 3. Distribusi ekonomis pada pengadaan air, steam proses, tenaga listrik dan bahan baku 4. Pemeliharaan dan perbaikan. 5. Keamanan (safety) terutama dari kemungkinan kebakaran dan keselamatan kerja. 6. Bangunan yang meliputi luas bangunan, kondisi bangunan dan konstruksinya yang memenuhi syarat. 7. Fleksibilitas dalam perencanaan tata letak pabrik dengan mempertimbangkan kemungkinan perubahan dari proses/mesin, sehingga perubahan-perubahan yang dilakukan tidak memerlukan biaya yang tinggi.


8. Masalah pembuangan limbah cair. 9. Service area, seperti kantin, tempat parkir, ruang ibadah, dan sebagainya diatur sedemikian rupa sehingga tidak terlalu jauh dari tempat kerja. Pengaturan tata letak pabrik yang baik akan memberikan beberapa keuntungan, seperti (Peters et. al., 2004): 1. Mengurangi jarak transportasi bahan baku dan produksi, sehingga mengurangi material handling. 2. Memberikan ruang gerak yang lebih leluasa sehingga mempermudah perbaikan mesin dan peralatan yang rusak atau di-blowdown. 3. Mengurangi ongkos produksi. 4. Meningkatkan keselamatan kerja. 5. Mengurangi kerja seminimum mungkin. 6. Meningkatkan pengawasan operasi dan proses agar lebih baik. 8.3

Perincian Luas Tanah

Luas tanah yang digunakan sebagai tempat berdirinya pabrik diuraikan dalam Tabel 8.1 berikut ini: Tabel 8.1 Perincian Luas Tanah No Nama Bangunan 1 Pos Keamanan 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19

Parkir Taman Areal Bahan Baku Ruang Kontrol Areal Proses Areal Produk Perkantoran Laboratorium Poliklinik Kantin Ruang Ibadah Gudang Peralatan Bengkel Perpustakaan Unit Pemadam Kebakaran Unit Pengolahan Air Pembangkit Listrik Pengolahan Limbah

Luas (m2) 20 200 800 230 80 1.800 200 300 80 50 100 60 60 80 80 100 1.200 300 1.500


20 21 22 23

Area Perluasan Perumahan Karyawan Jalan Area Antara Bangunan dan lainnya Total

1.000 1.400 800 650 11.090

Jadi, direncanakan pengadaan tanah untuk pembangunan pabrik pembuatan Etilen Oksida ini sekitar 11.090 m2. Susunan areal bagian pabrik Etilen Oksida seperti yang tertera pada Tabel 8.1 dapat dilihat pada gambar 8.1.


BAB IX ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN Masalah organisasi merupakan hal yang penting dalam perusahaan, hal ini menyangkut efektivitas dalam peningkatan kemampuan perusahaan dalam memproduksi dan mendistribusikan produk yang dihasilkan. Dalam upaya peningkatan efektivitas dan kinerja perusahaan maka pengaturan atau manajemen harus menjadi hal yang mutlak. Tanpa manajemen yang efektif dan efisien tidak akan ada usaha yang berhasil cukup lama. Dengan adanya manajemen yang teratur baik dari kinerja sumber daya manusia maupun terhadap fasilitas yang ada secara otomatis organisasi akan berkembang (Madura, 2000). 9.1

Organisasi Perusahaan Perkataan organisasi, berasal dari kata Latin “organum” yang dapat berarti alat, anggota badan. James D. Mooney, mengatakan: “Organisasi adalah bentuk setiap perserikatan manusia untuk mencapai suatu tujuan bersama”, sedangkan Chester I. Barnard memberikan pengertian organisasi sebagai: “Suatu sistem daripada aktivitas kerjasama yang dilakukan dua orang atau lebih” (Siagian, 1992). Dari pendapat ahli yang dikemukakan di atas dapat diambil arti dari

kata organisasi, yaitu kelompok orang yang secara sadar bekerjasama untuk mencapai tujuan bersama dengan menekankan wewenang dan tanggung jawab masing-masing. Secara ringkas, ada tiga unsur utama dalam organisasi, yaitu (Sutarto, 2002): 1. Adanya sekelompok orang 2. Adanya hubungan dan pembagian tugas 3. Adanya tujuan yang ingin dicapai Menurut pola hubungan kerja, serta lalu lintas wewenang dan tanggung jawab, maka bentuk-bentuk organisasi itu dapat dibedakan atas (Siagian, 1992):


1. Bentuk organisasi garis 2. Bentuk organisasi fungsionil 3. Bentuk organisasi garis dan staf 4. Bentuk organisasi fungsionil dan staf

9.1.1 Bentuk Organisasi Garis Ciri dari organisasi garis adalah: organisasi masih kecil, jumlah karyawan sedikit, pimpinan dan semua karyawan saling kenal dan spesialisasi kerja belum begitu tinggi (Siagian, 1992). Kebaikan bentuk organisasi garis, yaitu :

Kesatuan komando terjamin dengan baik, karena pimpinan berada di atas satu tangan.

Proses pengambilan keputusan berjalan dengan cepat karena jumlah orang yang diajak berdiskusi masih sedikit atau tidak ada sama sekali.

Rasa solidaritas di antara para karyawan umumnya tinggi karena saling mengenal. Keburukan bentuk organisasi garis, yaitu:

Seluruh kegiatan dalam organisasi terlalu bergantung kepada satu orang sehingga kalau seseorang itu tidak mampu, seluruh organisasi akan terancam kehancuran.

Kecenderungan pimpinan bertindak secara otoriter.

Karyawan tidak mempunyai kesempatan untuk berkembang.

9.1.2 Bentuk Organisasi Fungsionil Ciri-ciri dari organisasi fungsionil adalah segelintir pimpinan tidak mempunyai bawahan yang jelas, sebab setiap atasan berwenang memberi komando kepada setiap bawahan, sepanjang ada hubungannya dengan fungsi atasan tersebut (Siagian, 1992). Kebaikan bentuk organisasi fungsionil, yaitu:

Pembagian tugas-tugas jelas

Spesialisasi karyawan dapat dikembangkan dan digunakan semaksimal mungkin


Digunakan tenaga-tenaga ahli dalam berbagai bidang sesuai dengan fungsi-fungsinya Keburukan bentuk organisasi fungsionil, yaitu:

Karena adanya spesialisasi, sukar mengadakan penukaran atau pengalihan tanggung jawab kepada fungsinya.

Para karyawan mementingkan bidang pekerjaannya, sehingga sukar dilaksanakan koordinasi.

9.1.3 Bentuk Organisasi Garis dan Staf Kebaikan bentuk organisasi garis dan staf adalah:

Dapat digunakan oleh setiap organisasi yang besar, apapun tujuannya, betapa pun luas tugasnya dan betapa pun kompleks susunan organisasinya.

Pengambilan keputusan yang sehat lebih mudah diambil, karena adanya staf ahli. Keburukan bentuk organisasi garis dan staf, adalah:

Karyawan tidak saling mengenal, solidaritas sukar diharapkan.

Karena rumit dan kompleksnya susunan organisasi, koordinasi kadangkadang sukar diharapkan.

9.1.4 Bentuk Organisasi Fungsionil dan Staf Bentuk organisasi fungsionil dan staf, merupakan kombinasi dari bentuk organisasi fungsionil dan bentuk organisasi garis dan staf. Kebaikan dan keburukan dari bentuk organisasi ini merupakan perpaduan dari bentuk organisasi yang dikombinasikan (Siagian, 1992). Dari uraian di atas dapat diketahui kebaikan dan keburukan dari beberapa bentuk organisasi. Setelah mempertimbangkan baik dan buruknya maka pada Pra-rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida menggunakan bentuk organisasi garis dan staf. Bagan Struktur Organisasi Perusahaan Pabrik Etilen Oksida ditampilkan pada gambar 9.1.


9.2

Manajemen Perusahaan Umumnya perusahaan modern mempunyai kecenderungan bukan saja terhadap produksi, melainkan juga terhadap penanganan hingga menyangkut organisasi dan hubungan sosial atau manajemen keseluruhan. Hal ini disebabkan oleh aktivitas yang terdapat dalam suatu perusahaan atau suatu pabrik diatur oleh manajemen. Dengan kata lain bahwa manajemen bertindak memimpin, merencanakan, menyusun, mengawasi, dan meneliti hasil pekerjaan. Perusahaan dapat berjalan dengan baik secara menyeluruh, apabila perusahaan memiliki manajemen yang baik antara atasan dan bawahan (Siagian, 1992). Fungsi dari manajemen adalah meliputi usaha memimpin dan mengatur faktor-faktor ekonomis sedemikian rupa, sehingga usaha itu memberikan perkembangan dan keuntungan bagi mereka yang ada di lingkungan perusahaan. Dengan demikian, jelaslah bahwa pengertian manajemen itu meliputi semua tugas dan fungsi yang mempunyai hubungan yang erat dengan permulaan dari pembelanjaan perusahaan (financing). Dengan penjelasan ini dapat diambil suatu pengertian bahwa manajemen itu diartikan sebagai seni dan ilmu perencanaan (planning), pengorganisasian, penyusunan, pengarahan, dan pengawasan dari sumber daya manusia untuk mencapai tujuan (criteria) yang telah ditetapkan (Siagian, 1992). Menurut Siagian (1992), manajemen dibagi menjadi tiga kelas pada perusahaan besar yaitu:

1. Top manajemen 2. Middle manajemen 3. Operating manajemen Orang yang memimpin (pelaksana) manajemen disebut dengan manajer. Manajer ini berfungsi atau bertugas untuk mengawasi dan mengontrol agar manajemen dapat dilaksanakan dengan baik sesuai dengan


ketetapan yang digariskan bersama. Menurut Madura (2000), syaratsyarat manajer yang baik adalah: 1. Harus menjadi contoh (teladan) 2. Harus dapat menggerakkan bawahan 3. Harus bersifat mendorong 4. Penuh pengabdian terhadap tugas-tugas 5. Berani dan mampu mengatasi kesulitan yang terjadi 6. Bertanggung jawab, tegas dalam mengambil atau melaksanakan keputusan yang diambil. 7. Berjiwa besar.

9.3 Bentuk Hukum Badan Usaha Dalam mendirikan suatu perusahaan yang dapat mencapai tujuan dari perusahaan itu secara terus-menerus, maka harus dipilih bentuk perusahaan apa yang harus didirikan agar tujuan itu tercapai. Menurut Sutarto (2002), bentuk-bentuk badan usaha yang ada dalam praktek di Indonesia, antara lain adalah: 1.

Perusahaan Perorangan

2.

Persekutuan dengan firma

3.

Persekutuan Komanditer

4.

Perseroan Terbatas

5.

Koperasi

6.

Perusahaan Negara

7.

Perusahaan Daerah Bentuk badan usaha dalam Pra-rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida direncanakan adalah perusahaan yang berbentuk Perseroan Terbatas (PT). Perseroan Terbatas adalah badan hukum yang didirikan berdasarkan perjanjian, melakukan kegiatan usaha dengan modal dasar yang seluruhnya terbagi dalam saham, dan memenuhi persyaratan yang ditetapkan dalam UU No. 1 tahun 1995 tentang Perseroan Terbatas (UUPT), serta peraturan pelaksananya. Syarat-syarat pendirian Perseroan Terbatas adalah :


1. Didirikan oleh dua orang atau lebih, yang dimaksud dengan “orang” adalah orang perseorangan atau badan hukum. 2. Didirikan dengan akta otentik, yaitu di hadapan notaris. 3. Modal dasar perseroan, yaitu paling sedikit Rp.20.000.000,- (dua puluh juta rupiah) atau 25 % dari modal dasar, tergantung mana yang lebih besar dan harus telah ditempatkan dan telah disetor. Prosedur pendirian Perseroan Terbatas adalah : 1. Pembuatan akta pendirian di hadapan notaris 2. Pengesahan oleh Menteri Kehakiman 3. Pendaftaran Perseroan 4. Pengumuman dalam tambahan berita Negara. Dasar-dasar pertimbangan pemilihan bentuk perusahaan PT adalah sebagai berikut : 1. Kontinuitas perusahaan sebagai badan hukum lebih terjamin, sebab tidak tergantung pada pemegang saham, dimana pemegang saham dapat berganti-ganti. 2. Mudah memindahkan hak pemilik dengan menjual sahamnya kepada orang lain. 3. Mudah mendapatkan modal, yaitu dari bank maupun dengan menjual saham. 4. Tanggung jawab yang terbatas dari pemegang saham terhadap hutang perusahaan. 5. Penempatan pemimpin atas kemampuan pelaksanaan tugas.

9.4

Uraian Tugas, Wewenang dan Tanggung Jawab

9.4.1 Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS) Pemegang kekuasaan tertinggi pada struktur organisasi garis dan staf adalah Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS) yang dilakukan minimal satu kali dalam setahun. Bila ada sesuatu hal, RUPS dapat dilakukan secara mendadak sesuai dengan jumlah forum. RUPS dihadiri oleh pemilik saham, Dewan Komisaris dan Direktur. Hak dan wewenang RUPS (Sutarto, 2002): 1. Meminta pertanggungjawaban Dewan Komisaris dan Direktur lewat suatu sidang.


2. Dengan musyawarah dapat mengganti Dewan Komisaris dan Direktur serta mengesahkan anggota pemegang saham bila mengundurkan diri. 3. Menetapkan besar laba tahunan yang diperoleh untuk dibagikan, dicadangkan, atau ditanamkan kembali.

9.4.2

Dewan Komisaris

Dewan Komisaris dipilih dalam RUPS untuk mewakili para pemegang saham dalam mengawasi jalannya perusahaan. Dewan Komisaris ini bertanggung jawab kepada RUPS. Tugas-tugas Dewan Komisaris adalah: 1. Menentukan garis besar kebijaksanaan perusahaan. 2. Mengadakan rapat tahunan para pemegang saham. 3. Meminta laporan pertanggungjawaban Direktur secara berkala. 4. Melaksanakan pembinaan dan pengawasan terhadap seluruh kegiatan dan pelaksanaan tugas Direktur.

9.4.3 General Manager General Manager merupakan pimpinan tertinggi yang diangkat oleh Dewan Komisaris. Adapun tugas-tugas General Manager adalah: 1. Memimpin dan membina perusahaan secara efektif dan efisien. 2. Menyusun dan melaksanakan kebijaksanaan umum pabrik sesuai dengan kebijaksanaan RUPS. 3. Mengadakan

kerjasama

dengan

pihak

luar

demi

kepentingan

perusahaan. 4. Mewakili perusahaan dalam mengadakan hubungan maupun perjanjianperjanjian dengan pihak ketiga. 5. Merencanakan dan mengawasi pelaksanaan tugas setiap personalia yang bekerja pada perusahaan. Dalam melaksanakan tugasnya, General Manager dibantu oleh Manajer Produksi, Manajer Teknik, Manajer Umum dan Keuangan, Manajer Pembelian dan Pemasaran.

9.4.4 Staf Ahli Staf ahli bertugas memberikan masukan, baik berupa saran, nasehat, maupun pandangan terhadap segala aspek operasional perusahaan.


9.4.5 Sekretaris Sekretaris diangkat oleh Direktur untuk menangani masalah suratmenyurat untuk pihak perusahaan, menangani kearsipan dan pekerjaan lainnya untuk membantu Direktur dalam menangani administrasi perusahaan.

9.4.6 Manajer Produksi Manajer Produksi bertanggung jawab langsung kepada Direktur Utama. Tugasnya mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan masalah proses baik di bagian produksi maupun utilitas. Dalam menjalankan tugasnya Manajer Produksi dibantu oleh tiga Kepala Seksi, yaitu Kepala Seksi Proses, Kepala Seksi Laboratorium R&D (Penelitian dan Pengembangan) dan Kepala Seksi Utilitas.

9.4.7 Manajer Teknik Manajer Teknik bertanggung jawab langsung kepada Direktur Utama. Tugasnya mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan masalah teknik baik di lapangan maupun di kantor. Dalam menjalankan tugasnya Manajer Teknik dibantu oleh tiga Kepala Seksi, yaitu Kepala Seksi Listrik, Kepala Seksi Instrumentasi dan Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik (Mesin).

9.4.8 Manajer Umum dan Keuangan Manajer Umum dan Keuangan bertanggung jawab langsung kepada Direktur

dalam

mengawasi

dan

mengatur

keuangan,

administrasi,

personalia dan humas. Dalam menjalankan tugasnya Manajer Umum dan Keuangan dibantu oleh lima Kepala Seksi (Kasie.), yaitu Kepala Seksi Keuangan, Kepala Seksi Administrasi, Kepala Seksi Personalia, Kepala Seksi Humas dan Kepala Seksi Keamanan.

9.4.9 Manajer Pembelian dan Pemasaran


Manajer Pembelian dan Pemasaran bertanggung jawab langsung kepada Direktur Utama. Tugasnya mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan pembelian bahan baku dan pemasaran produk. Manajer ini dibantu oleh tiga Kepala Seksi, yaitu Kepala Seksi Pembelian, Kepala Seksi Penjualan serta Kepala Seksi Gudang/Logistik.

9.5 Sistem Kerja Pabrik pembuatan etilen oksida ini direncanakan beroperasi 330 hari per tahun secara kontinu 24 jam sehari. Berdasarkan pengaturan jam kerja, karyawan dapat digolongkan menjadi tiga golongan, yaitu: 1. Karyawan non-shift, yaitu karyawan yang tidak berhubungan langsung dengan proses produksi, misalnya direktur, staf ahli, manajer, bagian administrasi, bagian gudang, dan lain-lain. Jam kerja karyawan non-shift ditetapkan sesuai Keputusan Menteri Tenaga Kerja Dan Transmigrasi Republik Indonesia Nomor: Kep.234/Men/2003 yaitu 8 jam sehari atau 40 jam per minggu dan jam kerja selebihnya dianggap lembur. Perhitungan uang lembur menggunakan acuan 1/173 dari upah sebulan (Pasal 10 Kep.234/Men/2003) dimana untuk jam kerja lembur pertama dibayar sebesar 1,5 kali upah sejam dan untuk jam lembur berikutnya dibayar 2 kali upah sejam. Perincian jam kerja non-shift adalah:

Senin – Kamis -

Pukul 08.00 – 12.00 WIB → Waktu kerja

-

Pukul 12.00 – 13.00 WIB → Waktu istirahat

-


Jum’at -


-

Pukul 12.00 – 14.00 WIB → Waktu istirahat

-


2. Karyawan Shift Untuk pekerjaan yang langsung berhubungan dengan proses produksi yang membutuhkan pengawasan terus menerus selama 24 jam, para


karyawan diberi pekerjaan bergilir (shift work). Pekerjaan dalam satu hari dibagi tiga shift, yaitu tiap shift bekerja selama 8 jam dan 15 menit pergantian shift dengan pembagian sebagai berikut:

− Shift I (pagi)

: 08.00 – 16.15 WIB

− Shift II (sore)

: 16.00 – 00.15 WIB

− Shift III (malam) : 00.00 – 08.15 WIB Jam kerja bergiliran berlaku bagi karyawan. Untuk memenuhi kebutuhan pabrik, setiap karyawan shift dibagi menjadi empat regu dimana tiga regu kerja dan satu regu istirahat. Pada hari Minggu dan libur nasional karyawan shift tetap bekerja dan libur 1 hari setelah setelah tiga kali shift. Tabel 9.1 Jadwal Kerja Karyawan Shift

Hari Regu 1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

A

I

I

I

II

II

II

-

-

III

III

III

-

B

II

II

II

-

-

III

III

III

-

I

I

I

C

-

-

III

III

III

-

I

I

I

II

II

II

D

III

III

-

I

I

I

II

II

II

-

-

III

3. Karyawan borongan Apabila diperlukan, maka perusahaan dapat menambah jumlah karyawan yang dikerjakan secara borongan selama kurun jangka waktu tertentu yang ditentukan menurut kebijaksanaan perusahaan.

9.6 Jumlah Karyawan dan Tingkat Pendidikan Dalam melaksanakan kegiatan perusahaan/ pabrik, dibutuhkan susunan karyawan seperti pada struktur organisasi. Jumlah karyawan yang dibutuhkan adalah sebagai berikut


Tabel 9.2 Jumlah Karyawan dan Kualifikasinya

Jabatan

Juml

Pendidikan

ah Dewan Komisaris

1

Ekonomi/Teknik (S1)

General Manager

1

Teknik Kimia (S1)

Staf Ahli

2

Teknik Kimia (S2)

Sekretaris

2

Sekretaris (S1 Akuntansi)

Manajer Produksi

1

Teknik Kimia (S2)

Tabel 9.2 Jumlah Karyawan dan Kualifikasinya (lanjutan)

Jabatan

Juml

Pendidikan

ah Manajer Teknik

1

Teknik Mesin (S2)

Manajer Umum dan Keuangan

1

Ekonomi/Manajemen (S2)

Manajer Pembelian dan Pemasaran

1

Kepala Seksi Proses

1

Kepala Seksi Laboratorium

Ekonomi/Manajemen (S1) Teknik Kimia (S1) Teknik Kimia (S1)

R&D

1

Kepala Seksi Laboratorium QC

1

Teknik Kimia (S1)

Kepala Seksi Laboratorium QA

1

Teknik Kimia (S1)

Kepala Seksi Utilitas

1

Teknik Kimia (S1)

Kepala Seksi Mesin

1

Teknik Mesin (S1)

Kepala Seksi Listrik

1

Teknik Elektro (S1)

Kepala Seksi Instrumentasi

Teknik Instrumentasi Pabrik 1

Kepala Seksi Pemeliharaan

(D4) Politeknik (D3)

Pabrik

1

Kepala Seksi Keuangan

1

Ekonomi (S1)

Kepala Seksi Administrasi

1

Manajemen/Akuntansi (S1)

Kepala Seksi Personalia

1

Hukum (S1)


Kepala Seksi Humas

1

Ilmu Komunikasi (S1)

Kepala Seksi Keamanan

1

ABRI

Kepala Seksi Pembelian

1

Manajemen Pemasaran (D3)

Kepala Seksi Penjualan

1

Manajemen Pemasaran (D3)

Karyawan Produksi

45

SMK/Politeknik

Karyawan Teknik

17

SMK/Politeknik

Karyawan Umum dan

SMU/D1/Politeknik

Keuangan

15

Karyawan Pembelian dan Pemasaran Dokter

15

SMU/D1/Politeknik

1

Kedokteran (S1)

Perawat

2

Akademi Perawat (D3)

Petugas Keamanan

15

SMU/Pensiunan ABRI

Petugas Kebersihan

10

SMU

Supir

4

SMU/STM

Jumlah

150


9.7

Sistem Penggajian

Penggajian karyawan didasarkan kepada jabatan, tingkat pendidikan, pengalaman kerja, keahlian dan resiko kerja. Tabel 9.3 Perincian Gaji Karyawan

Jabatan Dewan Komisaris General Manager Staf Ahli Sekretaris Manajer Produksi Manajer Teknik Manajer Umum dan Keuangan Manajer Pembelian dan Pemasaran Kepala Seksi Proses Kepala Seksi Laboratorium R&D Kepala Seksi Laboratorium QC Kepala Seksi Laboratorium QA Kepala Seksi Utilitas Kepala Seksi Mesin Kepala Seksi Listrik Kepala Seksi Instrumentasi Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik Kepala Seksi Keuangan Kepala Seksi Administrasi Kepala Seksi Personalia Kepala Seksi Humas Kepala Seksi Keamanan Kepala Seksi Pembelian Kepala Seksi Penjualan Karyawan Produksi Karyawan Teknik Karyawan Umum dan Keuangan Karyawan Pembelian dan Pemasaran Dokter Perawat Petugas Keamanan Petugas Kebersihan

Jumlah 1 1 2 2 1 1 1

Gaji/bulan (Rp) 20.000.000 15.000.000 12.000.000 2.500.000 12.000.000 12.000.000 12.000.000

Jumlah gaji/bulan (Rp) 20.000.000 15.000.000 24.000.000 5.000.000 12.000.000 12.000.000 12.000.000

1 1

12.000.000 5.000.000

12.000.000 5.000.000

1 1 1 1 1 1 1

5.000.000 5.000.000 5.000.000 4.500.000 4.500.000 4.500.000 4.000.000

5.000.000 5.000.000 5.000.000 4.500.000 4.500.000 4.500.000 4.000.000

1 1 1 1 1 1 1 1 45 17

4.000.000 3.500.000 3.500.000 3.000.000 3.000.000 3.000.000 3.000.000 3.000.000 1.500.000 1.500.000

4.000.000 3.500.000 3.500.000 3.000.000 3.000.000 2.500.000 3.000.000 3.000.000 67.500.000 25.500.000

15

1.500.000

22.500.000

15 1 2 15 10

1.500.000 4.000.000 1.500.000 1.000.000 800.000

22.500.000 4.000.000 3.000.000 15.000.000 8.000.000


Supir Jumlah

4 150

1.000.000


4.000.000 347.500.000

9.8

Fasilitas Tenaga Kerja Selain upah resmi, perusahaan juga memberikan beberapa fasilitas

kepada setiap tenaga kerja antara lain: 1. Fasilitas cuti tahunan. 2. Tunjangan hari raya dan bonus. 3. Fasilitas asuransi tenaga kerja, meliputi tunjangan kecelakaan kerja dan tunjangan kematian, yang diberikan kepada keluarga tenaga kerja yang meninggal dunia baik karena kecelakaan sewaktu bekerja maupun di luar pekerjaan. 4. Pelayanan kesehatan secara cuma-cuma. 5. Penyediaan sarana transportasi/bus karyawan. 6. Penyediaan kantin, tempat ibadah dan sarana olah raga. 7. Penyediaan seragam dan alat-alat pengaman (sepatu, seragam dan sarung tangan). 8. Fasilitas kenderaan untuk para manajer bagi karyawan pemasaran dan pembelian. 9. Family Gathering Party (acara berkumpul semua karyawan dan keluarga) setiap satu tahun sekali. 10. Bonus 1% dari keuntungan perusahaan akan didistribusikan untuk seluruh karyawan.


BAB X ANALISA EKONOMI

Suatu pabrik harus dievaluasi kelayakan berdirinya dan tingkat pendapatannya sehingga perlu dilakukan analisa perhitungan secara teknik. Selanjutnya, perlu juga dilakukan analisa terhadap aspek ekonomi dan pembiayaannya. Hasil analisa tersebut diharapkan berbagai kebijaksanaan dapat diambil untuk pengarahan secara tepat. Suatu rancangan pabrik dianggap layak didirikan bila dapat beroperasi dalam kondisi yang memberikan keuntungan. Berbagai parameter ekonomi digunakan sebagai pedoman untuk menentukan layak tidaknya suatu pabrik didirikan dan besarnya tingkat pendapatan yang dapat diterima dari segi ekonomi. Parameter-parameter tersebut antara lain: 1. Modal investasi / Capital Investment (CI) 2. Biaya produksi total / Total Cost (TC) 3. Marjin keuntungan / Profit Margin (PM) 4. Titik impas / Break Even Point (BEP) 5. Laju pengembalian Modal / Return On Investment (ROI) 6. Waktu pengembalian Modal / Pay Out Time (POT) 7. Laju pengembalian internal / Internal Rate of Return (IRR)

10.1

Modal Investasi

Modal investasi adalah seluruh modal untuk mendirikan pabrik dan mulai menjalankan usaha sampai mampu menarik hasil penjualan. Modal investasi terdiri dari:

10.1.1 Modal Investasi Tetap / Fixed Capital Investment (FCI) Modal investasi tetap adalah modal yang diperlukan untuk menyediakan segala peralatan dan fasilitas manufaktur pabrik. Modal investasi tetap ini terdiri dari: 1. Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) / Direct Fixed Capital Investment (DFCI), yaitu modal yang diperlukan untuk mendirikan bangunan pabrik, membeli dan memasang mesin, peralatan proses, dan peralatan pendukung yang diperlukan untuk operasi pabrik.


Modal investasi tetap langsung ini meliputi:

-

Modal untuk tanah

-

Modal untuk bangunan dan sarana

-

Modal untuk peralatan proses

-

Modal untuk peralatan utilitas

-

Modal untuk instrumentasi dan alat kontrol

-

Modal untuk perpipaan

-

Modal untuk instalasi listrik

-

Modal untuk insulasi

-

Modal untuk investaris kantor

-

Modal untuk perlengkapan kebakaran dan keamanan

-

Modal untuk sarana transportasi

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal investasi tetap langsung, MITL sebesar Rp 89.609.771.478,2. Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL) / Indirect Fixed Capital Investment (IFCI), yaitu modal yang diperlukan pada saat pendirian pabrik (construction overhead) dan semua komponen pabrik yang tidak berhubungan secara langsung dengan operasi proses. Modal investasi tetap tak langsung ini meliputi:

-

Modal untuk pra-investasi

-

Modal untuk engineering dan supervisi

-

Modal biaya legalitas

-

Modal biaya kontraktor (contractor’s fee)

-

Modal untuk biaya tak terduga (contigencies)

Dari perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal investasi tetap tak langsung, MITTL sebesar Rp 30.781.021.617,Maka total modal investasi tetap, Total MIT = MITL + MITTL = Rp 89.609.771.478,- + Rp 30.781.021.617,= Rp 120.390.793.095,-


10.1.2 Modal Kerja / Working Capital (WC) Modal kerja adalah modal yang diperlukan untuk memulai usaha sampai mampu menarik keuntungan dari hasil penjualan dan memutar keuangannya. Jangka waktu pengadaan biasanya antara 3 – 4 bulan, tergantung pada cepat atau lambatnya hasil produksi yang diterima. Dalam perancangan ini jangka waktu pengadaan modal kerja diambil 3 bulan. Modal kerja ini meliputi:

-

Modal untuk biaya bahan baku proses dan utilitas.

-

Modal untuk kas. Kas merupakan cadangan yang digunakan untuk kelancaran operasi dan jumlahnya tergantung pada jenis usaha. Alokasi kas meliputi gaji pegawai, biaya administrasi umum dan pemasaran, pajak, dan biaya lainnya.

-

Modal untuk mulai beroperasi (start-up).

-

Modal untuk piutang dagang. Piutang dagang adalah biaya yang harus dibayar sesuai dengan nilai penjualan yang dikreditkan. Besarnya dihitung berdasarkan lamanya kredit dan nilai jual tiap satuan produk. Rumus yang digunakan: PD =

IP × HPT 12

Dengan: PD = piutang dagang IP

= jangka waktu yang diberikan (3 bulan)

HPT = hasil penjualan tahunan Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal kerja sebesar Rp 70.120.897.367,Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 120.390.793.095,- + Rp 70.120.897.367,= Rp 190.511.690.462,Modal investasi berasal dari:

-

Modal sendiri/saham-saham sebanyak 60% dari modal investasi total


Modal sendiri adalah Rp 114.307.014.277,-

Pinjaman dari bank sebanyak 40% dari modal investai total Pinjaman bank adalah Rp 76.204.676.185,-

10.2

Biaya Produksi Total (BPT) / Total Cost (TC)

Biaya produksi total merupakan semua biaya yang digunakan selama pabrik beroperasi. Biaya produksi total meliputi:

10.2.1 Biaya Tetap / Fixed Cost (FC) Biaya tetap adalah biaya yang jumlahnya tidak tergantung pada jumlah produksi, meliputi:

-

Gaji tetap karyawan

-

Bunga pinjaman bank

-

Depresiasi dan amortisasi

-

Biaya perawatan tetap

-

Biaya tambahan industri

-

Biaya administrasi umum

-

Biaya pemasaran dan distribusi

-

Biaya laboratorium, penelitian dan pengembangan

-

Biaya hak paten dan royalti

-

Biaya asuransi

-

Pajak Bumi dan Bangunan (PBB)

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya tetap (FC) adalah sebesar Rp 58.164.907.572,-. 10.2.2 Biaya Variabel (BV) / Variable Cost (VC) Biaya variabel adalah biaya yang jumlahnya tergantung pada jumlah produksi. Biaya variabel meliputi:

-

Biaya bahan baku proses dan utilitas

-

Biaya variabel tambahan, meliputi biaya perawatan dan penanganan lingkungan, pemasaran dan distribusi.

-

Biaya variabel lainnya


Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya variabel (VC) adalah sebesar Rp 68.091.271.881,-

Total Biaya Produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 58.164.907.572,- + Rp 68.091.271.881,= Rp 126.256.179.454,-

10.3

Total Penjualan (Total Sales) Penjualan diperoleh dari hasil penjualan produk etilen oksida dan

fuel gas adalah sebesar Rp 168.886.906.306,-. Maka laba penjualan adalah sebesar Rp 42.630.726.853,-.

10.4

Bonus Perusahaan Sesuai fasilitas tenaga kerja dalam pabrik pembuatan etilen oksida,

maka perusahaan memberikan bonus 0,5% dari keuntungan perusahaan yaitu sebesar

10.5

Rp 213.153.634,-

Perkiraan Rugi/Laba Usaha

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh: 1. Laba sebelum pajak (bruto)

= Rp 42.417.573.218,-

2. Pajak penghasilan (PPh)

= Rp 12.707.771.966,-

3. Laba setelah pajak (netto)

= Rp 29.709.801.253,-

10.6

Analisa Aspek Ekonomi

10.6.1 Profit Margin (PM) Profit Margin adalah persentase perbandingan antara keuntungan sebelum pajak penghasilan PPh terhadap total penjualan.

Laba sebelum pajak × 100 % Total penjualan Rp 42.417.573.218 × 100% PM = Rp 168.886.906.306 PM =

PM = 25,12%


Dari hasil perhitungan diperoleh profit margin sebesar 25,12%, maka pra rancangan pabrik ini memberikan keuntungan.

10.6.2 Break Even Point (BEP) Break Even Point adalah keadaan kapasitas produksi pabrik pada saat hasil penjualan hanya dapat menutupi biaya produksi. Dalam keadaan ini pabrik tidak untung dan tidak rugi.

Biaya Tetap × 100 % Total Penjualan − Biaya Variabel Rp 58.164.907.572 BEP = × 100 % Rp 168.886.906.306 − Rp 68.091.271.881

BEP =

BEP = 57,71% = 57,71 % × 3.600 ton/tahun

Kapasitas produksi pada titik BEP

= 2077,4081 ton/tahun Nilai penjualan pada titik BEP

= 57,71 % × Rp 168.886.906.306 ,= Rp 97.457.507.476,-

Dari data feasibilities, (Timmerhaus, 1991):

-

BEP ≤ 50 %, pabrik layak (feasible)

-

BEP ≥ 70 %, pabrik kurang layak (infeasible).

Dari perhitungan diperoleh BEP = 57,71 %, maka pra rancangan pabrik ini layak. 10.6.3 Return on Investment (ROI) Return on Investment adalah besarnya persentase pengembalian modal tiap tahun dari penghasilan bersih.

Laba setelah pajak × 100 % Total Modal Investasi Rp 29.709.801.253 × 100 % ROI = Rp 190.511.690.462 ROI =

ROI = 15,59%


Analisa ini dilakukan untuk mengetahui laju pengembalian modal investasi total dalam pendirian pabrik. Kategori resiko pengembalian modal tersebut adalah:

•

ROI ≤ 15 % resiko pengembalian modal rendah.

•

15 ≤ ROI ≤ 45 % resiko pengembalian modal rata-rata.

•

ROI ≥ 45 % resiko pengembalian modal tinggi. Dari hasil perhitungan diperoleh ROI sebesar 15,59%; sehingga

pabrik yang akan didirikan ini termasuk resiko laju pengembalian modal rata-rata.

10.6.4 Pay Out Time (POT) Pay Out Time adalah angka yang menunjukkan berapa lama waktu pengembalian modal dengan membandingkan besar total modal investasi dengan penghasilan bersih setiap tahun. Untuk itu, pabrik dianggap beroperasi pada kapasitas penuh setiap tahun.

1 × 1 tahun 0,1559 POT = 6,41 tahun

POT =

Dari hasil perhitungan, didapat bahwa seluruh modal investasi akan kembali setelah 6,41 tahun operasi.

10.6.5 Return on Network (RON) Return on Network merupakan perbandingan laba setelah pajak dengan modal sendiri.

Laba setelah pajak × 100 % Modal sendiri Rp 29.709.801.253 × 100 % RON = Rp 114.307.014.277 RON =

RON = 25,99%

10.6.6 Internal Rate of Return (IRR)


Internal Rate of Return merupakan persentase yang menggambarkan keuntungan rata-rata bunga pertahunnya dari semua pengeluaran dan pemasukan besarnya sama. Apabila IRR ternyata lebih besar dari bunga riil yang berlaku, maka pabrik akan menguntungkan tetapi bila IRR lebih kecil dari bunga riil yang berlaku maka pabrik dianggap rugi. Dari perhitungan Lampiran E diperoleh IRR = 28,86%, sehingga pabrik akan menguntungkan karena lebih besar dari bunga bank saat ini sebesar 13% (Tempo Interaktif, 2007).


BAB XI KESIMPULAN

Hasil analisa perhitungan pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida dengan kapasitas 3.600 ton/tahun diperoleh beberapa kesimpulan, yaitu: 1. Kapasitas produksi etilen oksida 3.600 ton/tahun menggunakan bahan baku etilen sebanyak 586,0413 kg/jam.

2. Bentuk hukum perusahaan yang direncanakan adalah Perseroan Terbatas (PT) 3. Bentuk organisasi yang direncanakan adalah garis dan staf dengan jumlah tenaga kerja yang dibutuhkan 150 orang. 4. Luas tanah yang dibutuhkan adalah 11.090 m2 5. Analisa ekonomi: •

Modal Investasi Total

: Rp 120.390.793.095,-

•

Biaya Produksi

: Rp 126.256.179.454,-

•

Hasil Penjualan

: Rp 168.886.906.306,-

•

Laba Bersih

•

Profit Margin

: 25,12%

•

Break Even Point

: 57,71%

•

Return on Investment

: 15,59%

•

Pay Out Time

: 6,41 tahun

•

Return on Network

: 25,99%

•

Internal Rate of Return

: 28,86%

: Rp

29.709.801.253,-

Dari hasil analisa aspek ekonomi dapat disimpulkan bahwa pabrik Pembuatan Etilen Oksida ini layak untuk didirikan.


DAFTAR PUSTAKA Anonim. Analisa, 28 September 2007. Anonim. 2000. Seri Perpajakan: Pajak Bumi dan Bangunan 2000. Jakarta: Penerbit Sinar Grafika. Antara.

2007.

Harga

BBM

Industri

dan

Pertamax

Naik.

http://www.antara.co.id/ Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI. 2006. Data Premi Perusahaan Asuransi Indonesia. Brownell, L.E. dan Young, E.H. 1959. Process Equipment Design. New Delhi: Wiley Eastern, Ltd. Clark, Jim. 2003. Epoxyethane (Ethylene Oxide). http://www.chemguide.co.uk/organicprops/alkenes/epoxyethane.html Degremont. 1991. Water Treatment Handbook. Sixth Edition. France: Lavoisier Publishing. Devanney, Michael T. 2007. Ethylene. http://www.sriconsulting.com/CEH/Public/Reports/432.0000/ Devanney, Michael T. 2007. Ethylene Oxide. http://www.sriconsulting.com/CEH/Public/Reports/654.5000/ Emulsifiers. 2007. Ethylene Oxide. http://www.emulsifiers.in/about_ethylene_oxide.htm Engineering Toolbox. 2005. Gases and Densities. http://www.engineeringtoolbox.com/gas-density-d_158.html EPA. 1986. Locating And Estimating Air Emissions From Sources Of Ethylene Oxide. http://www.epa.gov/ttn/chief/le/ethoxy.pdf Geankoplis, C.J. 1997. Transport Process and Unit Operation. Ally and Bacon: New York. ICIS. 2007. Ethylene Oxide. http://www.icispricing.com/il_shared/Samples/SubPage151.asp Kern, D.Q. 1965. Process Heat Transfer. McGraw Hill: New York


Kemmer, Frank N. 1988. The Nalco Water Handbook. 2nd Edition. New York: McGraw-Hill Book Company. Levenspiel, Octave. 1962. Chemical Reaction Engineering. 2nd ed. New York: John Wiley and Sons. Lyman. 1982. HandBook of Chemical Property Estimation Methods. New York: John Wiley and Sons Inc. Madura, Jeff. 2000. Introduction to Business.2nd Edition. USA: SouthWestern College Publishing. Martínez, Isidoro. 2007. Properties Of Several Substances. http://imartinez.etsin.upm.es/dat1/eLIQ.htm McCabe, W.L., Julian Smith dan Peter Harriott. 1999. Operasi Teknik Kimia. Jakarta: Erlangga. Menteri Negara Lingkungan Hidup. 1998. Keputusan Menteri Negara Lingkungan Hidup No. 3 Tahun 1998 Tentang Baku Mutu Limbah Cair Bagi Kawasan Industri. http://www.menlh.go.id/i/art/pdf. Metcalf & Eddy. 1991. Wastewater Engineering Treatment, Disposal, Reuse. New Delhi: McGraw-Hill Book Company. Metcalf & Eddy. 2003. Wastewater Engineering, Treatment & Reuse. 4rd Edition. New Delhi: McGraw-Hill Book Company. Montgomery, Douglas C. 1992. Reka Bentuk dan Analisis Uji Kaji (Terjemahan). Kuala Lumpur: Penerbit Universiti Sains Malaysia Pulau Pinang. NAPM-New York Commodity Corner. 2007. Commodity Price Forecast. http://www.napm-ny.org/resources/commodity.html Othmer, Kirk. 1949. Encyclopedia of Chemical Engineering Technology. New York: John Wiley and Sons Inc. Perry, Robert H. dan Dow W. Green. 1999. Chemical Engineering HandBook. 7th Edition. New York: McGraw-Hill Book Company. Peters, M.S, Klaus D. Timmerhaus dan Ronald E. West. 2004. Plant Design and Economics for Chemical Engineer. 5th Edition. International Edition. Singapore: Mc.Graw-Hill.


Petrochemical Manufacturing. 2004. Petrochemical News. http://www.chemicalhouse.com. PT. Bratachem Chemical. 2007. Price Product List. Jakarta. PT. Prudential Life Assurance. 2005. Prufast-Start Training: Product Knowledge. Reklaitis, G.V. 1983. Introduction to Material and Energy Balance. New York: McGraw Hill Book Company. Rusjdi, Muhammad. 2004. PPh Pajak Penghasilan. Jakarta: PT Indeks Gramedia Rusjdi, Muhammad. 2004. PPN dan PPnBM: Pajak Pertambahan Nilai dan Pajak atas Barang Mewah. Jakarta: PT Indeks Gramedia. Sanepr. 2007. Demand For Ethylene Glycol And Ethylene Oxide Will Grow By Robust 6.5-7 % a Year. http://www.sanepr.com/ Shell Chemicals Limited, 2006. Product overview: Ethylene oxide. http://www.shellchemicals.com/ethylene_oxide/1,1098,1502,00.html Siagian, Sondang P. 1992. Fungsi-fungsi Manajerial. Jakarta: Offset Radar Jaya. Siregar, Sopia. 2007.Chandra Asih Investasi US$40 Juta Untuk Ekspansi Produksi. http://www.media-indonesia.com/berita.asp?id=131664 Smith, J.M. dan H.C. Van Ness. 2006. Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics. 6th ed. New York: McGraw Hill Book Company. Smith, J.M. dan H.C. Van Ness. 1981. Chemical Engineering Kinetics. 3th ed. New York: McGraw Hill Book Company. Sutarto. 2002. Dasar-dasar Organisasi. Yogyakarta: Gajah Mada University Press. The Silver Institute. 2007. Price History: 2000 to Present. http://www.silverinstitute.org/price Theis, Gerhard dan Vansant. 2002. Method For Producing Ethylene Oxide By Directly Oxidizing Ethylene With Air And Oxygen. http://www.freepatentsonline.com/6397599.pdf


Thermexcel. 2003. Physical Characteristics Of Water. http://www.thermexcel.com/english/tables/eau_atm.htm. Treybal, Robert E. 1987. Mass Transfer Operations. USA: Mc.GrawHill Book Company. Ulrich, G.D. 1984. A Guide to Chemical Engineering Process Design and Economics. New York: John Wiley and Sons. Walas, Stanley M., 1988. Chemical Proses Equipment. Department of Chemical and Petroleum Engineering. University of Kansas. Waluyo. 2000. Perubahan Perundang-undangan Perpajakan Era Reformasi. Jakarta: Penerbit Salemba Empat. Wikipedia. 2007. www.wikipedia.com. WVUProject. 2007. Ethylene Oxide Production. http://www.che.cemr.wvu.edu.pdf.


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA Basis perhitungan

= 1 jam operasi

Satuan berat

= kilogram (kg)

Bahan baku

= - Etilen (C2H4) - Oksigen (O2)

Produk akhir

= Etilen Oksida (C2H4O)

Kemurnian etilen oksida

= 99,9594%

Kapasitas produksi

= 3600 ton/tahun = 454,7302 kg/jam

Jumlah hari operasi

= 330 hari

Jumlah jam operasi

= 24 jam


A.1

Mixing Point I (M-101)

(21) (1)

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g)

M-101

C2H4 (g)

(3)

C2H4 (g) = 5,6101% C2H4O (g) = 0,0545% CO2 (g) = 0,2663% O2 (g) = 18,6241% N2 (g) H2O (g)

Data (WVU Project, 2001):

-

w C3 2 H 4

= 5,6101%

-

w 3C 2 H 4 O

= 0,0545%

-

w 3CO2

= 0,2663%

-

w 3O2

= 18,6241%

-

Basis perhitungan, F1 = 586,0413 kg/jam

Neraca Massa Total: F3 = F1 + F21 F3 = 586,0413 + F21

(1) Neraca Massa Komponen: : FC32 H 4 = FC1 2 H 4 + FC212 H 4

C2H4

5,6101 % F3 = 586,0413 + FC212 H 4

(2) : FC32 H 4 O = FC212 H 4 O

C2H4O

0,0545% FC32 H 4 O = FC212 H 4 O

(3) CO2

3 21 : FCO = FCO 2 2 3 21 0,2663 % FCO = FCO 2 2

(4) O2

: F = FO212 3 O2


18,6241 % FO32 = FO212

(5) : FN3 2 = FN212

N2 (6)

: FH3 2 O = FH212 O

H2O (7)

A.2

Mixing Point II (M-201) C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g)

(3)

M-201

(7)

(4) O2 (g) = 21% N2 (g)



-

w O4 2 = 21%

-

F4 = 25 F1

-

FC72 H 4 FO7 2

= 0,145117

(8) Maka F4 = 25 × 586,0413 = 14651,0331 kg/jam Neraca Massa Total: F7 = F 4 + F3 F 7 = 14651,0331 + F 3

(9) Neraca Massa Komponen: : FC72 H 4 = FC32 H 4

C2H4

FC72 H 4 = 5,6101 % F 3

(10) O2

: FO72 = FO42 + FO32 FO72 = 21% × 14651,0331 + 18,6241 % F 3


FO72 = 3076,6182 + 18,6241 % F 3

(11) Dari persamaan (8) diperoleh : FC72 H 4 = 0,145117 FO7 2 5,6201 % F 3 = 0,145117 × (3076,6182 + 18,6241 % F 3 ) F 3 = 15356,1182 kg/jam

Dari persamaan (9) diperoleh: F 7 = 30007,1513 kg/jam

Neraca Massa Komponen: C2H4

: FC72 H 4 = 5,6201 % F 3 = 861,4981 kg/jam

C2H4O

: FC72 H 4O = 0,0545 % F 3 = 8,3643 kg/jam

CO2

7 : FCO = 0,2663 % F 3 = 40,8927 kg/jam 2

O2

: FO72 = 3076,6182 + 18,6241 % F 3 = 5936,5637 kg/jam

N2

: FN7 2 = 11574,4149 + FN3 2

(12) : FH7 2O = FH3 2O

H2O (13)

Dengan demikian maka alur (21) dapat dihitung: : 5,6101 % × 15356,1182 = 586,0413 + FC212 H 4

C2H4 (2)

FC212 H 4 = 275,4568 kg/jam

: 0,0545% FC32 H 4O = FC212 H 4O

C2H4O (3)

FC212 H 4O = 8,3643 kg/jam 3 21 : 0,2663 % FCO = FCO 2 2

CO2 (4)

21 FCO = 40,8927 kg/jam 2


: 18,6241 % FO32 = FO212

O2 (5)

FO212 = 2859,9455 kg/jam

A.3

Reaktor I (R-201) C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g)

(7)

Reaktor I (R-201)

(9)

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) = 0,2130% O2 (g) N2 (g) H2O (g)


-

Konversi C2H4 pada reaksi I = 19,29 %

-

w 9CO2 = 0,2130 %

-

N 9CO 2 N 9H 2O

= 1,015158

C2H4

+

M:

X

B :

0,1929X

S:

0,8071X

½ O2

(14) →

C2H4O

Karena reaksi II berlangsung sempurna maka : FC92 H 4 = (0,8071 X) × 28,05

X = 0,044171 FC92 H 4 Dari reaksi I di atas diperoleh bahwa r1 = 0,1929X = 0,008521 FC92 H 4 Neraca Massa Total: F 9 = F 7 = 30007,1513 kg/jam

Neraca Massa Komponen: CO2

9 7 : N CO = N CO + 2 r1 2 2 9 7 FCO = FCO + 88,022 r1 2 2


(15)

63,9273 = 40,8927 + 88,022 r1

r1 = 5,8740 kmol/jam Dari persamaan (15) diperoleh FC92 H 4 = 689,3905 kg/jam C2H4

: N C9 2 H 4 = N C7 2 H 4 − r1 − r2 FC92 H 4 = FC72 H 4 − 28,056 r1 − 28,056 r2

689,3905 = 861,4981 − 28,056 × 5,8740 − 28,056 × r2

r2 = 0,2617 kmol/jam C2H4O

: N C9 2 H 4O = N C7 2 H 4O + r1 FC92 H 4O = FC72 H 4O + 44,052 r1 FC92 H 4O = 8,3643 + 44,052 × 5,8740 FC92 H 4O = 267,1160 kg/jam

O2

: N 9O2 = N O7 2 − 0,5 r1 − 3 r2 FO92 = FO72 − 16 r1 − 96 r2 FO92 = 5936,5637 − 16 × 5,8740 − 96 × 0,2617 FO92 = 5817,4555 kg/jam

Dari persamaan (14) : N 9CO 2 × 44,01 =1,015158 N 9H 2O × 18,016 9 FCO = 2,479856 FH9 2O 2

FH9 2O = 25,7786 kg/jam

H2O

: N 9H 2O = N 7H 2O + 2 r2 FH92O = FH7 2O + 36,032 r2 25,7786 = FH7 2O + 36,032 × 0,2617 FH7 2O = FH3 2O = FH212O = 16,3491 kg/jam

N2

9 : FN9 2 = FN7 2 = F 9 − FC92 H 4 − FC92 H 4O − FCO − FO92 − FH9 2O 2

FN9 2 = FN7 2 = 23143,4834 kg/jam

Dari persamaan (12) diperoleh : FN7 2 = 11574,4149 + FN3 2 FN3 2 = FN212 = 11569,0685 kg/jam

A.4

Absorber I (T-201)


H2O (l) C2H4 (g) C2H4O (g) (9) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g)

(11) Absorber I (T-201)

(12)

(13) C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (l)



-

FC122 H 4 = 99,92 % FC92 H 4

-

FC132 H 4O = 92,5 % FC92 H 4O

-

12 9 FCO = 99,99 % FCO 2 2

-

FO122 = 99,99 % FO92

-

FN122 = 99,99 % FN9 2

-

FH132O = 99,7 % FH9 2O + F 11

-

F11 = 0,35 F 9

(16) Neraca Massa Total: F 9 + F11 = F13 + F12

Dari persamaan (16) diperoleh : F11 = 0,35 F 9 = 10502,5030 kg/jam Neraca Massa Komponen: C2H4

: FC122 H 4 = 99,92 % × 689,3905 = 688,8390 kg/jam FC132 H 4 = FC92 H 4 − FC122 H 4 = 0,5515 kg/jam

C2H4O

: FC132 H 4O = 92,5 % × 267,1160 = 247,0823 kg/jam FC122 H 4O = FC92 H 4O − FC132 H 4O = 20,0337 kg/jam

CO2

12 : FCO = 99,99 % × 63,9273 = 63,9209 kg/jam 2 13 9 12 FCO = FCO − FCO = 0,0064 kg/jam 2 2 2


: FO122 = 99,99 % × 5817,4555 = 5816,8741 kg/jam

O2

FO132 = FO9 2 − FO122 = 0,5817 kg/jam

: FN122 = 99,99 % × 23143,4834 = 23141,1689 kg/jam

N2

FN132 = FN9 2 − FN122 = 2,3143 kg/jam

: FH132O = 99,7 % × (25,7786 + 10502,5030) = 10496,6967 kg/jam

H2O

FH122O = FH9 2O + F11 − FH132O = 31,5848 kg/jam

A.5

Reaktor II (R-202) C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g)

(12)

Reaktor II (R-202)

(15)

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) = 0,2749% O2 (g) N2 (g) H2O (g)


-

Konversi C2H4 pada reaksi I = 19,29 %

-

w 15 CO2 = 0,2749 %

C2H4

+

M:

X

B :

0,1929X

S:

0,8071X

½ O2

→

C2H4O

Karena reaksi II berlangsung sempurna maka : FC152 H 4 = (0,8071 X) × 28,05

X = 0,044171 FC152 H 4 Dari reaksi I di atas diperoleh bahwa r1 = 0,1929X = 0,008521 FC152 H 4 Neraca Massa Total: F15 = F12 = 29762,4214 kg/jam

Neraca Massa Komponen: CO2

12 : N 15 CO2 = N CO2 + 2 r1 15 12 FCO = FCO + 88,022 r1 2 2


(17)

81,8113 = 63,9209 + 88,022 r1

r1 = 4,6979 kmol/jam Dari persamaan (17) diperoleh FC152 H 4 = 551,3604 kg/jam C2H4

12 : N 15 C 2 H 4 = N C 2 H 4 − r1 − r2

FC152 H 4 = FC122 H 4 − 28,056 r1 − 28,056 r2 551,3604 = 688,8390 − 28,056 × 4,6979 − 28,056 × r2

r2 = 0,2033 kmol/jam C2H4O

12 : N 15 C 2 H 4O = N C 2 H 4O + r1

FC152 H 4O = FC122 H 4O + 44,052 r1 FC152 H 4O = 20,0337 + 44,052 × 4,6979 FC152 H 4O = 226,9780 kg/jam

O2

12 : N 15 O2 = N O2 − 0,5 r1 − 3 r2

FO152 = FO122 − 16 r1 − 96 r2 FO152 = 5816,8741 − 16 × 4,6979 − 96 × 0,2033 FO152 = 5722,1944 kg/jam

N2

: FN152 = FN122 = 23141,1689 kg/jam

H2O

12 : N 15 H 2O = N H 2O + 2 r2

FH152O = FH122O + 36,032 r2 FH152O = 31,5848 + 36,032 × 0,2033 FH152O = 38,9084 kg/jam

A.6

Absorber II (T-202) H2O (l)

(17) C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g)

(15)

Absorber II (18)

(19)


C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) Yenny : Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida Katalis Perak, 2007 H2Odengan (l) USU Repository © 2008

Data (WVU Project, 2001): - F17 = F11 - F19 = 2 × F21 F17 = F11 = 10502,5029 kg/jam F19 = 2 × 14770,0769 = 29540,1538 kg/jam Neraca Massa Total: F15 + F17 = F19 + F18 F18 = 29762,4214 + 10502,5029 − 29540,1538

F18 = 10724,7705 kg/jam Neraca Massa Komponen: C2H4

: FC152 H 4 = FC192 H 4 + FC182 H 4 FC182 H 4 = 551,3604 - 550,9136 FC182 H 4 = 0,4468 kg/jam

C2H4O

: FC152 H 4O = FC192 H 4O + FC182 H 4O FC182 H 4O = 226,9780 - 16,7286 FC182 H 4O = 210,2494 kg/jam

CO2

15 19 18 : FCO = FCO + FCO 2 2 2 18 FCO = 81,8113 - 81,7854 2 18 FCO = 0,0259 kg/jam 2

O2

: FO152 = FO192 + FO182 FO182 = 5722,1944 - 5719,8910 FO182 = 2,3034 kg/jam

N2

: FN152 = FN192 + FN182 FN182 = 23141,1689 - 23138,1370 FN182 = 3,0319 kg/jam

H2O

18 : FH182O = F18 − FC182 H 4 − FC182 H 4O − FCO − FO182 − FN182 2


FH182O = 10508,7131 kg/jam

A.7

Splitter I (SP-201) C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g) C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g)

(21) (19)

(20)

SP-201


Data (WVU Project, 2001): F20 = F21 Maka: F20 = F21 = 14770,0769 kg/jam Neraca Massa Komponen: C2H4

: FC202 H 4 = FC212 H 4 = 275,4568 kg/jam

C2H4O

: FC202 H 4O = FC212 H 4O = 8,3643 kg/jam

CO2

20 21 : FCO = 40,8927 kg/jam = FCO 2 2

O2

: FO202 = FO212 = 2859,9455 kg/jam

N2

: FN202 = FN212 = 11569,0685 kg/jam

H2O

: FH202O = FH212O = 16,3491 kg/jam

A.8

Mixing Point III (M-301)

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (l)


(18) (13)

M-

(22)


Neraca Massa Total:


F13 + F18 = F 22 F 22 = 10747,2329 + 10724,7705 F 22 = 21472,0034 kg/jam


: FC222 H 4 = FC132 H 4 + FC182 H 4 FC222 H 4 = 0,5515 + 0,4468 FC222 H 4 = 0,9983 kg/jam

C2H4O

: FC222 H 4O = FC132 H 4O + FC182 H 4O FC222 H 4O = 247,0823 + 210,2494 FC222 H 4 = 457,3317 kg/jam

CO2

22 13 18 : FCO = FCO + FCO 2 2 2 22 FCO = 0,0064 + 0,0259 2 22 FCO = 0,0323 kg/jam 2

O2

: FO222 = FO132 + FO182 FO222 = 0,5817 + 2,3034 FO222 = 2,8851 kg/jam

N2

: FN222 = FN132 + FN182 FN222 = 2,3143 + 3,0319 FN222 = 5,3462 kg/jam

H2O

: FH222O = FH132O + FH182O FH222O = 10496,6967 + 10508,7131 FH222O = 21005,4098 kg/jam

A.9

Kolom Distilasi (T-301) (29)

C2H4 (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

C2H4 (g) C2H4O (g) (22) CO2 (g) C2H4O (l) = 99,9594% Kolom Distilasi (32) O2 (g) H 2O (l) (T-301) N2 (g) H2O (l) Pabrik Pembuatan Etilen Oksida dengan Katalis Perak, 2007 Yenny : Pra Rancangan USU Repository © 2008

(26)

C2H4O (l) = 0,0133% H2O (l)


-

w C322 H 4O

= 99,9594 %

-

w C262 H 4O

= 0,0133 %

Neraca Massa Komponen: : FC222 H 4O = FC322 H 4O + FC262 H 4O

C2H4O

457,3317 = 99,9594 % F 32 + 0,0133 % F 26 (18) H2O

: FH222O = FH322O + FH262O 21005,4098 = 0,0406 % F 32 + 99,9867 % F 26

(19) Persamaan (18) dan (19) dieliminasi menghasilkan: F32 = 454,7302 kg/jam F26 = 21008,0113 kg/jam Neraca Massa Total: F 22 = F 32 + F 29 + F 26 F 29 = 21472,0034- 454,7302 - 21008,0113 F 29 = 9,2619 kg/jam


: FC292 H 4 = FC222 H 4 = 0,9983 kg/jam

CO2

: FC292 H 4O = FC222 H 4O = 0,0323 kg/jam

O2

: FO292 = FO222 = 2,8851 kg/jam

N2

: FN292 = FN222 = 5,3462 kg/jam

A.10

Splitter II (SP-301) C2H4O (l) H2O (l)


(30) (31)

C2H4O (l) H2O (l)

(32)

SP-301

C2H4O (l) H2O (l)

Data (WVU Project, 2001): reflux ratio = 0,89 F31 = 0,89 F32 = 404,7100 kg/jam Neraca Massa Total: F 30 = F 31 + F 32 F 30 = 859,4402 kg/jam

Neraca Massa Komponen: C2H4O

: FC302 H 4O = FC312 H 4O + FC322 H 4O FC302 H 4O = 404,5455 + 454,5454 FC302 H 4O = 859,0909 kg/jam

H2O

: FH302O = FH312O + FH322O FH302O = 0,1645 + 0,1848 FH302O = 0,3493 kg/jam

A.11

Reflux Drum (D-301) C2H4 (g) C2H4O (l) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (l)

(28)

(29)

C2H4 (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

Reflux Drum (D-301) (30) C2H4O (l) H2O (l)

Neraca Massa Total:


F 28 = F 30 + F 29 F 28 = 859,4402 + 9,2619 F 28 = 868,7021 kg/jam


: FC282 H 4 = FC292 H 4 = 0,9983 kg/jam

C2H4O

: FC282 H 4O = FC302 H 4O = 859,0909 kg/jam

CO2

28 29 : FCO = FCO = 0,0323 kg/jam 2 2

O2

: FO282 = FO292 = 2,8851 kg/jam

N2

: FN282 = FN292 = 5,3462 kg/jam

H2O

: FH282O = FH302O = 0,3493 kg/jam


A.12

Kondensor (E-302)

F 27 = F 28 = 868,7021 kg/jam


: FC272 H 4 = FC282 H 4 = 0,9983 kg/jam

C2H4O

: FC272 H 4O = FC282 H 4O = 859,0909 kg/jam

CO2

27 28 : FCO = FCO = 0,0323 kg/jam 2 2

O2

: FO272 = FO282 = 2,8851 kg/jam

N2

: FN272 = FN282 = 5,3462 kg/jam

H2O

: FH272O = FH282O = 0,3493 kg/jam

A.13

Reboiler (E-303)

Berdasarkan Geankoplis (1997), untuk kondisi umpan campuran fase uap dan cair, nilai q berkisar antara 0 < q < 1. Nilai q dihitung dari banyaknya fraksi cair dalam umpan. q=

∑ jumlah mol cair ∑ jumlah mol total

=

1165,9308 mol = 0,9997 1176,6302 mol


Vd

= Vb + (1-q) F

(Geankoplis, 1997) F27

= F25 + (1 - 0,9997) × F22

868,7023 = F25 + (1 - 0,9997) × 21472,0037 F25

= 862,9122 kg/jam


: FC252 H 4O = 0,0133% F 25 FC252 H 4O = 0,0133% × 862,9122 FC252 H 4O = 0,1145 kg/jam

H2O

: FH252O = 99,9867% F 25 FH252O = 99,9867% × 862,9122 FH252O = 862,7977 kg/jam

Lb

= Ld + q.F

1997) F24

= F31 + 0,9997 × F22

F24

= 404,7100 + 0,9997 × 21472,0034

F24

= 21870,9235 kg/jam


: FC242 H 4O = 0,0133% F 24 FC242 H 4O = 0,0133% × 21870,9235 FC242 H 4O = 2,9008 kg/jam

H2O

: FH242O = 99,9867% F 24 FH242O = 99,9867% × 21870,9235 FH242O = 21868,0227 kg/jam


(Geankoplis,

LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan operasi

: kJ/jam

Temperatur basis

: 25oC

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [J/mol K] Komponen

a

b

c

d

e

-3,45618E07 -4,78345E07

C2H4

16,8346

5,15193E-02

2,16352E-04

C2H4O

17,9573

2,43445E-02

3,51051E-04

CO2

19,0223

7,96291E-02

-7,37067E05

3,74572E-08

-8,13304E12

O2

29,8832

4,33779E-05

-3,70062E08

1,01006E-11

N2

29,4119

5,45064E-06

5,13186E-09

-4,25308E12

H2O

34,0471

3,29983E-05

-2,04467E08

4,30228E-12

-1,13842E02 -3,00681E03 -9,65064E03

1,58794E-10 1,90011E-10

Sumber: Reklaitis, 1983

Tabel LB.2 Kapasitas Panas Liquid, Cpl = a + bT + cT2 + dT3 [J/mol K] Komponen a C2H4O 7,41259 H2O 18,2964 Sumber: Reklaitis, 1983

b

7,42687E-01 4,72118E-01

c

-2,71320E-03 -1,33878E-03

Tabel LB.3 Panas Laten [J/mol] Komponen ΔHv C2H4 13511,1 C2H4O 25526,5 CO2 16560,9 O2 6820,5 N2 5577,5 H2O 40656,2 Sumber: Reklaitis, 1983

Tabel LB.4 Panas Reaksi Pembentukan [kkal/mol] Komponen

ΔHf


d

3,90092E-06 1,31424E-06

C2H4 12,5 C2H4O -12,58 CO2 -94,05 O2 0 N2 0 H2O -57,8 Sumber: Reklaitis, 1983

Tabel LB.5 Data Tekanan Uap Antoine: ln P (kPa) = A – (B/(T+C)) Komponen A C2H4 13,8182 C2H4O 14,5116 CO2 15,3768 O2 13,6835 N2 13,4477 H2O 16,5362 Sumber: Reklaitis, 1983

B 1427,22 2478,12 1956,25 780,26 658,22 3985,44

C -14,308 -33,1582 -2,1117 -4,1758 -2,854 -38,9974

Tabel LB.6 Data Air Pemanas dan Air Pendingin yang Digunakan T (oC) Air 28 48 Saturated steam 260 Sumber: Reklaitis,1983

B.1

H (kJ/kg) 117,3 200,9 -

λ (kJ/kg) 1661,6538

Heater 1 (E-101) Saturated steam 260oC C2H4 (l) 1,5 bar, -113,15oC

(1)

Heater I (E-101)

(2)

C2H4 (g) 1,2 bar, -57oC

Kondensat 260oC 160

1 Panas masuk Heater 1 = ∑ N senyawa

∫c

p

dT

298,15

Tabel LB.7 Panas Masuk Heater 1 (E-201) Komponen C2H4 Total

F1senyawa 586,0413

N1senyawa 20,8927

∫ cpl dT 3369,2438

ΔHvl 2822,8387


∫ cpg dT -6511,7029

N1 ∫ cp dT -62831,7364 -62831,7364

Panas keluar Heater 1 =

2 ∑ N senyawa

216 ,15

∫c

p

dT

298 ,15

Tabel LB.8 Panas Keluar Heater 1 (E-101) Komponen C2H4 Total

F2senyawa 586,0413

N2senyawa 20,8927

N2 ∫ cpg dT 14253,1381 14253,1381

∫ cpg dT 547,0944

dQ/dt = Qout - Qin = 14253,1381 – (-62831,7364) = 77084,8745 kJ/jam Steam yang diperlukan adalah: dQ/dT λ (260 o C) 77084,8745 kJ/jam = 1661,6538 kJ/kg = 46,3905 kg/jam

m=

B.2

Cooler 1 (E-102) Air pendingin 1 bar, 28oC

O2 (g) N2 (g) 3 bar, 159,19oC

(4)

Cooler I (E-102)

(5)

O2 (g) N2 (g) 2,7 bar, 45oC

Air pendingin 1 bar, 48oC

Panas masuk Cooler 1 =

∑N

432 , 34 4 senyawa

∫c

p

dT

298,15

Tabel LB.9 Panas Masuk Cooler 1 (E-102)

Komponen F4senyawa O2 3076,6182 N2 11574,4149 Total

N4senyawa 96,1443 413,0769

∫ cpg dT 4012,9523 3921,9263

N4senyawa ∫ cpg dT 385822,5185 1620057,1454 2005879,6639


Panas keluar Cooler 1 =

5 ∑ N senyawa

318,15

∫c

p

dT

298,15

Tabel LB.10 Panas Keluar Cooler 1 (E-102)

Komponen O2 N2 Total

F5senyawa 3076,6182 11574,4149

N5senyawa 96,1443 413,0769

∫ cpg dT 590,0582 582,2999

N5senyawa ∫ cpg dT 56730,7353 240534,6554 297265,3907

dQ/dt = Qout - Qin = 297265,3907 - 2005879,6639 = -1708614,2732 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0 - dQ/dT H(50 C) - H(28 o C) 1708614,2732 kJ/jam = (200,9 - 117,3) kJ/kg = 20437,9698 kg/jam

m=

B.3

o

Cooler 2 (E-103)

O2 (g) N2 (g) 9 bar, 206,11oC

Air pendingin 28oC

(5)

Cooler 2 (E-103)

(6)

O2 (g) N2 (g) 8,7 bar, 45oC

Air pendingin 48oC


5 ∑ N senyawa

479 , 26

∫c

p

dT

298,15


Komponen O2 N2 Total

F5senyawa 3076,6182 11574,4149

N5senyawa 96,1443 413,0769

∫ cpg dT 5450,5281 5305,0100

N5senyawa ∫ cpg dT 524037,2565 2191377,0838 2715414,3404



∑N

318,15 6 senyawa

∫c

p

dT

298,15


F6senyawa Komponen O2 3076,6182 N2 11574,4149 Total dQ/dt = Qout - Qin

N6senyawa

N6senyawa ∫ cpg dT 56730,7353 240534,6554 297265,3907

∫ cpg dT 590,0582 582,2999

96,1443 413,0769

= 297265,3907 - 2715414,3404 = -2418148,9497 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0 - dQ/dT H(50 C) - H(28 o C) 2418148,9497 kJ/jam = (200,9 - 117,3) kJ/kg = 28925,2267 kg/jam

m=

B.4

o

Heater 2 (E-201) Saturated steam 260oC

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) (7) O2 (g) N2 (g) H2O (g) 26,8 bar, 106,74oC

Heater 2 (E-201)

(8)

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g) 26,5 bar, 240oC

Kondensat 260oC

Panas masuk Heater 2 = ∑ N

379 ,89 7 senyawa

∫c

p

dT

298,15

Tabel LB.13 Panas Masuk Heater 2 (E-201)

Komponen C2H4 C2H4O CO2

F7senyawa 861,4981 8,3643 40,8927

N7senyawa 30,7129 0,1899 0,9292

∫ cpg dT 3905,8163 4121,9338 3177,7114


N7senyawa ∫ cp dT 119959,1206 782,6791 2952,6269

O2 N2 H2O Total

5936,5637 23143,4834 16,3491


∑N

185,5176 825,9630 0,9075

2428,3242 2384,1175 2765,8003

450496,8994 1969192,8054 2509,9056 2545894,0369

513,15 8 senyawa

∫c

p

dT

298,15

Tabel LB.14 Panas Keluar Heater 2 (E-201) Komponen

F8senyawa

C2H4 C2H4O CO2 O2 N2 H2O Total

861,4981 8,3643 40,8927 5936,5637 23143,4834 16,3491

N8senyawa

30,7129 0,1899 0,9292 185,5176 825,9630 0,9075

N8senyawa ∫ cpg dT

∫ cpg dT

11692,8778 12610,0971 8887,2075 6501,3278 6309,2303 7387,7565

359122,7082 2394,4246 8257,7064 1206110,7652 5211190,7918 6704,2335 6793780,6298

dQ/dt = Qout - Qin = 6793780,6298 - 2545894,0369 = 4247886,5929 kJ/jam Steam yang diperlukan adalah: dQ/dT λ (260 o C) 4247886,5929 kJ/jam = 1661,6538 kJ/kg = 2556,4209 kg/jam

m=

B.5

Reaktor 1 (R-201) Air pendingin 48oC C2H4 (g) C2H4O (g) (8) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g) 26,5 bar, 240oC

Reaktor 1 (R-201)

Air pendingin 28oC

(9)



Panas masuk Reaktor 1 = Panas keluar Heater 2 = 6793780,6298 kJ/jam Reaksi yang berlangsung dalam Reaktor 1 antara lain: Reaksi I: C2H4 + ½ O2 → C2H4O ΔH1

= ΔHof (produk) – ΔHof (reaktan) = [-12,58 – (12,5 – 0)] kkal/mol × 4,184 kJ/kkal × 1000 mol/kmol = -104934,72 kJ/kmol

ΔH1 (260oC) = ΔH1 (25oC) + Σ σs ∫ cp dT = -104934,72 + 1 × 12610,0971 – 1 × 11692,8778 – ½ × 6501,3278 = -107268,1645 kJ/kmol Reaksi II: C2H4 + 3 O2 → 2 CO2 + 2 H2O ΔH2

= ΔHof (produk) – ΔHof (reaktan) = (2 × -94,05 + 2 × -57,08) – (12,5 – 0) = -316,2 kkal/mol × 4,184 kJ/kkal × 1000 mol/kmol = -1322980,8 kJ/kmol

ΔH2 (260oC) = ΔH2 (25oC) + Σ σs ∫ cp dT = -1322980,8 + 2 × 8887,2075 + 2 × 7387,7565 – 11692,8778 – 3 × 6501,3278 = -1321627,733 kJ/kmol Panas reaksi total: ΔHr = r1 × ΔH1 + r2 × ΔH2 = (5,8740 × -107268,1645) + (0,2617 × -1321627,733) = -975964,4018 kJ/jam

Panas keluar Reaktor 1 =

9 ∑ N senyawa

513,15

∫c

p

dT

298,15

Tabel LB.15 Panas Keluar Reaktor 1 (R-201)

Komponen C2H4 C2H4O CO2 O2

F9senyawa 689,3905 267,1160 63,9273 5817,4555

N9senyawa 24,5772 6,0639 1,4526 181,7955

∫ cpg dT 11692,8778 12610,0971 8887,2075 6501,3278


N9senyawa ∫ cpg dT 287378,2169 76466,7107 12909,2215 1181912,0789

N2 H2O Total

23143,4834 25,7786

825,9630 1,4309

6309,2303 7387,7565

5211190,7918 10570,9443 6780427,9641

Neraca energi total sistem: dQ/dt = (Qout – Qin) + ΔHr = (6780427,9641 - 6793780,6298) + -975964,4018 = -989317,0675 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0 - dQ/dT H(48 C) - H(28 o C) 989317,0675 kJ/jam = (200,9 - 117,3) kJ/kg = 11833,9362 kg/jam

m=

B.6

o

Cooler 3 (E-202) Air pendingin 28oC C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) (9) O2 (g) N2 (g) H2O (g) 25,75 bar, 240oC

Cooler 3 (E-202)

(10)


Air pendingin 48oC

Panas masuk Cooler 3 = Panas keluar Reaktor I = 6780427,9641 kJ/jam


∑N

318,15 10 senyawa

∫c

p

dT

298,15


Komponen C2H4 C2H4O

F10senyawa 689,3905 267,1160

N10senyawa 24,5772 6,0639

∫ cpg dT 891,4519 930,2137

N10senyawa ∫ cp dT 21909,3940 5640,7480


CO2 O2 N2 H2O Total

63,9273 5817,4555 23143,4834 25,7786

1,4526 181,7955 825,9630 1,4309

751,6464 590,0582 582,2999 672,9543

1091,8131 107269,9163 480958,2100 962,9123 617832,9939

dQ/dt = Qout - Qin = 617832,9939 – 6780427,9641 = -6162594,9702 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0 - dQ/dT H(48 C) - H(28 o C) 6162594,9702 kJ/jam = (200,9 - 117,3) kJ/kg = 73715,2508 kg/jam

m=

B.7

o

Heater 3 (E-203) Saturated Steam 260oC C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g) 30 bar, 30,30oC

(12)

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) (14) O2 (g) N2 (g) H2O (g) 29,7 bar, 240oC

Heater 3 (E-203)

Kondensat 260oC 12 Panas masuk Heater 3 = ∑ N senyawa

303, 45

∫c

p

dT

298,15

Tabel LB.17 Panas Masuk Heater 3 (E-203)

Komponen C2H4 C2H4O CO2 O2 N2

F12senyawa 688,8390 20,0337 63,9209 5816,8741 23141,1689

N12senyawa 24,5575 0,4548 1,4524 181,7773 825,8804

∫ cpg dT 232,1438 241,5748 197,4699 156,1340 154,2591

N12senyawa ∫ cp dT 5700,8809 109,8669 286,8086 28381,6117 127399,6081


H2O Total

31,5848


1,7532

14 ∑ N senyawa

178,1259

513,15

∫c

p

dT

298,15


312,2824 162191,0587

Tabel LB.18 Panas Keluar Heater 3 (E-203)

Komponen

F14senyawa

N14senyawa

∫ cpg dT


C2H4

688,8390

24,5575

11692,8778

287148,3143

C2H4O

20,0337

0,4548

12610,0971

5735,0033

CO2

63,9209

1,4524

8887,2075

12907,9306

O2

5816,8741

181,7773

6501,3278

1181793,8877

N2

23141,1689

825,8804

6309,2303

5210669,6727

31,5848

1,7532

7387,7565

12951,8840

H2O Total

6711206,6927

dQ/dt = Qout - Qin = 6711206,6927 - 162191,0587 = 6549015,6340 kJ/jam Steam yang diperlukan adalah: dQ/dT λ (260 o C) 6549015,6340 kJ/jam = 1661,6538 kJ/kg = 3941,2635 kg/jam

m=

B.8

Reaktor 2 (R-202) Air pendingin 48oC C2H4 (g) C2H4O (g) (14) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g) 26,5 bar, 240oC

Reaktor 2 (R-202)

(15)

Air pendingin 28oC


Panas masuk Reaktor 2 = Panas keluar Heater 3 = 6711206,6927 kJ/jam Reaksi yang berlangsung dalam Reaktor 2 antara lain: Reaksi I: C2H4 + ½ O2 → C2H4O


ΔH1

= ΔHof (produk) – ΔHof (reaktan) = -12,58 – (12,5 – 0) = -25,08 kkal/mol × 4,184 kJ/kkal × 1000 mol/kmol = -104934,72 kJ/kmol

ΔH1 (260oC) = ΔH1 (25oC) + Σ σs ∫ cp dT = -104934,72 + 1 × 12610,0971 – 1 × 11692,8778 – ½ × 6501,3278 = -107268,1645 kJ/kmol Reaksi II: C2H4 + 3 O2 → 2 CO2 + 2 H2O ΔH2

= ΔHof (produk) – ΔHof (reaktan) = (2 × -94,05 + 2 × -57,08) – (12,5 – 0) = -316,2 kkal/mol × 4,184 kJ/kkal × 1000 mol/kmol = -1322980,8 kJ/kmol

ΔH2 (260oC) = ΔH2 (25oC) + Σ σs ∫ cp dT = -1322980,8 + 2 × 8887,2075 + 2 × 7387,7565 – 11692,8778 – 3 × 6501,3278 = -1321627,7330 kJ/kmol Panas reaksi total: ΔHr = r1 × ΔH1 + r2 × ΔH2 = (4,6979 × -107268,1645) + (0,2033 × -1321627,7330) = -772565,4170 kJ/jam

Panas keluar Reaktor 2 =

15 ∑ N senyawa

513,15

∫c

p

dT

298,15

Tabel LB.19 Panas Keluar Reaktor 2 (R-202)

Komponen C2H4 C2H4O CO2 O2 N2 H2O Total

F15senyawa 551,3604 226,9780 81,8113 5722,1944 23141,1689 38,9084

N15senyawa 19,6563 5,1527 1,8589 178,8186 825,8804 2,1597

∫ cpg dT 11692,8778 12610,0971 8887,2075 6501,3278 6309,2303 7387,7565

N15senyawa ∫ cpg dT 229839,2333 64976,5061 16520,6475 1162558,1997 5210669,6727 15955,0628 6700519,3220


Neraca energi total sistem: dQ/dt = (Qout – Qin) + ΔHr = (6700519,3220 - 6711206,6927) + (-772565,4170) = -783252,7876 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0 - dQ/dT H(48 C) - H(28 o C) 783252,7876 kJ/jam = (200,9 − 117,3) kJ/kg = 9369,0525 kg/jam

m=

B.9

o

Cooler 4 (E-204) Air pendingin 28oC C2H4 (g) C2H4O (g) (15) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g) 25,75 bar, 240oC

Cooler 4 (E-204)

(16)

Air pendingin 48oC


Panas masuk Cooler 4 = Panas keluar Reaktor 2 = 6700519,3220 kJ/jam Panas keluar Cooler 4 =

16 ∑ N senyawa

318,15

∫c

p

dT

298,15


Komponen C2H4 C2H4O CO2 O2 N2

F16senyawa 551,3604 226,9780 81,8113 5722,1944 23141,1689

N16senyawa 19,6563 5,1527 1,8589 178,8186 825,8804

∫ cpg dT 891,4519 930,2137 751,6464 590,0582 582,2999

N16senyawa ∫ cp dT 17522,6862 4793,1458 1397,2539 105513,3652 480910,1142


H2O 38,9084 Total dQ/dt = Qout - Qin

2,1597

672,9543

1453,3542 611589,9196

= 611589,9196 – 6700519,3220 = -6088929,4024 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0 - dQ/dT H(48 C) - H(28 o C) 6088929,4024 kJ/jam = (200,9 - 117,3) kJ/kg = 72834,0838 kg/jam

m=

B.10

o

Cooler 5 (E-301) Air pendingin 28oC

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (l) 30 bar, 52,08oC

(22)

Cooler 5 (E-301)

(23)

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (l) 29,7 bar, 45oC

Air pendingin 48oC


22 ∑ N senyawa

325 , 23

∫c

p

dT

298,15



F22senyawa 0,9983 457,3317 0,0323 2,8851 5,3462 21005,4098

N22senyawa ∫ cpl dT ∫ cpg dT 0,0356 - 1217,0737 10,3821 - 1271,6665 0,0007 - 1021,8926 0,0902 799,5288 0,1908 788,5688 1165,9308 2035,7971 -


N22senyawa ∫ cp dT 43,3190 13202,5767 0,7503 72,0887 150,4562 2373598,5528 2387067,7438


48 ∑ N senyawa

318,15

∫c

p

dT

298,15



F23senyawa 0,9983 457,3317 0,0323 2,8851 5,3462 21005,4098

N23senyawa ∫ cpl dT 0,0356 10,3821 0,0007 0,0902 0,1908 1165,9308 1502,1083

∫ cpg dT 891,4519 930,2137 751,6464 590,0582 582,2999 -

dQ/dt = Qout - Qin = 1761208,5828 – 2387067,7438 = -625859,1610 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0 - dQ/dT H(48 C) - H(28 o C) 625859,1610 kJ/jam = (200,9 - 117,3) kJ/kg = 7486,3536 kg/jam

m=

B.11

o

Kondensor (E-302)


N23senyawa ∫ cp dT 31,7293 9657,5769 0,5519 53,2020 111,1008 1751354,4219 1761208,5828

Untuk mengetahui suhu pada destilat, diperlukan perhitungan suhu umpan masuk hingga Σ Kixi = 1 terpenuhi. Trial titik didih umpan pada bagian atas kolom distilasi T = 172,983oC = 446,133 K P = 10 bar = 1000 kPa Tekanan Uap Antoine: ln P (kPa) = A −

B T (K ) + C

Tabel LB.23 Titik Didih Umpan Pada Bagian Atas Kolom Distilasi

Komponen C2H4

xif

Pa

Ki = Pa/P

Ki.xif

0,0046%

36794,78

36,79478

0,0017

2,1299%

4968,848

4,968848

0,1058

CO2

0,0002%

58165,22

58,16522

0,0001

O2

0,0134%

149946,7

149,9467

0,0201

N2

0,0249%

156813,3

156,8133

0,0390

97,8270%

851,6925

0,851692

0,8332

C2H4O (LK)

H2O (HK) Total

100%

1,0000

Maka, suhu bagian atas kolom distilasi adalah 446,133 K Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai syarat Σ yid/Ki = 1 terpenuhi. Trial dew point destilat T = 85,735oC = 358,885 K P = 10 bar = 1000 kPa Tabel LB.24 Dew Point Kondensor

Komponen C2H4

yid

Pa

Ki = Pa/P

Yid/Ki

0,1149%

15934,66

15,93466

0,000072

98,8936%

995,8824

0,995882

0,993025

CO2

0,0037%

19803,74

19,80374

0,000002

O2

0,3321%

97127,77

97,12777

0,000034

N2

0,6154%

108981

108,981

0,000056

C2H4O (LK)


H2O (HK)

0,0402%

Total

58,9874

0,058987

100%

0,006817 1,000006

Maka, suhu destilat (D) adalah 358,885 K dan suhu Ld 358,885 K

Panas masuk Kondensor =

∑N

446 ,133

∫c

27 senyawa

p

dT

298,15

Tabel LB.25 Panas Masuk Kondensor (E-302)

Komponen

F19senyawa

C2H4

N19senyawa

∫ cpg dT


0,9983

0,0356

7567,1326

269,3354

859,0909

19,5026

8076,9945

157522,6455

CO2

0,0323

0,0007

5941,7982

4,3628

O2

2,8851

0,0902

4433,5255

399,7443

N2

5,3462

0,1908

4327,7091

825,7121

H2O

0,3493

0,0194

5043,1806

97,7809

C2H4O

Total

159119,5809

Panas keluar Kondensor =

∑N

358,885 28 senyawa

∫c

p

dT

298,15

Tabel LB.26 Panas Keluar Kondensor (E-302)

Komponen

F28senyawa

N28senyawa

∫ cpl dT

N28senyawa ∫ cp dT

∫ cpg dT

0,9983

0,0356

-

2836,2196

100,9490

859,0909

19,5026

5905,4962

-

115172,7149

CO2

0,0323

0,0007

-

2335,1107

1,7146

O2

2,8851

0,0902

-

1799,8532

162,2819

N2

5,3462

0,1908

-

1770,2527

337,7581

H2O

0,3493

0,0194

4585,0102

-

88,8976

C2H4 C2H4O

Total dQ/dt = Qout - Qin = 115864,3160 – 159119,5809 = -43255,2649 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah:


115864,3160

m ΔH + dQ/dt = 0 - dQ/dT H(48 C) - H(28 o C) 43255,2649 kJ/jam = (200,9 - 117,3) kJ/kg = 517,4075 kg/jam

m=

B.12

o

Reboiler (E-303)

Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai syarat Σ Kixi = 1 terpenuhi. Trial bubble point bottom T = 179,749oC = 452,899 K P = 10 bar = 1000 kPa Tabel LB.27 Bubble Point Kondensor (E-302)

Komponen xib Pa C2H4O (LK) 0,0133% 5473,485 H2O (HK) 99,9867% 999,4896 Total Maka, suhu Vb adalah 452,899 K.

Panas masuk Reboiler =

24 ∑ N senyawa

Ki = Pa/P 5,473485 0,99949

Kixib 0,00073 0,99936 1,00008

318,17

∫c

p

dT

298,15

Tabel LB.28 Panas Masuk Reboiler (E-303)

Komponen C2H4O H2O

F24senyawa

N24senyawa 2,9008 0,0659 21868,0227 1213,8112

∫ cpl dT 1858,0882 1503,6146

N24senyawa ∫ cpl dT 122,3581 1825104,2493


Total

1825226,6074

Panas keluar Reboiler =

∑N

452 ,889 25 senyawa

∫c

p

26 dT + ∑ N senyawa

298,15

318,17

∫c

p

dT

298,15

Tabel LB.29 Panas Keluar Vb (alur 25) Reboiler (E-303)

Komponen

F25senyawa

C2H4O H2O

N25senyawa

∫ cpl dT

N25senyawa ∫ cpl dT

0,1145

0,0026

8510,9980

22,1129

862,7977

47,8906

5277,9289

252763,3789

Total

252785,4918

Tabel LB.30 Panas Keluar B (alur 26) Reboiler (E-303)

Komponen

F26senyawa

C2H4O H2O

N26senyawa

2,7863

∫ cpl dT

N26senyawa ∫ cpl dT

0,0633

1858,0882

117,5304

21005,2250 1165,9206

1503,6146

1753095,1876

Total

1753212,7180

Panas keluar Reboiler = 252785,4918 + 1753212,7180 = 2005998,2098 kJ/jam dQ/dt = Qout - Qin = 2005998,2098 – 1825226,6074 = 180771,6024 kJ/jam Steam yang diperlukan adalah: dQ/dT λ (260 o C) 180771,6024 kJ/jam = 1661,6538 kJ/kg = 108,7902 kg/jam

m=


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

C.1

Tangki Penyimpanan Etilen (TT-101)

Fungsi

: Menyimpan etilen untuk kebutuhan 20 hari

Bahan konstruksi

: Low Alloy Steels SA-353

Bentuk


elipsoidal Jenis sambungan

: Single welded butt joints

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi Tekanan

= 1,5 bar

Temperatur

= -113,15°C

Laju alir massa

= 586,0413 kg/jam

ρetilen

= 577 kg/m3

(Martinez,

2007) Kebutuhan perancangan

= 20 hari

Faktor kelonggaran

= 20%

Perhitungan: a. Volume tangki 586,0413 kg / jam × 20 hari× 24 jam / hari = 487,5214 m3 3 577 kg / m Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) × 487,5214 m3 = 585,0256 m3

Volume etilen,Vl =

b. Diameter dan tinggi shell Direncanakan:

•

Tinggi shell : diameter (Hs : D = 5 : 4)

•

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

-

Volume shell tangki (Vs)

1 π Di2 H 4 5 Vs = πD 3 16

Vs =


-

Volume tutup tangki (Vh) Vh =

π 24

D3

(Brownell,1959)

-

Volume tangki (V) V = Vs + 2Vh 585,0256 m3 =

19 πD 3 48

Di = 7,78 m Hs = 9,72 m c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki

= 7,78 m

⎛1⎞ ⎛ Hh ⎞ =⎜ ⎟ × D = ⎜ ⎟ × 7,78 ⎝4⎠ ⎝ D ⎠

Hh

Ht (Tinggi tangki)

= Hs + 2Hh

= 1,94 m = 13,61 m

d. Tebal shell tangki Tinggi cairan dalam tangki =

487,5214 m 3 × 9,72 m = 8,10 m 585,0256 m 3

Tekanan hidrostatik: = ρ×g×h

P

= 577 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 8,10 m = 45818,6 Pa = 45,8186 kPa Po

= Tekanan operasi

= 1,5 bar = 150 kPa

Ptotal

= 150 kPa + 45,8186 kPa

= 195,8186 kPa

Faktor kelonggaran

= 20%

Pdesign = 1,2 × 195,8186 = 234,9823 kPa Joint efficiency (E)

=

(Brownell,1959) Allowable stress (S)

= 155131,4984 kPa

(Brownell,1959) Tebal shell tangki:


0,8

PD 2SE − 1,2P (234,9823 kPa) (7,78 m) = 2(155131,4984 kPa)(0,8) − 1,2(234,9823 kPa) = 0,0074 m = 0,2903 in

t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,2903 in + 1/8 in = 0,4153 in

Tebal shell standar yang digunakan

= ½ in

(Brownell,1959) e. Tebal tutup tangki


t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal tutup yang dibutuhkan

= 0,1450 in + 1/8 in = 0,27 in

Tebal tutup standar yang digunakan = ½ in (Brownell,1959)

C.2

Pompa Etilen (J-101)

Fungsi Jenis

: Memompa etilen ke Heater 1 (E-101) : Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: PSuction

= 1 bar

PDischarge

= 1 bar

T

= 28oC

F

= 586,0413 kg/jam

ρetilen

= 577 kg/m3

2007) Viskositas

= 1,0466 cP = 0,0007 lbm/ft s

(Perry, 1999)


(Martinez,

Laju alir volumetrik, 586,0413 kg / jam 577 kg / m 3 = 0,0003 m3/s = 0,01 ft3/s = 4,4720 gal/menit

mv

=

Desain pompa:

Di,opt = 0,363 (mv)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 (0,0003 m3/s)0,45 (577 kg/m3)0,13 = 0,0210 m = 0,8255 in

Dari Tabel A.5-1 Geankoplis (1997), dipilih pipa dengan spesifikasi: Ukuran nominal

: 1 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0874 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,315 in = 0,1096 ft

Inside sectional area

: 0,006 ft2

Kecepatan linier, v =

Q 0,01 ft 3 / s = = 1,6606 ft/s A 0,006 ft 2

Bilangan Reynold: ρ ×v× D NRe =

(Timmerhaus,

μ

2004) (36,0211 lbm / ft 3 )(1,6606 ft / s )(0,0874 ft ) 0,0007 lbm/ft.s = 7434,4161 (Turbulen)

=

Untuk pipa Commercial Steel diperoleh harga ε = 0,000046 2004) Pada NRe = 7434,4161 dan ε/D =

0,0000463 m = 0,0017 0,0266 m


(Timmerhaus,

maka harga f = 0,0075 (Timmerhaus, 2004) Friction loss: 1 Sharp edge entrance: hc

⎛ A ⎞ v2 1,6606 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,0214 ft.lbf/lbm v2 hf = n.Kf. 2.g c

1 check valve: ft.lbf/lbm

1,6606 2 = 1(2) = 0,0857 2(32,174)

(10)(. 1,6606) ΔL.v 2 = 4(0,0075) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 10 ft:

Ff

= 4f

= 0,1471 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex

⎛ A ⎞ 1,6606 2 v2 2 = n ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ = 1 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 ) A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = 0,0429 ft.lbf/lbm

Total friction loss:

∑ F = 0,2970 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 2α ρ (Geankoplis,1997) dimana: v1 = v2 P1 = 1,5 bar P2 = 1,5 bar ∆P = 0 tinggi pemompaan ΔZ = 15 ft maka : 0 +

32,174 (15) + 0 + 0,2970 + Ws = 0 32,174

Ws = 15,2970 ft.lbf/lbm Efisiensi pompa, η= 80 % Ws 15,2970

= η × Wp = 0,8 × Wp


Wp = 19,1213 ft.lbf/lbm Daya pompa: P = m × Wp =

586,0413 lbm / s × 19,1213 ft.lbf / lbm (0,45359)(3600)(550 ft.lbf / s.hp)

= 0,0125 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 hp.

C.3

Heater 1 (E-101)

Fungsi

: menaikkan temperatur etilen sebelum dimasukkan ke kompresor 1 (JC-101)

Jenis


Dipakai

: 2 × 1¼ in IPS, panjang hairpin 20 ft

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas: Laju alir steam masuk

= 46,3905 kg/jam

= 778,8448 lbm/jam

Temperatur awal (T1)

= 260°C

= 500°F

Temperatur akhir (T2)

= 260°C

= 500°F

Fluida dingin: Laju alir cairan masuk

= 586,0413 kg/jam = 1292,0067 lbm/jam

Temperatur awal (t1)

= -113,15°C

= -171,67°F

Temperatur akhir (t2)

= -57°C

= -70,6°F

Panas yang diserap (Q)

(1)

= 77084,8745 kJ/jam = 73062,0766 Btu/jam

Δt = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

T2 = 500°F

Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah

T1 – T2 = 0°F

Selisih

T1 = 500°F

Fluida dingin

Selisih

t2 = -70,6°F

Δt1 = 570,6°F

t1 = -171,67°F

Δt2 = 671,07°F

t2 – t1 = 101,07°F

Δt2 – Δt1 = 101,07°F


Δt 2 − Δt 1 101,07 = = 619,762 °F ⎛ Δt 2 ⎞ ⎛ 671,67 ⎞ ⎟⎟ ln⎜ ⎟ ln⎜⎜ ⎝ 570,6 ⎠ ⎝ Δt 1 ⎠ T − T2 0 = =0 R= 1 t 2 − t 1 101,07 t −t 101,07 = 0,15 S= 2 1 = T1 − t 1 500 + 171,67 LMTD =

Untuk nilai R = 0, maka Δt = LMTD = 619,762°F

(2)

Tc dan tc T1 + T2 500 + 500 = = 500 °F 2 2 t +t − 171,67 − 70,6 tc = 1 2 = = -121,135 °F 2 2

Tc =

Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi:

-

Diameter dalam tube 2 in (D2) = 2,067 in = 0,1723 ft

-

Diameter luar tube 1,25 in (D1) = 1,66 in = 0,1383 ft

-

External surface = 0,435 ft2/ft

-

Panjang hairpin = 12 ft

-

Rd = 0,001

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin gas, diperoleh UD = 2-50, dan dari tabel 12, hal. 845 diperoleh faktor pengotor (Rd) = 0,001 Diambil UD = 40 Btu/jam⋅ft2⋅°F Luas permukaan untuk perpindahan panas,

A=

Q = U D × Δt

73062,0766 Btu/jam = 2,9472 ft 2 Btu 40 × 619,762 o F 2 o jam ⋅ ft ⋅ F

2,9472 ft 2 = 6,7751 lin ft 0,435 ft 2 / ft panjang pipa 6,7751 lin ft = = 0,2823 ≈ 1 Hairpin = 2× L 2 × 12 ft b. Koreksi UD Panjang pipa yang dibutuhkan =

A = hairpin × 2L × external surface


= 1 × 2 × 12 ft × 0,435 ft2/ft = 10,44 ft2

UD =

Q 73062,0766 Btu/jam Btu = = 11,2919 2 A ⋅ Δt 10,44 ft × 619,762°F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F

Fluida panas: steam, anulus (3)

Flow area anulus 2,067 in D2 = ID 2 in = = 0,1723 ft 12

(Tabel

11,

(Tabel

11,

Kern) D1 = OD 1,25 in =

1,66 in = 0,1383 ft 12

Kern) Aa = ¼ π (D22 – D12) = ¼ π (0,17232 – 0,13832) = 0,0083 ft2

D 22 − D12 Diameter ekivalen, De = D1

(Pers.

(6.3),

Kern) 0,1723 2 − 0,1383 2 0,1383 = 0,0761 ft

= (4)

Kecepatan massa

W aa 102,2740 Ga = = 12368,1338 lbm/ft2.jam 0,0761

Ga =

(5)

Bilangan Reynold Pada Tc = 500°F

μ = 0,018 cP = 0,0435 lbm/ft⋅jam

(Gbr. 14,

Kern)

Re a =

De × G a

μ

(6)

0,0761 × 12368,1338 = 21629,2926 0,0435 Taksir jH dari Gambar 24, Kern, diperoleh jH = 65

(7)

Pada Tc = 500°F

Re a =

c = 0,2 Btu/lbm°F Kern)


(Gbr 3,

k = 0,0224 Btu/jam.ft°F

(Tabel 5,

Kern)

⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 0,2 × 0,0435 ⎞ =⎜ ⎟ ⎝ 0,0224 ⎠ 1

(8)

1

3

= 0,7303 0 ,14

k ⎛c⋅μ ⎞ 3 ⎛ μ ⎞ ⎟⎟ ×⎜ ho = jH × ⎟ × ⎜⎜ De ⎝ k ⎠ ⎝ μw ⎠ Kern) 0,0224 ho = 65 × × 0,7303 × 1 = 13,9385 0,0761

(Pers. (6.15b),

Fluida dingin: inner pipe, bahan (3′)

Flow area pipe D = ID 1,25 in =

1,38 in = 0,115 ft 12

(Tabel

11,

Kern)

(4′)

1 1 a p = πD 2 = × 3,14 × 0,115 2 = 0,0104 ft2 4 4 Kecepatan massa w Gp = ap 1292,0067 = 124451,2933 lbm/ft2.jam 0,0104 Bilangan Reynold Gp =

(5′)

Pada tc = -121,135°F

μ = 1,0466 cP = 2,5319 lbm/ft2⋅jam

(Perry,

1999)

Re p =

D × Gp μ

(Pers.

(7.3),

Kern)

(6′)

0,0115 × 124451,2933 = 5652,6790 2,5319 Taksir jH dari Gbr. 24, Kern, diperoleh jH = 22

(7′)

Pada tc = -121,135°F

Re p =

c = 0,65 Btu/lbm⋅°F

(Gbr.

3,

(Tabel

5,

Kern) k = 0,2306 Btu/jam.ft.oF Kern)


⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 0,65 × 2,5319 ⎞ =⎜ ⎟ ⎝ 0,2306 ⎠

k ⎛c⋅μ ⎞ hi = jH × × ⎜ ⎟ D ⎝ k ⎠

(8’)

1

3

1

3

⎛ μ ⎞ ⎟⎟ × ⎜⎜ ⎝ μw ⎠

= 1,9254 0 ,14

(Pers.

(6.15a),

Kern)

0,2306 × 1,9254 × 1 = 84,9223 0,115 1,38 ID h io = hi × (9′) = 84,9223 × = 70,5980 OD 1,66 (10’) Clean overall coefficient, UC

hi = 22 ×

UC =

h io × h o 70,5980 × 13,9385 = 11,6403 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F = h io + h o 70,5980 + 13,9385 (Pers. (6.7),

Kern) (11’) Faktor pengotor, Rd Rd =

U C − U D 11,6403 − 11,2919 = 0,0027 = U C × U D 11,6403 × 11,2919

(Pers.

(6.13),

Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.

Pressure drop Fluida panas: steam, anulus (1)

Untuk Rea = 21629,2926 De’ = D2 – D1 = 0,1723 – 0,1383 = 0,0339 ft Rea’ =

De' Ga

μ

f = 0,0035 + (2)

=

0,0339 × 12368,1338 = 9633,6533 0,0435

0,264 0,264 = 0,0035 + = 0,0091 0 , 24 Re a ' 9633,65330, 24

V = 0,9152 ft3/lbm

(Tabel

7,

Kern) 3

ρ = 1,0927 lbm/ft 4 f ⋅ Ga 2 ⋅ L ΔFa = 2 gρ 2 De' Kern) 4 × 0,0091 × 12368,1338 2 × 24 = 3,9488 ft = 2 × 4,18 × 10 8 × 1,0927 2 × 0,0339


(Pers.

(6.14),

(3)

Velocity head 12368,1338 G V= = = 3,1442 ft/s 3600 ρ 3600 × 1,0927 V2 3,1442 2 =1× = 0,1535 ft Fl = hairpin × 2g ' 2 × 32,2 (ΔFa + ΔFl ) ρ (3,9488 + 0,1535) × 1,0927 ΔPa = = = 0,0311 psi 144 144

ΔPa yang diperbolehkan = 2 psi

Fluida dingin: bahan, inner pipe (1′) Untuk Res = 5652,6790

f = 0,0035 +

0,264 0,264 = 0,0035 + = 0,0367 0 , 24 Re p ' 5652,6970 0, 24

(2′) Pressure drop s = 0,5764 ρ = 36,0219 lbm/ft3

4 f ⋅ Gp 2 ⋅ L ΔFp = 2 gρ 2 D Kern) 4 × 0,0367 × 124451,2933 2 × 24 = = 0,4374 ft 2 × 4,18 × 10 8 × 36,0219 2 × 0,115 ΔFp × ρ 0,4374 × 36,0219 (3′) ΔPp = = = 0,1094 psi 144 144

(Pers.

(6.14),

ΔPa yang diperbolehkan = 2 psi

C.4

Kompresor I (JC-101)

Fungsi : Menaikkan tekanan etilen sebelum dicampur dengan gas recycle di

mixing point 1 (M-101) Jenis


Jumlah : 1 unit dengan 4 stages


Pad

( k −1) / kN st ⎤ ⎛ k ⎞ ⎡⎛ p 2 ⎞ = 2,78 × 10 N st mvl p1 ⎜ − 1⎥ ⎟ ⎢⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ k - 1 ⎠ ⎢⎣⎝ p1 ⎠ ⎥⎦ −4

(Timmerhaus,

2004) di mana: Nst = jumlah tahap kompresi mvl = laju alir gas volumetrik (m3/jam) p1 = tekanan masuk = 1,2 bar = 120 kPa p2 = tekanan keluar = 27 bar = 2700 kPa η = efisiensi kompresor = 80%

(WVU Project,

2001) k = rasio panas spesifik = 1,3

(Geankoplis,

1997) Data: Laju alir massa

= 586,0413 kg/jam

ρetilen Toolbox,2005)

= 1,26 kg/m3

mvl =

(Engineering

586,0413 kg / jam = 465,1121 m3/jam = 0,1292 m3/detik 3 1,26 kg / m

(1, 3−1) / 1, 3× 4 ⎤ ⎛ 1,3 ⎞ ⎡⎛ 2700 ⎞ Pad = 2,78 × 10 −4 × 4 × 465,1121 × 120⎜ − 1⎥ ⎟ ⎢⎜ ⎟ ⎝ 1,3 - 1 ⎠ ⎢⎣⎝ 120 ⎠ ⎥⎦ = 70,9664 hp

Untuk efisiensi motor adalah 80%, maka: P=

70,9664 = 83,4898 hp 0,8

Maka dipilih kompresor dengan daya 90 hp. Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan: De

= 0,363 (mv)0,45( ρ )0,13

2004) = 0,363 (0,1292 m3/detik)0,45(1,26 kg/m3) 0,13 = 0,1489 m = 5,8639 in Dipilih material pipa commercial steel 6 in Schedule 40:


(Timmerhaus,

•

Diameter dalam (ID)

•

Diameter luar (OD)

•

Luas penampang (A)

C.5

= 6,065 in

= 0,5054 ft

= 6,625 in

= 0,5521 ft

= 1,588 ft2


Fungsi : menaikkan tekanan udara sebelum dialirkan ke Cooler I (E-101) Jenis



Pad


(Timmerhaus,

2004) di mana: Nst = jumlah tahap kompresi mvl = laju alir gas volumetrik (m3/jam) p1 = tekanan masuk = 1 bar = 100 kPa p2 = tekanan keluar = 3 bar = 300 kPa η = efisiensi kompresor = 80 %

(WVU Project,


(Geankoplis,


= 14651,0331 kg/jam

ρcampuran

= 2,3458 kg/m3

mvl =

14651,0331 kg / jam = 6245,6156 m3/jam = 1,7349 m3/detik 2,3458 kg / m 3

(1, 4 −1) / 1, 4×4 ⎤ ⎛ 1,4 ⎞ ⎡⎛ 300 ⎞ Pad = 2,78 × 10 × 4 × 6245,6156 × 100⎜ − 1⎥ ⎟ ⎢⎜ ⎟ ⎝ 1,4 - 1 ⎠ ⎣⎢⎝ 100 ⎠ ⎥⎦ = 266,0999 hp −4

Untuk efisiensi motor adalah 80%, maka: P=

266,0999 = 313,0587 hp 0,8


Maka dipilih kompresor dengan daya 350 hp. Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan: = 0,363 (mv)0,45( ρ )0,13

De

(Timmerhaus,


•

Diameter dalam (ID)

•

Diameter luar (OD)

•

Luas penampang (A)

= 21 in

= 1,75 ft = 22 in

= 1,83 ft

= 5,76 ft2


Cooler 1 (E-102)

C.6 Fungsi

: Menurunkan temperatur udara sebelum dialirkan ke

Kompresor II (JC-102) Jenis


Dipakai

: 1¼ in OD, Tube 18 BWG, panjang = 16 ft, 6 pass

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas: Laju alir umpan masuk

= 14651,0331 kg/jam = 32300,1678 lbm/jam


= 159,19°C

= 318,542°F


= 45°C

= 113 °F

Fluida dingin: Laju alir air pendingin

= 20437,9698 kg/jam = 45058,2459

lbm/jam Temperatur awal (t1)

= 28°C

= 82,4°F


= 48°C

= 118,4°F


(1)

= 1708614,2731 kJ/jam = 1619447,4941 Btu/jam

Δt = beda suhu sebenarnya Fluida Panas

T1 = 318,542°F T2 = 113°F T1 – T2 = 205,542°F

Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah Selisih

Fluida dingin

Selisih

t2 = 118,4°F

Δt1 = 200,142°F

t1 = 82,4°F

Δt2 = 30,6°F

t2 – t1 = 36°F

Δt2 – Δt1 = -169,542°F

Δt 2 − Δt 1 - 169,542 = = 90,2767 °F ⎛ Δt 2 ⎞ ⎛ 30,6 ⎞ ⎟⎟ ln⎜ ⎟ ln⎜⎜ ⎝ 200,142 ⎠ ⎝ Δt 1 ⎠ T − T2 205,542 R= 1 = = 5,7095 t 2 − t1 36 t −t 36 S= 2 1 = = 0,15245 T1 − t 1 318,542 − 82,4 LMTD =

Dari Gambar 18, Kern (1965) diperoleh FT = 0,9 Maka Δt = FT × LMTD = 0,9 × 90,2767 = 81,2490 °F


(2)

Tc dan tc

T1 + T2 318,542 + 113 = = 215,771 °F 2 2 t +t 82,4 + 118,4 tc = 1 2 = = 100,4 °F 2 2

Tc =

Dalam perancangan ini digunakan cooler dengan spesifikasi:

-

Diameter luar tube (OD)

-

Jenis tube

= 18 BWG

-

Pitch (PT)

= 1 9/16 in triangular pitch

-

Panjang tube (L)

= 16 ft

= 1¼ in

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern (1965), cooler untuk fluida panas gas dan fluida dingin air, diperoleh UD = 2-50, faktor pengotor (Rd) = 0,003. Diambil UD = 40 Btu/jam⋅ft2⋅°F Luas permukaan untuk perpindahan panas,

1619447,4941 Btu/jam = 498,2978 ft 2 Btu 40 × 81,2490 o F 2 o jam ⋅ ft ⋅ F Luas permukaan luar (a″) = 0,3271 ft2/ft 10, Kern) 498 , 2978 ft 2 A = = 95,2113 buah Jumlah tube, N t = L × a " 16 ft × 0,3271 ft 2 /ft A=

Q = U D × Δt

(Tabel

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern (1965), nilai yang terdekat adalah 101 tube dengan ID shell 21¼ in. c. Koreksi UD

A = L × Nt × a" = 16 ft × 101 × 0,3271ft 2 /ft = 528,5936 ft 2 UD =

Btu Q 1619447,4941 Btu/jam = = 37,7074 2 A ⋅ Δt 528,5936 ft × 81,2490 °F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F

Fluida dingin: air, tube (3)

Flow area tube, at′ = 1,04 in2 Kern)


(Tabel 10,

N t × a 't 144 × n Kern) 101 × 1,04 at = = 0,1216 ft 2 144 × 6 at =

(4)

(5)

(Pers.

Kecepatan massa W Gt = at

(7.48),

(Pers.

(7.2),

Kern) lb m 45058,2459 Gt = = 370623,8051 0,1216 jam ⋅ ft 2 Bilangan Reynold Pada tc = 100,4°F

μ = 0,75 cP = 1,8143 lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 15,

Kern) Dari Tabel 10, Kern (1965), untuk 1¼ in OD, 18 BWG, diperoleh ID = 1,15 in = 0,0958 ft

Re t =

ID × G t μ

(Pers.

(7.3),

Kern)

(6)

0,0958 × 370623,8051 = 19576,4897 1,8143 Taksir jH dari Gambar 24, Kern (1965), diperoleh jH = 64

(7)

Pada tc = 100,4°F

Re t =

c = 0,99 Btu/lbm°F

(Gbr 3,

Kern) k = 0,364 Btu/jam.ft°F

(Tabel 5,

Kern)

⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠ (8)

1

3

⎛ 0,99 × 1,8143 ⎞ =⎜ ⎟ 0,364 ⎝ ⎠

1

3

= 1,7025

1

k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ ⎟ φt D ⎝ k ⎠ Kern) hi 0,364 = 64 × × 1,7025 = 413,8545 0,0958 φt hi


(Pers. (6.15),

h

(9)

io = h i × ID = 413,8545 × 1,15 = 380,7462 φt φ t OD 1,25 Karena viskositas rendah, maka diambil φt = 1 h h io = io × φ t φt hio = 380,7462 × 1 = 380,7462

Fluida panas: shell, bahan (3′)

Flow area shell Ds × C' × B 2 ft as = 144 × PT Kern) Ds = Diameter dalam shell = 21¼ in B

= Baffle spacing = 14 in

PT

= Tube pitch = 1,5625 in

C′

= Clearance = PT – OD

(Pers.

(7.1),

(Pers.

(7.2),

= 1,5625 – 1,25 = 0,3125 in

as = (4′)

(5′)

21,25 × 0,3125 × 14 = 0,4132 ft 2 144 × 1,5625

Kecepatan massa w Gs = as Kern) lb m 32300,1678 Gs = = 78171,8346 0,4132 jam ⋅ ft 2 Bilangan Reynold Pada Tc = 215,771°F

μ = 0,012 cP = 0,0290 lbm/ft2⋅jam

(Gbr.

15,

Kern) Dari Gambar 28, Kern (1965), untuk 1¼ in dan 1 9/16 triangular pitch, diperoleh de = 0,91 in. De = 0,91/12 = 0,07583 ft

Res =

De × G s μ

Kern)


(Pers.

(7.3),

(6′)


(7′)

Pada Tc = 215,771°F

Re s =


(Gbr

3,

(Tabel

5,


⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 0,26 × 0,0290 ⎞ =⎜ ⎟ ⎝ 0,0198 ⎠

1

3

= 0,7251

1

(8′)

(9′)

ho k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ ⎟ φs De ⎝ k ⎠ Kern) ho 0,0198 = 260 × × 0,7251 = 49,2220 0,07583 φs Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1 h h o = o × φs φs ho = 49,2220 × 1 = 49,2220

(Pers. (6.15),

(10)

Clean Overall coefficient, UC

(11)

h io × h o 380,7462 × 49,2220 = = 43,5872 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F h io + h o 380,7462 + 49,2220 (Pers. (6.38), Kern) Faktor pengotor, Rd UC =

Rd =

U C − U D 43,5872 − 37,7074 = = 0,00358 U C × U D 43,5872 × 37,7074

(Pers.

(6.13),

Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima.

Pressure drop Fluida dingin: air, tube (1)

Untuk Ret = 19576,4897 f = 0,00022 ft2/in2

(Gbr. 26,

Kern) s = 0,99 Kern)


(Gbr.

6,

φt = 1 2

(2)

f ⋅Gt ⋅L⋅n

ΔPt = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

Kern)

ΔPt

(Pers.

(7.53),

2 ( 0,00022)(370623,8051) (16)(6) = 5,22 ⋅ 1010 (0,09583)(0,99)(1)

= 0,5858 psi (3)

Dari Grafik 27, hal. 837, Kern (1965), pada diperoleh

V

2

2g'

= 0,0019

4n V 2 ΔPr = . s 2g' (4).(6) = .0,0019 0,99 = 0,0461 psi ΔPT

= ΔPt + ΔPr = 0,5858 psi + 0,0461 psi = 0,6319 psi

ΔPt yang diperbolehkan = 10 psi Fluida panas: bahan, shell (1′)

Untuk Res = 204209,23729 f = 0,001 ft2/in2

(Gbr. 29,

Kern)

φs =1 s = 0,0206 (2′)

N + 1 = 12 ×

L B

(Pers. (7.43),

Kern)

N + 1 = 12 ×

16 = 13,7143 14

Ds = 21,25/12 = 1,7708 ft f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) ΔPs = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φs Kern) 2

(3′)


(Pers. (7.44),

ΔPs =

(0,001)(78171,83461)2 (1,7708)(13,7143) 5,22 ⋅ 1010 (0,0758)(0,0206)(1)

= 1,8178 psi ΔPs yang diperbolehkan = 2 psi C.7


Fungsi : Menaikkan tekanan udara sebelum dialirkan ke Cooler 2 (E-103) Jenis



Pad

( k −1) / kN st ⎤ ⎛ k ⎞ ⎡⎛ p 2 ⎞ ⎜ ⎟ ⎢ ⎥ = 2,78 × 10 N st mvl p1 ⎜ − 1 ⎟ ⎜ ⎟ ⎝ k - 1 ⎠ ⎢⎣⎝ p1 ⎠ ⎥⎦

−4

(Timmerhaus,

2004) di mana: Nst = jumlah tahap kompresi mvl = laju alir gas volumetrik (m3/jam) p1 = tekanan masuk = 2,7 bar = 270 kPa p2 = tekanan keluar = 9 bar = 900 kPa η = efisiensi kompresor = 80 %

(WVU Project,


(Geankoplis,


= 14651,0331 kg/jam

ρcampuran

= 6,0554 kg/m3

mvl =

14651,0331 kg / jam = 2419,5023 m3/jam = 0,6721 m3/detik 6,0554 kg / m 3

(1, 4 −1) / 1, 4×4 ⎤ ⎛ 1,4 ⎞ ⎡⎛ 900 ⎞ − 1⎥ Pad = 2,78 × 10 − 4 × 4 × 2419,5023 × 270⎜ ⎟ ⎢⎜ ⎟ ⎝ 1,4 - 1 ⎠ ⎢⎣⎝ 270 ⎠ ⎥⎦ = 306,1880 hp

Untuk efisiensi motor adalah 80%, maka:


P=

306,1880 = 360,2211 hp 0,8

Maka dipilih kompresor dengan daya 400 hp. Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan: = 0,363 (mv)0,45( ρ )0,13

De

(Timmerhaus,


•

Diameter dalam (ID)

•

Diameter luar (OD)

•

Luas penampang (A)

C.8

= 15 in

= 1,25 ft = 16 in

= 1,33 ft

= 3,93 ft2

Cooler 2 (E-103)

Fungsi


Kompresor 3 (JC-104) Jenis


Dipakai

: 1¼ in OD, Tube 18 BWG, panjang = 16 ft, 4 pass

Jumlah

: 1 unit


= 14651,0331 kg/jam = 32300,1678 lbm/jam


= 206,11°C

= 402,998°F


= 45°C

= 113°F


= 28925,2267 kg/jam = 63769,5423


= 28°C

= 82,4°F


= 48°C

= 118,4°F


= 2418148,9496 kJ/jam = 2291953,9643 Btu/jam

(1) Δt = beda suhu sebenarnya


Fluida Panas T1 = 402,998°F T2 = 113°F T1 – T2 = 289,998°F


Fluida dingin

Selisih

t2 = 118,4°F

Δt1 = 284,598°F

t1 = 82,4°F

Δt2 = 30,6°F

t2 – t1 = 36°F

Δt2 – Δt1 = -253,998°F

Δt 2 − Δt 1 - 253,998 = = 113,8965 °F ⎛ Δt 2 ⎞ ⎛ 30,6 ⎞ ⎟⎟ ln⎜ ⎟ ln⎜⎜ ⎝ 284,598 ⎠ ⎝ Δt 1 ⎠ T − T2 289,998 R= 1 = = 8,0555 t 2 − t1 36 t −t 36 S= 2 1 = = 0,1123 T1 − t 1 402,998 − 82,4 LMTD =

Dari Gambar 18, Kern (1965) diperoleh FT = 0,775 Maka Δt = FT × LMTD = 0,775 × 113,8965 = 88,2698°F

(2) Tc dan tc T1 + T2 402,998 + 113 = = 257,999 °F 2 2 t +t 82,4 + 118,4 tc = 1 2 = = 100,4 °F 2 2

Tc =


-


-

Jenis tube

= 18 BWG

-

Pitch (PT)

= 1 9/16 in triangular pitch

-

Panjang tube (L)

= 16 ft

= 1¼ in


2291953,9643 Btu/jam = 649,1333 ft 2 Btu o 40 × 88,2698 F jam ⋅ ft 2 ⋅ o F Luas permukaan luar (a″) = 0,3271 ft2/ft A=

Q = U D × Δt

10, Kern)


(Tabel

Jumlah tube, N t =

649,1333 ft 2 A = = 124,0319 buah L × a " 16 ft × 0,3271 ft 2 /ft

Dari Tabel 9, hal 842, Kern (1965), nilai yang terdekat adalah 130 tube dengan ID shell 23¼ in. b. Koreksi UD A = L × Nt × a"

= 16 ft × 130 × 0,3271ft 2 /ft = 680,3680 ft 2 Q 2291953,9643 Btu/jam Btu UD = = = 38,1637 2 A ⋅ Δt 680,3680 ft × 88,2698 °F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F Fluida dingin: air, tube (3)

(4)

Flow area tube, at′ = 1,04 in2 Kern) N t × a 't at = 144 × n Kern) 130 × 1,04 at = = 0,2347 ft 2 144 × 4 Kecepatan massa W Gt = at

(Tabel 10, (Pers.

(7.48),

(Pers.

(7.2),

Kern) lbm 63769,5423 Gt = = 271680,8901 0,2347 jam ⋅ ft 2

(5)

Bilangan Reynold Pada tc = 100,4°F

μ = 0,75 cP = 1,8143 lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 15,

Kern) Dari Tabel 10, Kern (1965), untuk 1¼ in OD, 18 BWG, diperoleh ID = 1,15 in = 0,0958 ft

Re t =

ID × G t μ

Kern)


(Pers.

(7.3),

(6)


(7)

Pada tc = 100,4°F

Re t =

c = 0,99 Btu/lbm°F

(Gbr 3,

Kern) k = 0,364 Btu/jam.ft°F Kern)

⎛c⋅μ ⎞ ⎟ ⎜ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 0,99 × 1,8143 ⎞ =⎜ ⎟ 0,364 ⎝ ⎠

(Tabel 5, 1

3

= 1,7025

1

k ⎛c⋅μ ⎞ 3 (8) = jH × ×⎜ ⎟ D ⎝ k ⎠ φt Kern) hi 0,364 = 50 × × 1,7025 = 323,3239 φt 0,0958 h h io = i × ID = 323,3239 × 1,15 = 297,4580 (9) φt φ t OD 1,25 (10) Karena viskositas rendah, maka diambil φt = 1 h h io = io × φ t φt hio = 297,4580 × 1 = 297,4580 hi

(Pers. (6.15),


Flow area shell

Ds × C' × B as = 144 × PT Kern) Ds = Diameter dalam shell = 23¼ in B


PT


C′

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

23,25 × 0,3125 × 15 = 0,4844 ft2 144 × 1,5625 Kecepatan massa as =

(4′)


(Pers.

(7.1),

w as Kern) lb m 32300,1678 Gs = = 66684,2173 0,4844 jam ⋅ ft 2 Bilangan Reynold Gs =

(5′)

(Pers.

(7.2),

Pada Tc = 257,999°F

μ = 0,021 cP = 0,0508 lbm/ft2⋅jam

(Gbr.

15,

Kern) Dari Gambar 28, Kern (1965), untuk 1¼ in dan 1 9/16 triangular pitch, diperoleh de = 0,91 in. De = 0,91/12 = 0,07583 ft

Res =

De × G s μ

(Pers.

(7.3),

Kern)

(6′)


(7′)

Pada Tc = 257,999°F

Re s =


(Gbr

3,

(Tabel

5,


⎛c⋅μ ⎞ ⎟ ⎜ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 0,27 × 0,0508 ⎞ =⎜ ⎟ 0,023 ⎝ ⎠

1

3

= 0,84172

1

(8′)

(9′)

(10)

ho k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ ⎟ φs De ⎝ k ⎠ Kern) ho 0,023 = 200 × × 0,84172 = 51,0584 φs 0,07583 Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1 h h o = o × φs φs ho = 51,0584 × 1 = 51,0584

(Pers. (6.15),

Clean Overall coefficient, UC h × h o 297,4580 × 51,0584 U C = io = = 43,5783 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F h io + h o 297,4580 + 51,0584


(Pers. (6.38), Kern) (11)

Faktor pengotor, Rd Rd =

U C − U D 43,5783 − 38,1637 = = 0,0033 U C × U D 43,5783 × 38,1637

(Pers.

(6.13),



Untuk Ret = 14350,2875 f = 0,00025 ft2/in2

(Gbr. 26,

Kern) s = 0,99

(Gbr.

6,

Kern)

φt = 1 2

(2)

f ⋅Gt ⋅L⋅n

ΔPt = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

Kern)

ΔPt

(Pers.

2 ( 0,00025)(271680,8901) (16)(4 ) = 5,22 ⋅ 1010 (0,09583)(0,99)(1)

= 0,2385 psi (3)


4n V 2 . s 2g' (4).(4) = .0,01 0,99 = 0,1616 psi

ΔPr =

ΔPT



Untuk Res = 99542,8540


V

2

2g'

= 0,01

(7.53),

f = 0,0012 ft2/in2

(Gbr. 29,

Kern)

φs =1 s = 0,0326 (2′)

N + 1 = 12 ×

L B

(Pers. (7.43),

Kern)

N + 1 = 12 ×

16 = 12,8 15

Ds = 23,25/12 = 1,9375 ft f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) 5,22 ⋅ 1010 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φs 2

(3′)

ΔPs =

Kern)

ΔPs =

(0,0012)(66684,2173)2 (1,9375)(12,8) 5,22 ⋅ 1010 (0,91)(0,0326 )(1)

= 1,0251 psi ΔPs yang diperbolehkan = 2 psi


(Pers. (7.44),

C.9


Fungsi : Menaikkan tekanan udara sebelum dialirkan ke Heater 2 (E-201) Jenis



Pad


(Timmerhaus,

2004) di mana: Nst = jumlah tahap kompresi mvl = laju alir gas volumetrik (m3/jam) p1 = tekanan masuk = 8,7 bar = 870 kPa p2 = tekanan keluar = 27 bar = 2700 kPa η = efisiensi kompresor = 80 %

(WVU Project,


(Geankoplis,


= 14651,0331 kg/jam

ρcampuran = 17,5411 kg/m3 14651,0331 kg / jam mvl = = 835,2403 m3/jam = 0,2320 m3/detik 3 17,5411 kg / m (1, 4 −1) / 1, 4×4 ⎤ ⎛ 1,4 ⎞ ⎡⎛ 2700 ⎞ Pad = 2,78 × 10 × 4 × 835,2403 × 870⎜ − 1⎥ ⎟ ⎢⎜ ⎟ ⎝ 1,4 - 1 ⎠ ⎢⎣⎝ 870 ⎠ ⎥⎦ = 319,5450 hp −4


319,5450 = 375,9353 hp 0,8 Maka dipilih kompresor dengan daya 400 hp.

P=

Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan: De

= 0,363 (mv)0,45( ρ )0,13

2004) = 0,363 (0,2320 m3/detik)0,45(17,5411 kg/m3) 0,13 = 0,2730 m = 10,7468 in


(Timmerhaus,

Dipilih material pipa commercial steel 12 in Schedule 40:

•

Diameter dalam (ID)

•

Diameter luar (OD)

• C.10

Luas penampang (A)

= 11,938 in

= 0,9948 ft

= 12,75 in = 3,34 ft

= 1,0625 ft

2

Heater 2 (E-201)

Fungsi

: Menaikkan temperatur campuran gas sebelum dimasukkan ke Reaktor 1 (R-201)

Jenis


Dipakai

: 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah

: 1 unit


= 2556,4209 kg/jam

= 5635,9728

lbm/jam Temperatur awal (T1)

= 260°C

= 500°F


= 260°C

= 500°F


= 30007,1513 kg/jam = 66154,7902


= 106,74°C

= 224,132°F


= 240°C

= 464°F


(1)

= 4247886,5929 kJ/jam = 4026203,8111 Btu/jam


Fluida Panas

T2 = 500°F


T1 – T2 = 0°F

Selisih

T1 = 500°F

LMTD =

Fluida dingin

Selisih

t2 = 464°F

Δt1 = 36°F

t1 = 224,132°F

Δt2 = 275,868°F

t2 – t1 = 239,868°F

Δt2 – Δt1 = 239,868°F

Δt 2 − Δt 1 239,868 = = 117,790 °F ⎛ Δt 2 ⎞ ⎛ 275,868 ⎞ ⎟⎟ ln⎜ ⎟ ln⎜⎜ ⎝ 36 ⎠ ⎝ Δt 1 ⎠


T1 − T2 0 = =0 t 2 − t 1 239,868 t −t 239,868 S= 2 1 = = 0,870 T1 − t 1 500 − 224,132 R=

Untuk R = 0, maka Δt = LMTD = 117,790°F

(2)

Tc dan tc T1 + T2 500 + 500 = = 500 °F 2 2 t +t 224,132 + 464 tc = 1 2 = = 344,066 °F 2 2

Tc =


-

Diameter luar tube (OD) = 1 in

-

Jenis tube = 18 BWG

-

Pitch (PT) = 1¼ in square pitch

-

Panjang tube (L) = 12 ft

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin gas, diperoleh UD = 2-50, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 40 Btu/jam⋅ft2⋅°F Luas permukaan untuk perpindahan panas,

4026203,8111 Btu/jam = 854,5300 ft 2 Btu 40 × 117,790 o F jam ⋅ ft 2 ⋅ o F Luas permukaan luar (a″) = 0,2618 ft2/ft A=

Q = U D × Δt

Jumlah tube, N t =

(Tabel 10, Kern)

854,5300 ft 2 A = = 272,0047 buah L × a " 12 ft × 0,2618 ft 2 /ft

Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 282 tube dengan ID shell 25 in. b. Koreksi UD A = L × Nt × a” = 12 ft × 282 × 0,2618 ft2/ft = 885,9312 ft2


UD =


Fluida panas: steam, tube (3)

Flow area tube, at′ = 0,639 in2

(Tabel

10,

Kern)

N t × a 't at = 144 × n Kern) 282 × 0,639 = 0,6257 ft2 at = 144 × 2 (4)

(7.48),

Kecepatan massa

W at Kern) 5635,9728 Gt = = 9007,6480 lbm/ft2.jam 0,6257 Gt =

(5)

(Pers.

(Pers.

(7.2),


μ = 0,018 cP = 0,0435 lbm/ft⋅jam

(Gbr. 14,

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

Re t =

ID × Gt

μ

Kern)

0,0752 × 9007,6480 = 15549,2831 0,0435 Kondensasi steam Re t =

(9)

hio = 1500 Btu/j. ft2.oF

Fluida dingin: shell, bahan (3′)

Flow area shell


(Pers.

(7.3),

Ds × C '× B 144 × Pt Kern) = Diameter dalam shell = 25 in Ds as =

B


PT


C′

= Clearance = PT – OD = 1,25 – 1 = 0, 25 in

25 × 0,25 × 14 = 0,4861 ft2 144 × 1,25 Kecepatan massa w Gs = as Kern) 66154,7902 Gs = = 136089,8542 lbm/ft2.jam 0,4861

(Pers.

(7.1),

(Pers.

(7.2),

as =

(4′)

(5′)


μ = 0,018 cP = 0,0435 lbm/ft2⋅jam

(Perry,

1999) Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1in dan 1¼ square pitch, diperoleh de = 0,72 in. De = 0,72/12 = 0,06 ft

Res =

De × G s μ

(Pers.

(7.3),

Kern)

(6′)


(7′)

Pada tc = 344,066°F

Re s =


(Gbr.

3,

(Tabel

5,


⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 0,18 × 0,0435 ⎞ =⎜ ⎟ ⎝ 0,0174 ⎠

1

3

= 0,7670


ho k ⎛c⋅μ ⎞ = jH × ×⎜ ⎟ φs De ⎝ k ⎠

(8)

1

3

(Pers.

(6.15),

Kern) ho

(9′)

(10)

0,0174 × 0,7670 = 51,0683 0,06 φs Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1 h h o = o × φs = 51,0683 × 1 = 51,0683 φs Clean overall coefficient, UC

UC =

= 230 ×

h io × h o 1500 × 51,0683 = = 49,3869 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F (Pers. (6.38), h io + h o 1500 + 51,0683

Kern) (11)


U C − U D 49,3869 − 38,5822 = = 0,0057 U C × U D 49,3869 × 38,5822

(Pers.

(6.13),


Pressure drop Fluida panas: steam, tube (1)

Untuk Ret = 15549,2831 f = 0,00025 ft2/in2

(Gbr. 26,

Kern) s = 0,0244

(Tabel

7,

Kern)

φt = 1 2

(2)

f ⋅Gt ⋅L⋅n

ΔPt = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

(Pers.

(7.53),

Kern)

ΔPt

2 ( 0,00025)(9007,6480 ) (12)(2) = 5,22 ⋅ 1010 (0,0752)(0,0244 )(1)

= 0,00508 psi (3)



V

2

2g'

= 0,001

4n V 2 . s 2g' (4).(2) = .0,001 0,0244 = 0,3277 psi

ΔPr =

ΔPT = ΔPt + ΔPr = 0,0051 psi + 0,3277 psi = 0,3328 psi

ΔPt yang diperbolehkan = 10 psi Fluida dingin: bahan, shell (1′)

Untuk Res = 187521,3291 f = 0,001 ft2/in2

(Gbr. 29,

Kern)

φs =1 s = 0,0754 (2′)

N + 1 = 12 ×

L B

(Pers. (7.43),

Kern)

N + 1 = 12 ×

12 = 10,2857 14

Ds = 25/12 = 2,0833 ft f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) 5,22 ⋅ 1010 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φs 2

(3′)

ΔPs =

(Pers.

Kern) ΔPs =

0,001 ⋅ 136089,8542 2 ⋅ 2,0833 ⋅ 10,2857 = 1,6816 psi 5,22 ⋅ 1010 ⋅ 0,06 ⋅ 0,0754 ⋅ 1

ΔPs yang diperbolehkan = 2 psi


(7.44),

C.11

Reaktor 1 (R-201)

Fungsi


Jenis


Bentuk

: Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Reaksi yang terjadi: Reaksi I: Reaksi II:

C2H4

+ ½ O2

etilen

oksigen

C2 H 4

→ C2H4O etilen oksida

+ 3 O2 → 2 CO2

etilen

oksigen

+

2 H2O


Temperatur masuk = 240oC = 513,15 K Temperatur keluar = 240oC = 513,15 K Tekanan operasi

= 2575 kPa

Laju alir massa

= 30007,1513 kg/jam

Laju alir molar

= 1044,2201 kmol/jam

Waktu tinggal (τ) reaktor

= 5 dtk-1 = 0,0014 jam-1

(WVU Project,

2001) Desain Tangki CAO =

2575 kPa P = = 603,563 M RT (8,314 Pa. m 3 / molK )(513,15 K )

a. Volume reaktor

V=

τ FAO C AO

=

0,0014 jam −1 .(1044,2201 kmol / jam) = 2,4029 m 3 603,563 mol / m 3

Dari data WVU Project (2001), katalis yang digunakan adalah perak (Ag) dengan spesifikasi: Bentuk

: spherical

Diameter : 0,0075 m ε

: 0,4


Vr =

V

ε

=

2,4029 = 6,0073 m3 0,4

b. Jumlah tube Direncanakan: Diameter tube (OD)

= 8 cm

Panjang tube

=5 m

Pitch (PT)

= 15 square pitch

Jumlah tube

=

1 4

6,0073 = 15,4642 = 16 π.(0,08) 2 .5

c. Tebal tube Tekanan operasi

= 2575 kPa

Faktor kelonggaran

=5%

Maka, Pdesain

= (1,05) (2575 kPa) = 2704 kPa

Joint efficiency

= 0,8

(Brownell,1959) Allowable stress

= 18.750 psia =129.276,75kPa

(Brownell,1959)

PD 2SE − 1,2P (2575 kPa) (0,08m) = 2(129.276,75 kPa)(0,8) − 1,2(2575 kPa) = 0,0011 m = 0,0418 in

t=

Faktor korosi

= 0,125 in

Maka tebal tube yang dibutuhkan

= 0,0418 in + 0,125 in =

0,1668 in Tebal tube standar yang digunakan

= ¼ in

(Brownell,1959) d. Diameter dan tinggi shell


16 tube

D

16 tube

PT + OD

15

Diameter shell (D)

= (15 × 15) / 100 × 2 + 2 (15 – 8) / 100 = 3,3220

m Tinggi shell (H) = panjang tube = 5 m e. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 3,3220 m Rasio axis = 2 : 1 (Brownell,1959) Tinggi tutup

=

1 ⎛ 3,3220 ⎞ ⎜ ⎟ = 0,8305 m 2⎝ 2 ⎠

f. Tebal shell dan tebal tutup Tekanan operasi

= 2575 kPa

Faktor kelonggaran

=5%

Maka, Pdesain

= (1,05) (2575 kPa) = 2703,75 kPa

Joint efficiency

= 0,8


= 18.750 psia =129.276,75kPa

(Brownell,1959)

PD 2SE − 1,2P (2575 kPa) (3,3220 m) = 2(129.276,75 kPa)(0,8) − 1,2(2575 kPa) = 0,0441 m = 1,7368 in

t=

Faktor korosi

= 0,125 in


= 1,7368 in + 0,125 in = 1,8618 in


= 2 in

(Brownell,1959) Tutup shell dan tutup tangki

= 2 in


Perancangan pipa pendingin Fluida panas, umpan masuk: Laju alir masuk

= 30017,1513 kg/jam = 66176,8366 lbm/jam

Temperatur awal

= 240°C = 464°F

Temperatur akhir

= 240°C = 464°F

Fluida dingin, air pendingin: Laju air

= 11833,9362 kg/jam = 26089,4998 lbm/jam

Temperatur awal

= 28°C = 82,4°F

Temperatur akhir

= 48°C = 118,4°F

Panas yang diserap (Q) = 975964,4018 kJ/jam = 925032,1325 Btu/jam Fluida Panas

T2 = 464 °F


T2 – T1= 0°F

Selisih

T1 = 464°F

Fluida dingin

Selisih

t2 = 118,4°F

Δt1 = 345,6°F

t1 = 82,4°F

Δt2 = 381,6°F

t2 – t1 = 36°F

Δt2 – Δt1 = 36 °F

Δt 2 − Δt 1 36 = = 363,303 °F ⎛ Δt 2 ⎞ ⎛ 381,6 ⎞ ⎟⎟ ln⎜ ⎟ ln⎜⎜ ⎝ 345,6 ⎠ ⎝ Δt 1 ⎠ T − T1 0 R= 2 = =0 t 2 − t 1 36 t −t 36 S= 2 1 = = 0,094 T1 − t 1 464 − 82,4 LMTD =


Pipa yang dipilih: Ukuran nominal

= 24 in

Schedule

= 20

ID

= 23,25 in

= 1,9375 ft

OD

= 24 in

= 2 ft

Surface perlin ft

= 6,283 ft2/ft

Flow area per pipe

= 425 in2

Panjang

= 5 m = 16,4042 ft


Fluida panas: sisi pipe, umpan (1)

at’ = 425 in2

= 2,9514 ft2

W at 66176,8366 = 22422,2693 lbm/jam.ft 2 Gt = 2,9514

Gt =

(2)

Pada Tc = 464°F

μ = 0,026 cP = 0,0629 lbm/ft2⋅jam Re t = Re t =

D × Gt

μ 1,9375 × 22422,2693 = 690707,3964 0,0629

Dari Gbr. 24, Kern, diperoleh jH = 1000 c = 0,27 Btu/lbm.°F k = 0,0243 Btu/jam lbm ft.°F

k ⎛ c.μ ⎞ hi = j H × × ⎜ ⎟ D ⎝ k ⎠

1

3

0,0243 ⎛ 0,27 × 0,0629 ⎞ ×⎜ hi = 1000 × ⎟ 1,9375 ⎝ 0,0243 ⎠

hio = hi ×

1/ 3

= 11,1360

ID OD

hio = 11,1360 ×

23,25 = 10,7880 24

Fluida dingin: sisi shell, air pendingin (1’)

G’ =

w 26089,4998 = 2 L 2 × 16,4042

= 795,2080 lbm/jam.ft (2’)

Pada tc = 100,4 °F

μ = 0,7 cp = 1,6934 lbm/jam.ft Re = 4G’/μ = 4 × 795,2080/1,6934 = 1878,4033 Dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 22


1

(3’)

1

⎛ 795,2080 ⎞ 3 ⎛ G' ⎞ 3 ho = jH × ⎜ ⎟ = 161,7731 ⎟ = 22 × ⎜ 2 ⎝ ⎝ OD ⎠ ⎠ h × h o 10,7880 × 161,7731 U C = io = = 10,1136 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F h io + h o 10,7880 + 161,7731 1 Rd = 0,003, hd = = 333,3333 0,003 U × h d 10,1136 × 333,3333 = = 9,8158 UD = c U c + h d 10,1136 + 333,3333 Q 925032,1325 = A= = 259,3958 ft2 U D × Δt 9,8158 × 363,303

259,3958 ft 2 = 41,2853 ft Panjang yang dibutuhkan = 6,283 ft 2 / ft Panjang 1 tube yang direncanakan = 16 ft Sehingga jumlah tube yang diperlukan =

C.12

41,2853 ft = 2,5803 tube = 3 tube 16 ft/tube

Cooler 3 (E-202)

Fungsi


Kompresor 5 (JC-201) Jenis


Dipakai

: ¾ in OD, Tube 18 BWG, panjang = 16 ft, 6 pass

Jumlah

: 1 unit


= 30017,1513 kg/jam = 66176,8366 lbm/jam


= 240°C

= 464°F


= 45°C

= 113°F


= 73715,2508 kg/jam = 162515,1587


= 28°C

= 82,4°F


= 48°C

= 118,4°F


= 6162594,9702 kJ/jam = 5840990,0577 Btu/jam


(1) Δt = beda suhu sebenarnya Fluida Panas Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah Selisih

T1 = 464°F T2 = 113°F T1 – T2 = 351°F

Fluida dingin

Selisih

t2 = 118,4°F

Δt1 = 345,6°F

t1 = 82,4°F

Δt2 = 30,6°F

t2 – t1 = 36°F

Δt2 – Δt1 = -315°F

Δt 2 − Δt 1 - 315 = = 129,9354 °F ⎛ 30,6 ⎞ ⎛ Δt 2 ⎞ ⎟ ⎟⎟ ln⎜ ln⎜⎜ 345,6 Δt ⎝ ⎠ ⎝ 1⎠ T − T2 351 R= 1 = = 9,75 t 2 − t1 36 t −t 36 S= 2 1 = = 0,0943 T1 − t 1 464 − 82,4 Dari Gambar 18, Kern (1965) diperoleh FT = 0,925 LMTD =

Maka Δt = FT × LMTD = 0,925 × 129,9354 = 120,1902°F

(2) Tc dan tc T1 + T2 464 + 113 = = 288,5 °F 2 2 t +t 82,4 + 118,4 tc = 1 2 = = 100,4 °F 2 2

Tc =


-


-

Jenis tube

= 18 BWG

-

Pitch (PT)

= 1 in triangular pitch

-

Panjang tube (L)

= 16 ft

= ¾ in


A=

Q = U D × Δt

5840990,0577 Btu/jam = 1237,4752 ft 2 Btu × 120,1902 o F 40 2 o jam ⋅ ft ⋅ F


Luas permukaan luar (a″) = 0,1963 ft2/ft 10, Kern) 1214,9470 ft 2 A Jumlah tube, N t = = = 386,8272 buah L × a " 16 ft × 0,1963 ft 2 /ft

(Tabel

Dari Tabel 9, hal 842, Kern (1965), nilai yang terdekat adalah 394 tube dengan ID shell 25 in. b. Koreksi UD A = L × Nt × a"

= 16 ft × 394 × 0,1963 ft 2 /ft = 1237,4752 ft 2 Q 5840990,0577 Btu/jam Btu UD = = = 39,2718 2 A ⋅ Δt 1237,4752 ft × 120,1902 °F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F Fluida dingin: air, tube (3) Flow area tube, at′ = 0,334 in2 Kern) N t × a 't at = 144 × n Kern) 394 × 0,334 at = = 0,1523 ft 2 144 × 6 (4)

Kecepatan massa W Gt = at

(Tabel 10, (Pers.

(Pers.

(7.48),

(7.2),

Kern) lb m 162515,1587 Gt = = 1067001,2548 0,1523 jam ⋅ ft 2 (5)


μ = 0,75 cP = 1,8143 lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 15,

Kern) Dari Tabel 10, Kern (1965), untuk ¾ in OD, 18 BWG, diperoleh ID = 0,652 in = 0,0543 ft


Re t =

ID × G t μ

(Pers.

(7.3),

Kern)

(6)


(7)

Pada tc = 100,4°F

Re t =

c = 0,99 Btu/lbm°F

(Gbr 3,


⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 1 × 1,8143 ⎞ =⎜ ⎟ ⎝ 0,364 ⎠

1

(Tabel 5, 3

= 1,7025

1

k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ (8) ⎟ D ⎝ k ⎠ φt Kern) hi 0,364 = 95 × × 1,7025 = 1083,5317 0,05433 φt hio hi ID 0,652 = × = 1083,5317 × (9) = 941,9502 φt φt OD 0,75 (10) Karena viskositas rendah, maka diambil φt = 1 h h = io × φt io φ hi

(Pers. (6.15),

t

hio = 941,9502 × 1 = 941,9502


Flow area shell Ds × C' × B as = 144 × PT Kern) Ds = Diameter dalam shell = 25 in B


PT

= Tube pitch = 1 in

C′

= Clearance = PT – OD = 1,25 – 1 = 0,25 in

as =

25 × 0,25 × 15 = 0,6510 ft2 144 × 1


(Pers.

(7.1),

(4′)

(5′)

Kecepatan massa w Gs = as Kern) lb m 66176,8366 Gs = = 101647,6210 0,6510 jam ⋅ ft 2 Bilangan Reynold

(Pers.

(7.2),

Pada Tc = 288,5°F

μ = 0,022 cP = 0,0532 lbm/ft2⋅jam

(Gbr.

15,

Kern) Dari Gambar 28, Kern (1965), untuk ¾ in dan 1 triangular pitch, diperoleh de = 0,73 in. De = 0,73/12 = 0,0608 ft

Res =

De × G s μ

(Pers.

(7.3),

Kern)

(6′)


(7′)

Pada Tc = 288,5°F

Re s =


(Gbr

3,

(Tabel

5,


⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 0,22 × 0,022 ⎞ =⎜ ⎟ ⎝ 0,0156 ⎠

1

3

= 0,9088

1

(8′)

(9′)

ho k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ ⎟ De ⎝ k ⎠ φs Kern) ho 0,0156 = 210 × × 0,9088 = 48,9396 0,0608 φs Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1 h h o = o × φs φs ho = 48,9396 × 1 = 48,9396

(10)

Clean Overall coefficient, UC


(Pers. (6.15),


(11)

Rd =

U C − U D 46,5225 − 39,2718 = = 0,00397 U C × U D 46,5225 × 39,2718

(Pers.

(6.13),



Untuk Ret = 31953,3352 f = 0,0001 ft2/in2

(Gbr. 26,

Kern) s = 0,99

(Gbr.

6,

Kern)

φt = 1 2

(2)

f ⋅Gt ⋅L⋅n

ΔPt = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

Kern)

ΔPt

(Pers.

2 ( 0,0001)(1067001,2548) (16)(6) = 5,22 ⋅ 1010 (0,05433)(0,99)(1)

= 3,8925 psi (3)


4n V 2 . s 2g' (4).(6) = .0,1 0,99 = 2,4242 psi

ΔPr =

ΔPT


ΔPt yang diperbolehkan = 10 psi Fluida panas: bahan, shell


V

2

2g'

= 0,1

(7.53),

(1′)

Untuk Res = 116188,2821 f

= 0,0007 ft2/in2

(Gbr. 29,

Kern)

φs = 1 s = 0,0589 (2′)

N + 1 = 12 ×

L B

(Pers. (7.43),

Kern)

N + 1 = 12 ×

16 = 12,8 15

Ds = 25/12 = 2,0833 ft f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) ΔPs = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φs Kern) (0,0007 )(101647,6210)2 (2,0833)(12,8) ΔPs = 5,22 ⋅ 1010 (0,0608)(0,0589)(1) = 1,0308 psi 2

(3′)

(Pers. (7.44),

ΔPs yang diperbolehkan = 2 psi C.13


Fungsi : Menaikkan tekanan campuran gas sebelum dialirkan ke Absorber 1 (T201) Jenis


Jumlah : 1 unit dengan 4 stages ( k −1) / kN st ⎤ ⎛ k ⎞ ⎡⎛ p 2 ⎞ Pad = 2,78 × 10 N st mvl p1 ⎜ − 1⎥ ⎟ ⎢⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ k - 1 ⎠ ⎢⎣⎝ p1 ⎠ ⎥⎦ 2004) di mana: Nst = jumlah tahap kompresi −4

(Timmerhaus,

mvl = laju alir gas volumetrik (m3/jam) p1 = tekanan masuk = 25,45 bar = 2545 kPa p2 = tekanan keluar = 30,15 bar = 3015 kPa η = efisiensi kompresor = 80 % 2001)


(WVU Project,

k = rasio panas spesifik = 1,3

(Geankoplis,


= 30007,1513 kg/jam

ρcampuran

= 35,6469 kg/m3

mvl =


(1, 3−1) / 1, 3×4 ⎤ ⎛ 1,3 ⎞ ⎡⎛ 3015 ⎞ − 1⎥ Pad = 2,78 × 10 × 4 × 841,7888 × 2545⎜ ⎟ ⎢⎜ ⎟ ⎝ 1,3 - 1 ⎠ ⎢⎣⎝ 2545 ⎠ ⎥⎦ = 136,0129 hp −4

Untuk efisiensi motor adalah 80%, maka: 136,0129 P= = 160,0151 hp 0,8 Maka dipilih kompresor dengan daya 200 hp. Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan: = 0,363 (mv)0,45( ρ )0,13

De

(Timmerhaus,


•

Diameter dalam (ID)

•

Diameter luar (OD)

• C.14

Luas penampang (A)

= 11,938 in

= 0,9948 ft

= 12,75 in = 3,34 ft

= 1,0625 ft

2

Pompa 1 (J-201)

Fungsi

: Memompa air ke Absorber 1 (T-201) dan Absorber 2 (T-202)

sekaligus menaikkan tekanan air Jenis

: Centrifugal Pump

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:


PSuction

= 1 bar

PDischarge

= 30 bar

T

= 28oC

F

= 21005,0060 kg/jam

ρair

= 997,13 kg/m3 = 62,2491 lbm/ft3

(Thermexcel,

2003) Viskositas

= 0,8910 cP = 0,0006 lbm/ft s

(Thermexcel, 2003)

Laju alir volumetrik, =

mv

21005,0060 kg / jam = 0,0059 m3/s = 0,2066 ft3/s = 92,7512 gal/menit 3 997,13 kg / m

Desain pompa:

Di,opt = 0,363 (mv)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 (0,0059 m3/s)0,45 (997,13 kg/m3)0,13 = 0,0881 m = 3,4688 in Dari Tabel A.5-1 Geankoplis (1997), dipilih pipa dengan spesifikasi: Ukuran nominal

: 3½ in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,5840 in = 0,2987 ft

Diameter Luar (OD)

: 4,0000 in = 0,3333 ft


: 0,0687 ft2


Q 3,4688 ft 3 / s = = 3,0079 ft/s A 0,0687 ft 2


μ

=

(62,2491 lbm / ft 3 )(3,0079 ft / s )(0,2987 ft ) 0,0006 lbm/ft.s


= 93398,4951 (Turbulen)

(Timmerhaus,

2004) Untuk pipa Commercial Steel diperoleh harga ε = 0,000046

(Timmerhaus,

2004) Pada NRe = 93398,4951 dan ε/D =

0,0000463 m = 0,0005 0,0910 m

maka harga f = 0,005

(Timmerhaus,

2004) Friction loss: 1 Sharp edge entrance: hc

2 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 3,0079 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,0703 ft.lbf/lbm 3,0079 2 v2 = n.Kf. = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

=

0,2109

ft.lbf/lbm 2 check valve:

hf

= n.Kf.

v2 2.g c

= 2(2)

3,0079 2 = 0,5624 2(32,174)

ft.lbf/lbm 1 Tee:

hf

= n.Kf.

Pipa lurus 150 ft:

Ff

= 4f

3,0079 2 v2 = 1(1) = 0,1406 ft.lbf/lbm 2.g c 2(32,174)

(150)(. 3,0079) ΔL.v 2 = 4(0,005) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

= 1,4123 ft.lbf/lbm 2

2 Sharp edge exit:

hex

⎛ A ⎞ 3,0079 2 v2 2 = 2 ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ = 2 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 ) A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = 0,2812 ft.lbf/lbm

Total friction loss :

∑ F = 2,6778 ft.lbf/lbm



(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 2α ρ (Geankoplis,1997) dimana: v1 = v2 P1 = 22,9140 psia P2 = 435,1045 psia ∆P = 412,1905 psia = 953,5142 ft.lbf/lbm tinggi pemompaan ΔZ = 50 ft

maka: 0 +

32,174 (50) + 953,5142 + 2,6778 + Ws = 0 32,174 62,2491

Ws = 1006,1920 ft.lbf/lbm Efisiensi pompa, η= 80 % Ws

= η × Wp

1006,1920 = 0,8 × Wp Wp = 1257,7400 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp =

21005,0060 lbm / s × 1257,7400 ft.lbf / lbm (0,45359)(3600)(550 ft.lbf / s.hp) = 29,4161 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 30 hp.

C.15

Absorber 1 (T-201)

Fungsi : Mengikat etilen oksida yang keluar dari Reaktor I (R-201) untuk diumpankan ke Kolom Distilasi (T-301)


Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal Bahan : Stainless Steel SS-63 Grade A Perhitungan Volume dan Densitas Gas Tabel LC.1 Densitas Campuran Gas Alur 10

Komponen

% massa alur 10

ρ (kg/m3)

% massa × ρ

C2H4

2,2974%

35,9150

0,8251

C2H4O

0,8902%

66,5049

0,5920

CO2

0,2130%

55,2300

0,1177

O2

19,3869%

36,0279

6,9847

N2

77,1266%

31,2393

24,0938

0,0859%

711,3257

0,6111

H2O Total

33,2244

Densitas campuran gas = 33,2244 kg/m3


Tabel LC.2 BM Rata-Rata Gas Alur 10 F10 (kg/jam)

N10 (kmol/jam) C2H4 689,3905 27,3080 C2H4O 267,1160 6,7377 CO2 63,9273 1,6140 O2 5817,4555 201,9950 N2 23143,4834 917,7367 H2O 25,7786 1,5899 Total 30007,1513 1156,9812 BM rata-rata gas = 28,8175 kg/kmol Komponen

Fraksi ΒΜ mol 0,0236 28,05 0,0058 44,05 0,0014 44,01 0,1746 32 0,7932 28,02 0,0014 18,016

Fraksi × ΒΜ 0,6621 0,2565 0,0614 5,5868 22,2259 0,0248 28,8175

Laju alir gas, G’

= 30007,1513 kg/jam = 8,3353 kg/s

Volume gas, Vg

= 30007,1513/33,2244 = 903,1673 m3/jam = 0,2509 m3/s

Laju alir air, L’

= 10502,5030 kg/jam = 2,9174 kg/s

Viskositas gas, μg = 0,0224 cP = 0,0229 × 10-3 kg/m.s

Viskositas air, μair = 0,5 cP = 0,5 × 10-3 kg/m.s = 981,2309 kg/m3

Densitas air

Perhitungan Diameter Tower

L Nilai absis = G

⎛ ρg ⎜ ⎜ρ −ρ g ⎝ l

⎞ ⎟ ⎟ ⎠

0,5

(Treybal,

1981) 10502,5030 ⎛ 33,2244 ⎞ = ⎜ ⎟ 30007,1513 ⎝ 981,2309 − 33,2244 ⎠

0,5

= 0,0655 Dari Gbr. 6.34, Treybal (1981), hal. 195 (Pressure Drop gas = 400 N/m2/m ) 2 ( G ') Cf μ 0l,1J diperoleh ordinat = 0,11 ρg (ρl − ρg )g c Packing menggunakan ceramic raschig ring 50 mm (tabel 6.3, Treybal hal.198): tebal dinding = 6 mm Cf

= 65

ε

= 0,74

CD

= 135,6


= 92 m2/m3

ap

⎡ 0,11 × 33,2244 × (981,2309 − 33,2244)×1⎤ G’ = ⎢ ⎥ 0 ,1 65 × (0,0005) ×1 ⎦ ⎣ = 10,6764 kg/m2.s

0,5

10,6764 G' = = 0,3213 kmol/m2.s 28,8175 BM

G =

Laju alir gas, Fg = 30007,1513 kg/jam = 8,3353 kg/s Luas penampang tower, A: Fg

A =

G'

=

8,3353 kg/s = 0,7807 m2 2 10,6764 kg/m s

⎛ 4A ⎞ Diameter tower, Dt = ⎜ ⎟ ⎝ π ⎠

0, 5

⎛ 4 × 0,7807 ⎞ =⎜ ⎟ π ⎠ ⎝

0,5

= 0,9973 m

Liquid/Gas Hold-up Dari Tabel 6.5 Treybal (1981), untuk ceramic raschig ring 50 mm:

ds = 0,0725 m; σ = 0,0714 N/m; Dg = 1,046 × 10-5; Dl = 2,98 × 10-9

β = 1,508 ds0,376 = 1,508 × 0,07250,376 = 0,5622 L’ =

L 10502,5030 = = 13452,2727 kg/m2.jam = 3,7367 kg/m2.s 0,7807 A

Gas hold-up S cg =

μg ρ g Dg

=

0,0224 × 10 −3 = 0,0645 33,2244 ×1,046 × 10 −5

(Treybal,

1981) Liquid hold-up

μl 0,5 × 10 −3 S cl = = 171,0499 = ρ l Dl 981,2309 × 2,98 × 10 −9

(Treybal,

1981) Dari Tabel 6.5 (Treybal, 1981):

ϕ LsW =

2,47 × 10 −4 ds

1, 21

2,47 × 10 −4 = 0,0059 m3/m3 = 1, 21 0,0725

(Treybal,

1981)

ϕ LtW =

2,09 × 10 −6 (737,5L' ) β 2,09 × 10 −6 (737,5 × 3,7367) 0,5622 = 0,0342 m3/m3 = 2 2 ds (0,0725)


ϕLoW = ϕLtW – ϕLsW

(Treybal,

1981) = 0,0342 – 0,0059 = 0,0283 Dari Tabel 6.5 (Treybal, 1981) diperoleh persamaan: 975,7 L'0,57 μ l0,13 ⎛ σ ⎞ H = 0,84 ⎜ ⎟ ρ l (2,024 L'0, 43 −1) ⎝ 0,073 ⎠ 1981)

0 ,1737 − 0 , 262 log L '

975,7 × 3,7367 0,57 (0,5 × 10 −3 ) 0,13 ⎛ 0,0714 ⎞ = ⎜ ⎟ 981,2309 0,84 (2,024 × 3,7367 0, 43 − 1) ⎝ 0,073 ⎠

(Treybal, 0 ,1737 − 0 , 262 log 3,7367

= 0,9197

ϕLo = ϕLoW H = 0,0283 × 0,9197 = 0,0260

(Treybal,

1981) 0,0486μ l0, 02σ 0,99 0,0486 × (0,5 × 10 −3 ) 0, 02 (0,0714)0,99 ϕLs = = d s1, 21 ρ l0,37 0,07251, 21 × 981,2309 0,37

(Treybal,

1981) = 0,0057

ϕLt = ϕLo + ϕLs = 0,0260 + 0,0057 = 0,0317 Perhitungan Luas Kontak Antar Muka (Interfacial Area)

Dari Tabel 6.4 (Treybal, 1981) untuk ceramic raschig ring 50 mm: m = 34,03; n = 0; p = 0,362; ε = 0,74 n

0 ⎛ 808 G ' ⎞ 808 10 , 6764 × ⎞ ⎛ p a AW = m⎜ 0,5 ⎟ L' = 34,03 × ⎜⎜ ⎟⎟ × 3,7367 −0, 47 = 54,8409 m2/m3 0,5 ⎟ ⎜ ρ ⎠ ⎝ 33,2244 ⎝ g ⎠ a ϕ 54,8409 × 0,0260 a A = AW Lo = = 50,4378 m2/m3 ϕ LoW 0,0283

εLo = ε - ϕLt = 0,74 - 0,0317 = 0,7083 Dari persamaan 6.70 (Treybal, 1981):


Fg S cg2 / 3 G

⎛ d sG' ⎞ ⎟ = 1,195 ⎜ ⎜ μ (1 − ε ) ⎟ g Lo ⎝ ⎠

−0 , 36

⎞ 1,195 × 0,3213 ⎛ 0,0725 ×10,6764 ⎜ ⎟ Fg = 0,0645 2 / 3 ⎜⎝ 0,0224 × 10 −3 (1 − 0,7083) ⎟⎠

−0 , 36

= 0,0356 kmol/m2.s Dari persamaan 6.72 (Treybal, 1981): ⎛ d L' ⎞ kl d s = 25,1⎜⎜ s ⎟⎟ DL ⎝ μl ⎠

0 , 45

S cl0,5 0 , 45

⎛ 2,98 × 10 −9 ⎛ 0,0725 × 3,7367 ⎞ 0,5 kl = 25,1⎜⎜ ⎟⎟ × 171,0499 × ⎜⎜ −3 × 0 , 5 10 ⎠ ⎝ ⎝ 0,0725 2 3 = 0,0002 kmol/m .s.(kmol/m )

C =

⎞ ⎟⎟ ⎠

ρ air 981,2309 = = 54,4644 kmol/m3 BM air 18,016

FL = kl C = 0,0002 × 54,4644 = 0,0125 kmol/m2.s Fg aA = 0,0356 × 50,4378 = 1,7964 kmol/m3.s FL aA = 0,0125 × 50,4378 = 0,6296 kmol/m3.s Perhitungan Height of Gas Phase Transfer Unit, Htg

Htg =

0,3213 G = 0,1789 m = Fg a A 1,7964

(Treybal,

1981) Perhitungan Height of Liquid Phase Transfer Unit, Htl

L' 3,7367 = 0,2074 kmol/m2.s = BM 18,016 L 0,2074 Htl = = 0,3294 m = Fl a A 0,6296 L=

(Treybal,

1981) Faktor Absorbsi (A) berkisar antara 1,25-2 (Treybal, 1981), diambil A = 1,25. Dari lampiran A dapat dihitung fraksi mol etilen oksida:

- y1 (alur 9) = 0,0058

- x1 (alur 13) = 0,0095

- y2 (alur 12) = 0,0004

- x2 (alur 11) = 0

0,1343 kmol / m 2 .s L rasio distribusi kesetimbangan: m = = = 0,5164 GA 0,2081 kmol / m 2 .s × 1,25


NtoG

⎡ 0,0058 − 0 ⎛ ⎡ y − mx 2 ⎛ 1 ⎞ 1 ⎤ 1 ⎞ 1⎤ × ⎜1 − ln ⎢ 1 × ⎜1 − ⎟ + ⎥ ln ⎢ ⎟+ ⎥ 0,0004 − 0 ⎝ 1,25 ⎠ 1,25 ⎦ y 2 − mx 2 ⎝ A ⎠ A⎦ ⎣ ⎣ = 6,1959 = = 1 1 1− 1− 1,25 A

Perhitungan Height of Transfer Unit, HtoG

HtoG = H tG +

H mG H tL = H tG + tL L A

= 0,1789 +

0,3294 1,25

= 0,4424 Perhitungan Tinggi Absorber

Tinggi packing, z: z = HtoG NtoG = 0,4424 × 6,1959 = 2,7412 m Tinggi head packing, h: h = ¼ DT = ¼ (0,9973) = 0,2493 m Tinggi absorber, HAb: HAb = z + 2h = 2,7412 + 2 × 0,2493 = 3,2398 m Perhitungan Tebal Dinding Tekanan gas = 30 bar = 435,1147 psi Diameter, D = 0,9973 m = 39,2626 in Joint efficiency, E = 0,85 Allowable stress, S = 17500 psia Faktor kelonggaran = 20 % Pdesain = (1+0,2) × 435,115 = 522,1377 psi Tebal dinding kolom absorber: t=

PD 522,1377 × 39,2626 + CA = + 0,125 = 0,8289 in 2 SE − 1,2 P 2 × 17500 × 0,85 − 1,2 × 522,1377

Maka, digunakan plat dengan tebal 1 in.

C.16 Fungsi Jenis

Pompa 2 (J-202) : Memompa campuran ke kolom distilasi (T-301) : Pompa sentrifugal


Jumlah

: 1 unit


= 30 bar

PDischarge

= 30 bar

T

= 51,92oC

F

= 10747,2329 kg/jam


Tabel LC.3 Densitas Campuran Gas Alur 13

ρ (kg/m3) 37,7460 682,6413 59,0985 37,7485 32,7002 734,2411

Komponen C2H4 C2H4O CO2 O2 N2 H2O

% massa alur 13 0,0051% 2,2299% 0,0001% 0,0054% 0,0215% 97,6688%

ρcampuran

= 732,3578 kg/m3 = 45,7198 lbm/ft3

% massa × ρ 0,0019 15,2222 0,0001 0,0020 0,0070 717,1245 732,3578

Tabel LC.4 Viskositas Campuran Gas Alur 13


% massa alur 13 0,0051% 2,2299% 0,0001% 0,0054% 0,0215% 97,6688%

μ (cp) 0,0110 0,4100 0,0157 0,0215 0,0185 0,6000

Viskositas

= 0,5952 cP = 0,0004 lbm/ft s

μcampuran (cp) 0,000001 0,0091 0,0000 0,0000 0,0000 0,5860 0,5952

Laju alir volumetrik, mv

10747,2329 kg / jam 732,3578 kg / m 3 = 0,0041 m3/s = 0,1440 ft3/s = 64,6133 gal/menit =

Desain pompa:

Di,opt = 0,363 (mv)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


: 3 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,068 in = 0,2557 ft


Diameter Luar (OD)

: 3,5 in = 0,2917 ft


: 0,0513 ft2


Q 0,1440 ft 3 / s = = 2,8061 ft/s A 0,0513 ft 2


μ

(45,7198 lbm / ft 3 )(2,8061 ft / s )(0,2557 ft ) = 0,0004 lbm/ft.s = 82007,8142 (Turbulen)

(Timmerhaus,


(Timmerhaus,

2004) Pada NRe = 82007,8142 dan ε/D =

0,0000463 m = 0,0006 0,0737 m


(Timmerhaus,


1 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 2,80612 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,0612 ft.lbf/lbm 2,80612 v2 = n.Kf. = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

=

0,0918


hf

ft.lbf/lbm

v2 = n.Kf. 2.g c

= 1(2)

2,8061 2 = 0,2447 2 (32 ,174 )

(150)(. 2,8061) ΔL.v 2 = 4(0,006) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 150 ft:

Ff

= 4f

= 1,4359 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex

⎛ A ⎞ 2,80612 v2 2 = n ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ = 1 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 ) A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = 0,1224 ft.lbf/lbm


∑ F = 1,9560 ft.lbf/lbm



(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 2α ρ (Geankoplis,1997) dimana : v1 = v2 P1 = 30 bar = 435,1045 psia P2 = 30 bar = 435,1045 psia ∆P = 0 psia tinggi pemompaan ΔZ = 30 ft maka: 0 +

32,174 (30) + 0 + 1,9560 + Ws = 0 32,174 45,7198


= η × Wp = 0,8 × Wp

Wp = 39,9450 ft.lbf/lbm Daya pompa: P = m × Wp

10747,2329 lbm / s × 39,9450 ft.lbf / lbm (0,45359)(3600)(550 ft.lbf / s.hp) = 0,4780 hp =

Maka dipilih pompa dengan daya motor ½ hp.

C.17

Heater 3 (E-203)

Fungsi

: Menaikkan temperatur campuran gas sebelum dialirkan ke Ekspander 1 (JE-201)

Jenis


Dipakai

: 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah

: 1 unit


= 3941,2635 kg/jam

= 8689,0440

lbm/jam Temperatur awal (T1)

= 260°C

= 500°F



= 260°C

= 500°F


= 30007,1513 kg/jam = 66154,7902


= 30,3°C

= 86,54°F


= 240°C

= 464°F


(1)

= 4247886,5929 kJ/jam = 4026203,8111 Btu/jam


Fluida Panas T1 = 500°F T2 = 500°F T1 – T2 = 0°F

LMTD =


Fluida dingin

Selisih

t2 = 464°F

Δt1 = 36°F

t1 = 86,54°F

Δt2 = 413,46°F

t2 – t1 = 377,46°F

Δt2 – Δt1 = 377,46°F

Δt 2 − Δt 1 377,46 = = 154,631 °F ⎛ Δt 2 ⎞ ⎛ 413,46 ⎞ ⎟⎟ ln⎜ ⎟ ln⎜⎜ 36 ⎝ ⎠ Δt ⎝ 1⎠

T1 − T2 0 = =0 t 2 − t 1 377,46 t −t 377,46 S= 2 1 = = 0,9129 T1 − t 1 500 − 86,54 R=

Untuk R = 0, maka Δt = LMTD = 154,631°F (2)

Tc dan tc T1 + T2 500 + 500 = = 500 °F 2 2 t +t 86,54 + 464 tc = 1 2 = = 275,27 °F 2 2

Tc =


-

Diameter luar tube (OD) = 1 in

-

Jenis tube = 18 BWG

-

Pitch (PT) = 1¼ in square pitch

-

Panjang tube (L) = 12 ft


a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin gas, diperoleh UD = 2-50, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 40 Btu/jam⋅ft2⋅°F Luas permukaan untuk perpindahan panas,

6207244,7387 Btu/jam = 1003,5596 ft 2 Btu × 154,631o F 40 jam ⋅ ft 2 ⋅o F Luas permukaan luar (a″) = 0,2618 ft2/ft A=

Q = U D × Δt

(Tabel 10, Kern)

1003,5596 ft 2 A = = 319,4422 buah L × a " 12 ft × 0,2618 ft 2 /ft Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 334 tube Jumlah tube, N t =

dengan ID shell 27 in. b. Koreksi UD A = L × Nt × a” = 12 ft × 334 × 0,2618 ft2/ft = 1049,2944 ft2

UD =


Fluida panas: steam, tube (3) Flow area tube, at′ = 0,639 in2 Kern) N × a' at = t t 144 × n Kern) 334 × 0,639 = 0,7411 ft2 at = 144 × 2 (4)

(Pers.

10, (7.48),

Kecepatan massa

W at Kern) 8689,0440 = 11725,1164 lbm/ft2.jam Gt = 0,7411 Gt =

(5)

(Tabel



(Pers.

(7.2),

μ = 0,018 cP = 0,0435 lbm/ft⋅jam

(Gbr. 14,

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

Re t =

ID × Gt

μ

(Pers.

(7.3),

(Pers.

(7.1),

(Pers.

(7.2),

Kern)

0,0752 × 11725,1164 = 20240,2618 0,0435 Kondensasi steam Re t =

(9)

hio = 1500 Btu/j. ft2.oF

Fluida dingin: shell, bahan (3′)

Flow area shell Ds × C '× B 144 × Pt Kern) Ds = Diameter dalam shell = 27 in as =

B


PT


C′

= Clearance = PT – OD = 1,25 – 1 = 0,25 in

27 × 0,25 × 14 = 0,5250 ft2 144 × 1,25 Kecepatan massa w Gs = as Kern) 65615,2503 = 124981,4292 lbm/ft2.jam Gs = 0,5250 as =

(4′)

(5′)

Bilangan Reynold Pada tc = 275,27 °F

μ = 0,0135 cP = 0,0327 lbm/ft2⋅jam

(Perry,

1999) Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1in dan 1¼ square pitch, diperoleh de = 0,72 in.


(6′)

De = 0,72/12 = 0,06 ft D × Gs Res = e μ Kern) 0,06 × 124981,4292 = 229619,7010 Re s = 0,0327 Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 270

(7′)

Pada tc = 275,27°F c = 0,17 Btu/lbm⋅°F

(Pers.

(7.3),

(Gbr.

3,

(Tabel

5,


⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 0,17 × 0,0327 ⎞ =⎜ ⎟ ⎝ 0,0155 ⎠

ho k ⎛c⋅μ ⎞ = jH × ×⎜ ⎟ φs De ⎝ k ⎠

(8)

1

1

3

= 0,7102

3

(Pers.

(6.15),

Kern) ho

(9′)

(10)

0,0155 × 0,7102 = 49,5350 0,06 φs Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1 h h o = o × φs = 49,5350 × 1 = 49,5350 φs Clean overall coefficient, UC

UC =

= 270 ×

h io × h o 1500 × 49,5350 = = 47,9515 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F (Pers. (6.38), h io + h o 1500 + 49,5350

Kern) (11)


U C − U D 47,9515 − 38,2565 = = 0,0053 U C × U D 47,9515 × 38,2565

(Pers.


Pressure drop Fluida panas: steam, tube (1)

Untuk Ret = 20240,2618


(6.13),

f = 0,00022 ft2/in2

(Gbr. 26,

Kern) s = 0,0244

(Tabel

7,

Kern)

φt = 1 2

(2)

f ⋅Gt ⋅L⋅n

ΔPt = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

(Pers.

(7.53),

Kern)

(0,00022)(11725,1164) (12)(2) ΔPt = 5,22 ⋅ 1010 (0,0752)(0,0244 )(1) = 0,0076 psi 2

(3)


V

2

2g'

= 0,001

4n V 2 . s 2g' (4).(2) = .0,001 0,0244 = 0,3277 psi

ΔPr =

ΔPT = ΔPt + ΔPr = 0,0076 psi + 0,3277 psi = 0,3353 psi

ΔPt yang diperbolehkan = 10 psi Fluida dingin: bahan, shell (1′)

Untuk Res = 229619,7010 f

= 0,001 ft2/in2

(Gbr. 29,

Kern)

φs = 1 s (2′)

= 0,0754

N + 1 = 12 ×

L B

Kern)

N + 1 = 12 ×

12 = 10,2857 14

Ds = 27/12 = 2,25 ft


(Pers. (7.43),

f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) 5,22 ⋅ 1010 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φs 2

(3′)

ΔPs =

(Pers.

(7.44),

Kern) ΔPs =

0,001 ⋅ 124981,4292 2 ⋅ 2,25 ⋅ 10,2857 = 1,5317 psi 5,22 ⋅ 1010 ⋅ 0,06 ⋅ 0,0754 ⋅ 1


Ekspander 1 (JE-201)

Fungsi

: Menurunkan tekanan campuran gas sebelum dimasukkan

ke Reaktor 2 (R-202) Jumlah

: 1 unit

Data: Laju alir massa

= 29762,4214 kg/jam = 8,2673 kg/s

ρcampuran

= 20,6708 kg/m3 = 1,2904 lbm/ft3

Z 1999)

= 0,016

Laju alir volumetrik (mv) =

(Perry,

29762,4214 kg / jam 20,6708 kg / m 3

= 1439,8263 m3/jam = 0,4 m3/detik Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan: = 0,363 (mv)0,45( ρ )0,13

De

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 (0,4 m3/detik)0,45(20,6708 kg/m3) 0,13 = 0,3563 m = 14,0273 in Dipilih material pipa commercial steel 16 inci Sch 80:

•

Diameter dalam (ID)

•

Diameter luar (OD)

•

Luas penampang (A)

Tekanan masuk (P1) = 29,7 bar

= 14,314 in = 1,1928 ft = 16 in = 1,3333 ft = 4,19 ft2 = 2970 kPa


Tekanan keluar (P2) = 26,5 bar

= 2650 kPa

0

Temperatur masuk = 240 C = 513,15 K Rasio spesifik (k) Daya (P)

= 1,3

⎡ k ⎢⎛ P2 ⎜ = m.Z .R.T1 k − 1 ⎢⎜⎝ P1 ⎣

⎞ ⎟⎟ ⎠

k −1

k

⎤ − 1⎥ ⎥ ⎦

(Timmerhaus,

2004) 1, 3−1 1,3 ⎡⎛ 2970 ⎞ 1,3 ⎤ ⎢⎜ = 8,2673 × 0,016 × 8,314 × 513,15 × − 1⎥ ⎟ 1,3 − 1 ⎢⎝ 2650 ⎠ ⎥ ⎣ ⎦ = -63,4970 kW × 1,341 hp/kW

= -85,1495 hp Jika efisiensi motor adalah 85 %, maka : P=

85,1495 = 100,1759 hp 0,85

Maka dipilih ekspander dengan daya 125 hp.

C.19

Reaktor 2 (R-202)

Fungsi


Jenis


Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Reaksi yang terjadi: Reaksi I: Reaksi II:

C2H4

+ ½ O2

etilen

oksigen

C2 H 4 etilen

→ C2H4O etilen oksida

+ 3 O2 → 2 CO2 oksigen

+

2 H2O


Temperatur masuk = 240oC = 513,15 K Temperatur keluar = 240oC = 513,15 K Tekanan operasi

= 2575 kPa

Laju alir massa

= 29762,4214 kg/jam

Laju alir molar

= 1035,8756 kmol/jam


Waktu tinggal (τ) reaktor

= 5 dtk-1 = 0,0014 jam-1

(WVU Project,

2001) Desain Tangki

2575 kPa P = 603,563 M = RT (8,314 Pa. m 3 / molK )(513,15 K )

CAO =

a. Volume reaktor

V=

τ FAO C AO

=

0,0014 jam −1 .(1035,8756 kmol / jam) = 2,3837 m 3 603,563 mol / m 3

Dari data WVU Project (2001), katalis yang digunakan adalah perak (Ag) dengan spesifikasi: Bentuk

: spherical

Diameter : 0,0075 m ε

: 0,4

V

2,3837 = 5,9593 m3 ε 0,4 b. Jumlah tube Vr =

=

Direncanakan: Diameter tube (OD)

= 8 cm

Panjang tube

=5 m

Pitch (PT)

= 15 square pitch

Jumlah tube

=

1 4

5,9593 = 15,4023 = 16 π.(0,08) 2 .5

c. Tebal tube Tekanan operasi

= 2575 kPa

Faktor kelonggaran

=5%

Maka, Pdesain

= (1,05) (2575 kPa) = 2704 kPa

Joint efficiency

= 0,8


= 18.750 psia =129.276,75kPa

(Brownell,1959)


PD 2SE − 1,2P (2575 kPa) (0,08m) = 2(129.276,75 kPa)(0,8) − 1,2(2575 kPa) = 0,0011 m = 0,0418 in

t=

Faktor korosi

= 0,125 in

Maka tebal tube yang dibutuhkan

= 0,0418 in + 0,125 in =

0,1668 in Tebal tube standar yang digunakan

= ¼ in

(Brownell,1959) e. Diameter dan tinggi shell 16 tube

D

15

16 tube

PT + OD

Diameter shell (D)

= (15 × 15) / 100 × 2 + 2 (15 – 8) / 100

= 3,3220 m Tinggi shell (H) = panjang tube = 5 m f. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 3,3220 m Rasio axis = 2 : 1 (Brownell,1959) Tinggi tutup

=

1 ⎛ 3,3220 ⎞ ⎜ ⎟ = 0,8305 m 2⎝ 2 ⎠

g. Tebal shell dan tebal tutup Tekanan operasi

= 2575 kPa

Faktor kelonggaran

=5%

Maka, Pdesain

= (1,05) (2575 kPa) = 2703,75 kPa

Joint efficiency

= 0,8

(Brownell,1959)


= 18.750 psia =129.276,75kPa

Allowable stress (Brownell,1959)

PD 2SE − 1,2P (2575 kPa) (3,3220 m) = 2(129.276,75 kPa)(0,8) − 1,2(2575 kPa) = 0,0441 m = 1,7368 in

t=

Faktor korosi

= 0,125 in


= 1,7368 in + 0,125 in = 1,8618 in


= 2 in

(Brownell,1959) Tutup shell dan tutup tangki

= 2 in

Perancangan pipa pendingin Fluida panas, umpan masuk: Laju alir masuk

= 29762,4214 kg/jam = 65615,2503 lbm/jam

Temperatur awal

= 240°C = 464°F

Temperatur akhir

= 240°C = 464°F

Fluida dingin, air pendingin: Laju air

= 9369,0525 kg/jam = 20655,3330 lbm/jam

Temperatur awal

= 28°C = 82,4°F

Temperatur akhir

= 48°C = 118,4°F

Panas yang diserap (Q) = 772565,4170 kJ/jam = 732247,8503 Btu/jam

Fluida Panas

T2 = 464 °F


T2 – T1= 0°F

Selisih

T1 = 464°F

LMTD =

Fluida dingin

Selisih

t2 = 118,4°F

Δt1 = 345,6°F

t1 = 82,4°F

Δt2 = 381,6°F

t2 – t1 = 36°F

Δt2 – Δt1 = 36 °F

Δt 2 − Δt 1 36 = = 363,303 °F ⎛ Δt 2 ⎞ ⎛ 381,6 ⎞ ⎟⎟ ln⎜ ⎟ ln⎜⎜ ⎝ 345,6 ⎠ ⎝ Δt 1 ⎠


T2 − T1 0 = =0 t 2 − t 1 36 t −t 36 S= 2 1 = = 0,094 T1 − t 1 464 − 82,4 R=


Pipa yang dipilih: Ukuran nominal

= 24 in

Schedule

= 20

ID

= 23,25 in

= 1,9375 ft

OD

= 24 in

= 2 ft 2

Surface perlin ft

= 6,283 ft /ft

Flow area per pipe

= 425 in2

Panjang

= 5 m = 16,4042 ft

Fluida panas: sisi pipe, umpan (1)

at’ = 425 in2

= 2,9514 ft2

W at 65615,2503 Gt = = 22231,9907 lbm/jam.ft 2 2,9514

Gt =

(2)

Pada Tc = 464°F

μ = 0,026 cP = 0,0629 lbm/ft2⋅jam D × Gt Re t =

μ

1,9375 × 22231,9907 = 684845,9533 0,0629 Dari Gbr. 24, Kern, diperoleh jH = 1000 Re t =

c = 0,27 Btu/lbm.°F k = 0,0243 Btu/jam lbm ft.°F

k ⎛ c.μ ⎞ hi = j H × × ⎜ ⎟ D ⎝ k ⎠

1

3

0,0243 ⎛ 0,27 × 0,0629 ⎞ hi = 1000 × ×⎜ ⎟ 1,9375 ⎝ 0,0243 ⎠

1/ 3

= 11,1360


hio = hi ×

ID OD

hio = 11,1360 ×

23,25 = 10,7880 24

Fluida dingin: sisi shell, air pendingin w 20655,3330 = 629,5745 lbm/jam.ft = 2 L 2 × 16,4042

(1’)

G’ =

(2’)

Pada tc = 100,4 °F

μ = 0,7 cp = 1,6934 lbm/jam.ft Re = 4G’/μ = 4 × 629,5745/1,6934 = 1487,1518 Dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 14 1

(3’)

1

⎛ 629,5745 ⎞ 3 ⎛ G' ⎞ 3 ho = jH × ⎜ ⎟ = 95,2358 ⎟ = 14 × ⎜ 2 ⎝ ⎝ OD ⎠ ⎠ h × h o 10,7880 × 95,2358 U C = io = = 9,6903 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F h io + h o 10,7880 + 95,2358 1 Rd = 0,003, hd = = 333,3333 0,003 U × h d 9,6903 × 333,3333 = UD = c = 9,4166 U c + h d 9,6903 + 333,3333 Q 732247,8503 = 214,0402 ft2 A= = U D × Δt 9,4166 × 363,303

214,0402 ft 2 = 34,0666 ft 6,283 ft 2 / ft Panjang 1 tube yang direncanakan = 16 ft Panjang yang dibutuhkan =

Sehingga jumlah tube yang diperlukan =

C.20

34,0666 ft = 2,1292 tube = 3 tube 16 ft/tube

Cooler 4 (E-204)

Fungsi

: Menurunkan temperatur campuran gas sebelum dialirkan ke Kompresor 6 (JC-202)

Jenis


Dipakai


Jumlah

: 1 unit



= 29762,4214 kg/jam = 65615,2503 lbm/jam


= 240°C

= 464°F


= 45°C

= 113°F


= 72834,0838 kg/jam = 160572,5077


= 28°C

= 82,4°F


= 48°C

= 118,4°F


= 6088929,4024 kJ/jam = 5771168,8458 Btu/jam


(1)

Fluida Panas T1 = 464°F T2 = 113°F T1 – T2 = 351°F


Fluida dingin

Selisih

t2 = 118,4°F

Δt1 = 345,6°F

t1 = 82,4°F

Δt2 = 30,6°F

t2 – t1 = 36°F

Δt2 – Δt1 = -315°F

Δt 2 − Δt 1 - 315 = = 129,9354 °F ⎛ Δt 2 ⎞ ⎛ 30,6 ⎞ ⎟⎟ ln⎜ ⎟ ln⎜⎜ ⎝ 345,6 ⎠ ⎝ Δt 1 ⎠ T − T2 351 R= 1 = = 9,75 t 2 − t1 36 t −t 36 S= 2 1 = = 0,0943 T1 − t 1 464 − 82,4 Dari Gambar 18, Kern (1965) diperoleh FT = 0,925 LMTD =

Maka Δt = FT × LMTD = 0,925 × 129,9354 = 120,1902°F (2)

Tc dan tc

T1 + T2 464 + 113 = = 288,5 °F 2 2 t +t 82,4 + 118,4 tc = 1 2 = = 100,4 °F 2 2 Dalam perancangan ini digunakan cooler dengan spesifikasi: Tc =

-


-

Jenis tube

= 18 BWG

-

Pitch (PT)

= 1 in triangular pitch

= ¾ in


-

Panjang tube (L)

= 16 ft


5771168,8458 Btu/jam = 1200,4239 ft 2 Btu × 120,1902 o F 40 jam ⋅ ft 2 ⋅o F Luas permukaan luar (a″) = 0,1963 ft2/ft 10, Kern) 1200,4239 ft 2 A Jumlah tube, N t = = = 382,2032 buah L × a " 16 ft × 0,1963 ft 2 /ft A=

Q = U D × Δt

(Tabel

Dari Tabel 9, hal 842, Kern (1965), nilai yang terdekat adalah 394 tube dengan ID shell 25 in. b. Koreksi UD A = L × Nt × a"

= 16 ft × 394 × 0,1963ft 2 /ft = 1237,4752 ft 2 Q 5771168,8458 Btu/jam Btu UD = = = 38,8024 2 A ⋅ Δt 1237,4752 ft × 120,1902 °F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F Fluida dingin: air, tube (3) Flow area tube, at′ = 0,334 in2 Kern) N t × a 't at = 144 × n Kern) 394 × 0,334 at = = 0,1523 ft 2 144 × 6 (4)

Kecepatan massa W Gt = at Kern) 160572,5077 lbm Gt = = 1054246,6841 0,1523 jam ⋅ ft 2


(Tabel 10, (Pers.

(Pers.

(7.48),

(7.2),

(5)


μ = 0,75 cP = 1,8143 lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 15,


Re t =

ID × G t μ

(Pers.

(7.3),

Kern)

(6)


(7)

Pada tc = 100,4°F

Re t =

c = 0,99 Btu/lbm°F

(Gbr 3,


⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 1 × 1,8143 ⎞ =⎜ ⎟ ⎝ 0,364 ⎠

1

(Tabel 5, 3

= 1,7025

1

k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ (8) ⎟ φt D ⎝ k ⎠ Kern) hi 0,364 = 95 × × 1,7025 = 1083,5317 0,05433 φt hio hi ID 0,652 = × = 1083,5317 × = 941,9502 (9) OD φt φt 0,75 (10) Karena viskositas rendah, maka diambil φt = 1 h h = io × φt io φ hi

(Pers. (6.15),

t

hio = 941,9502 × 1 = 941,9502


Flow area shell D × C' × B as = s 144 × PT Kern) = Diameter dalam shell = 25 in Ds


(Pers.

(7.1),

B


PT

= Tube pitch = 1 in

C′

= Clearance = PT – OD = 1 – 0,75 = 0,25 in

25 × 0,25 × 15 = 0,6510 ft2 144 × 1 Kecepatan massa w Gs = as Kern) 65615,2503 lbm Gs = = 100785,0245 0,6510 jam ⋅ ft 2 Bilangan Reynold as =

(4′)

(5′)

(Pers.

(7.2),

Pada Tc = 288,5°F

μ = 0,022 cP = 0,0532 lbm/ft2⋅jam

(Gbr.

15,

Kern) Dari Gambar 28, Kern (1965), untuk ¾ in dan 1 triangular pitch, diperoleh de = 0,73 in. De = 0,73/12 = 0,0608 ft

Res =

De × G s μ

(Pers.

(7.3),

Kern)

(6′)


(7′)

Pada Tc = 288,5°F

Re s =


(Gbr

3,

(Tabel

5,


⎛c⋅μ ⎞ ⎟ ⎜ ⎝ k ⎠ (8′)

1

3

⎛ 0,22 × 0,022 ⎞ =⎜ ⎟ ⎝ 0,0156 ⎠

ho k ⎛c⋅μ ⎞ = jH × ×⎜ ⎟ φs De ⎝ k ⎠ Kern)

1

1

3

= 0,9088

3


(Pers. (6.15),

ho

(9′)

0,0156 × 0,9088 = 48,9396 0,0608 φs Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1 h h o = o × φs φs ho = 46,6092 × 1 = 46,6092 = 210 ×

(10)

Clean Overall coefficient, Uc

(11)


Rd =

U C − U D 46,4116 − 38,8023 = = 0,00325 U C × U D 46,4116 × 38,8023

(Pers.

(6.13),



Untuk Ret = 31571,3759 f = 0,0001 ft2/in2

(Gbr. 26,

Kern) s = 0,99

(Gbr.

6,

Kern)

φt = 1 2

(2)

f ⋅Gt ⋅L⋅n

ΔPt = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

Kern)

ΔPt =

(Pers.

(0,0001)(1054246,6841)2 (16)(6) 5,22 ⋅ 1010 (0,05433)(0,99)(1)

= 3,8 psi (3)



V

2

2g'

= 0,1

(7.53),

4n V 2 . s 2g' (4).(6) = .0,1 0,99 = 2,4242 psi

ΔPr =

ΔPT



Untuk Res = 115202,2915 f

= 0,0007 ft2/in2

(Gbr. 29,

Kern)

φs = 1 s = 0,0589 (2′)

N + 1 = 12 ×

L B

(Pers. (7.43),

Kern)

N + 1 = 12 ×

16 = 12,8 15

Ds = 25/12 = 2,0833 ft f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) 5,22 ⋅ 1010 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φs 2

(3′)

ΔPs =

Kern)

ΔPs =

(0,0007 )(100785,0245)2 (2,0833)(12,8) 5,22 ⋅ 1010 (0,0608)(0,0589 )(1)

= 1,0134 psi ΔPs yang diperbolehkan 2 psi.


(Pers. (7.44),

C.21


Fungsi : Menaikkan tekanan campuran gas sebelum dialirkan ke Absorber 2 (T202) Jenis



Pad

( k −1) / kN st ⎤ ⎛ k ⎞ ⎡⎛ p 2 ⎞ = 2,78 × 10 N st mvl p1 ⎜ − 1⎥ ⎟ ⎢⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ k - 1 ⎠ ⎢⎣⎝ p1 ⎠ ⎥⎦

−4

(Timmerhaus,

2004) di mana: Nst = jumlah tahap kompresi mvl = laju alir gas volumetrik (m3/jam) p1 = tekanan masuk = 25,45 bar = 2545 kPa p2 = tekanan keluar = 30,15 bar = 3015 kPa η = efisiensi kompresor = 80 %

(WVU Project,


(Geankoplis,


= 29762,4214 kg/jam

ρcampuran

= 35,6469 kg/m3

mvl =


(1, 3−1) / 1, 3×4 ⎤ ⎛ 1,3 ⎞ ⎡⎛ 3015 ⎞ − 1⎥ Pad = 2,78 × 10 − 4 × 4 × 834,9234 × 2545⎜ ⎟ ⎢⎜ ⎟ ⎝ 1,3 - 1 ⎠ ⎣⎢⎝ 2545 ⎠ ⎦⎥ = 134,9036 hp


134,9036 = 158,7101 hp 0,8 Maka dipilih kompresor dengan daya 200 hp

P=

Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan: De

= 0,363 (mv)0,45( ρ )0,13

2004)


(Timmerhaus,

= 0,363 (0,2319 m3/detik)0,45(35,6469 kg/m3) 0,13 = 0,2993 m = 11,7826 in


Dipilih material pipa commercial steel 12 in Schedule 40:

•

Diameter dalam (ID)

•

Diameter luar (OD)

•

Luas penampang (A)

C.22

= 11,938 in

= 0,9948 ft

= 12,75 in

= 1,0625 ft

= 3,34 ft2

Absorber 2 (T-202)

Fungsi : Mengikat etilen oksida yang keluar dari Reaktor 2 (R-202) untuk diumpankan ke Kolom Distilasi (T-301) Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal Bahan : Stainless Steel SS-63 Grade A Perhitungan Volume dan Densitas Gas Tabel LC.5 Densitas Campuran Gas Alur 16

Komponen % massa alur 16 ρ (kg/m3) C2H4 1,8525% 35,9150 C2H4O 0,7626% 66,5049 CO2 0,2749% 55,2300 O2 19,2262% 36,0279 N2 77,7530% 31,2393 H2O 0,1307% 711,3257 Total Densitas campuran gas = 33,4703 kg/m3

% massa × ρ 0,6653 0,5072 0,1518 6,9268 24,2895 0,9297 33,4703

Tabel LC.6 BM Rata-rata Campuran Gas Alur 16 N16 (kmol/jam) C2H4 551,3604 19,6563 C2H4O 226,9780 5,1527 CO2 81,8113 1,8589 O2 5722,1944 178,8186 N2 23141,1689 825,8804 H2O 38,9084 2,1597 Total 29762,4214 1033,5266 BM rata-rata gas = 28,7970 kg/kmol Komponen

F16 (kg/jam)

Fraksi ΒΜ mol 0,0190 28,05 0,0050 44,05 0,0018 44,01 0,1730 32 0,7991 28,02 0,0021 18,016

Fraksi × ΒΜ 0,5335 0,2196 0,0792 5,5366 22,3905 0,0376 28,7970

Laju alir gas, G’

= 29762,4214 kg/jam = 8,2673 kg/s

Volume gas, Vg

= 29762,4214/33,4703 = 889,2189 m3/jam = 0,1470 m3/s

Laju alir air, L’

= 10502,5030 kg/jam = 2,9174 kg/s


Viskositas gas, μg = 0,0219 cP = 0,0219 × 10-3 kg/m.s

Viskositas air, μair = 0,5 cP = 0,5 × 10-3 kg/m.s = 981,2309 kg/m3

Densitas air

Perhitungan Diameter Tower

L Nilai absis = G

⎛ ρg ⎜ ⎜ρ −ρ g ⎝ l

⎞ ⎟ ⎟ ⎠

0,5

(Treybal,

1981) 10502,5030 ⎛ 33,4703 ⎞ = ⎜ ⎟ 29762,4214 ⎝ 981,1875 − 33,4703 ⎠

0,5

= 0,0663 Dari Gbr. 6.34, Treybal (1981), hal. 195 (Pressure Drop gas = 400 N/m2/m ) diperoleh ordinat

(G ')2 Cf μ0l,1J

ρg (ρl − ρg )g c

= 0,12

Packing menggunakan ceramic raschig ring 50 mm (tabel 6.3, Treybal hal.198): tebal dinding = 6 mm Cf

= 65

ε

= 0,74

CD

= 135,6

ap

= 92 m2/m3

⎡ 0,12 × 33,4703 × (981,2309 − 33,4703)×1⎤ G’ = ⎢ ⎥ 0 ,1 65 × (0,0005) ×1 ⎣ ⎦ 2 = 11,1909 kg/m .s G =

0,5

G' 11,1909 = = 0,3344 kmol/m2.s 28,7970 BM

Laju alir gas, Fg = 29762,4214 kg/jam = 8,2673 kg/s Luas penampang tower, A: A =

Fg G'

=

8,2673 kg/s = 0,7388 m2 2 11,1909 kg/m s

⎛ 4A ⎞ Diameter tower, Dt = ⎜ ⎟ ⎝ π ⎠

0, 5

⎛ 4 × 0,7388 ⎞ =⎜ ⎟ π ⎝ ⎠

0,5

= 0,9701 m


Liquid/Gas Hold-up Dari Tabel 6.5 Treybal (1981), untuk ceramic raschig ring 50 mm:

ds = 0,0725 m; σ = 0,0714 N/m; Dg = 1,046 × 10-5; Dl = 2,98 × 10-9

β = 1,508 ds0,376 = 1,508 × 0,07250,376 = 0,5622 L’ =

L 10502,5030 = 14216,4651 kg/m2.jam = 3,9490 kg/m2.s = 0,7388 A

Gas hold-up S cg =

μg ρ g Dg

=

0,0219 × 10 −3 = 0,0626 33,4703 ×1,046 × 10 −5

(Treybal,

1981) Liquid hold-up S cl =

μl 0,5 × 10 −3 = 171,0499 = ρ l Dl 981,2309 × 2,98 × 10 −9

(Treybal,

1981) Dari Tabel 6.5 (Treybal, 1981):

ϕ LsW =

2,47 × 10 −4 ds

1, 21

=

2,47 × 10 −4 = 0,0059 m3/m3 1, 21 0,0725

(Treybal,

1981)

ϕ LtW =

2,09 × 10 −6 (737,5 L' ) β 2,09 × 10 −6 (737,5 × 3,9490) 0,5622 = 0,0352 m3/m3 = 2 2 ds (0,0725)

ϕLoW = ϕLtW – ϕLsW

(Treybal,

1981) = 0,0352 – 0,0059 = 0,0293 Dari Tabel 6.5 (Treybal, 1981) diperoleh persamaan: 975,7 L'0,57 μ l0,13 ⎛ σ ⎞ H = 0,84 ⎜ ⎟ ρ l (2,024 L'0, 43 −1) ⎝ 0,073 ⎠

0 ,1737 − 0 , 262 log L '

(Treybal,

1981) 975,7 × 3,9490 0,57 (0,5 × 10 −3 ) 0,13 ⎛ 0,0714 ⎞ = ⎜ ⎟ 981,2309 0,84 (2,024 × 3,9490 0, 43 − 1) ⎝ 0,073 ⎠

0 ,1737 − 0 , 262 log 3,9490

= 0,9186


ϕLo = ϕLoW H = 0,0293 × 0,9186 = 0,0269

(Treybal,

1981) 0,0486μ l0, 02σ 0,99 0,0486 × (0,5 × 10 −3 ) 0, 02 (0,0714)0,99 = d s1, 21 ρ l0,37 0,07251, 21 × 981,2309 0,37

ϕLs =

(Treybal,

1981) = 0,0057

ϕLt = ϕLo + ϕLs = 0,0269 + 0,0057 = 0,0327 Perhitungan Luas Kontak Antar Muka (Interfacial Area)

Dari Tabel 6.4 (Treybal, 1981) untuk ceramic raschig ring 50 mm: m = 34,03; n = 0; p = 0,362; ε = 0,74 n

0 , 0148 ⎛ 808 G ' ⎞ ⎛ 808 × 11,1909 ⎞ a AW = m⎜ 0,5 ⎟ L' p = 34,03 × ⎜⎜ × 3,9490 −0, 47 = 55,9488 ⎟ 0,5 ⎟ ⎟ ⎜ ρ ⎝ 33,4703 ⎠ ⎝ g ⎠ 2 3 m /m a ϕ 55,9488 × 0,0269 = 51,3936 m2/m3 a A = AW Lo = ϕ LoW 0,0293

εLo = ε - ϕLt = 0,74 - 0,0327 = 0,7073 Dari persamaan 6.70 (Treybal, 1981): Fg S cg2 / 3 G

⎛ d sG' ⎞ ⎟ = 1,195 ⎜ ⎜ μ (1 − ε ) ⎟ g Lo ⎠ ⎝

−0 , 36

⎞ 1,195 × 0,3344 ⎛ 0,0725 ×11,1909 ⎜⎜ ⎟⎟ Fg = 2/3 −3 0,0626 ⎝ 0,0219 × 10 (1 − 0,7073) ⎠

−0 , 36

= 0,0369 kmol/m2.s

Dari persamaan 6.72 (Treybal, 1981): ⎛ d L' ⎞ kl d s = 25,1⎜⎜ s ⎟⎟ DL ⎝ μl ⎠

0 , 45

S cl0,5 0 , 45

⎛ 2,98 × 10 −9 ⎛ 0,0725 × 3,9490 ⎞ 0,5 ⎜⎜ kl = 25,1⎜⎜ 171 , 0499 × × ⎟ ⎟ −3 ⎝ 0,5 × 10 ⎠ ⎝ 0,0725 2 3 = 0,0002 kmol/m .s.(kmol/m ) C =

⎞ ⎟⎟ ⎠

ρ air 981,2309 = = 54,4644 kmol/m3 BM air 18,016

FL = kl C = 0,0002 × 54,4644 = 0,0128 kmol/m2.s Fg aA = 0,0369 × 51,3936 = 1,8964 kmol/m3.s


FL aA = 0,0128 × 51,3936 = 0,6577 kmol/m3.s Perhitungan Height of Gas Phase Transfer Unit, Htg

Htg =

0,3344 G = 0,1763 m = Fg a A 1,8964

(Treybal,

1981) Perhitungan Height of Liquid Phase Transfer Unit, Htl

L' 3,9490 = = 0,2192 kmol/m2.s BM 18,016 L 0,2192 = Htl = = 0,3333 m Fl a A 0,6577 L=

(Treybal,

1981) Faktor Absorbsi (A) berkisar antara 1,25-2 (Treybal, 1981), diambil A = 1,25. Dari lampiran A dapat dihitung fraksi mol etilen oksida:

- y1 (alur 15)

- x1 (alur 18) = 0,0081

= 0,0050

- x2 (alur 17) = 0

- y2 (alur 19) = 0,0004 rasio distribusi kesetimbangan: m =

0,1419 kmol / m 2 .s L = = 0,5245 GA 0,2165 kmol / m 2 .s × 1,25

NtoG = ⎡ 0,0050 − 0 ⎛ ⎡ y − mx 2 ⎛ 1 ⎞ 1 ⎤ 1⎞ 1⎤ × ⎜1 − ln ⎢ 1 × ⎜1 − ⎟ + ⎥ ln ⎢ ⎟+ ⎥ 0,0004 − 0 ⎝ 1,25 ⎠ 1,25 ⎦ A ⎠ A⎦ ⎣ ⎣ y 2 − mx 2 ⎝ = = 6,2630 1 1 1− 1− 1,25 A Perhitungan Height of Transfer Unit, HtoG

HtoG = H tG +

H mG H tL = H tG + tL L A

= 0,1763 +

0,3333 1,25

= 0,4429 Perhitungan Tinggi Absorber

Tinggi packing, z: z = HtoG NtoG = 0,4429 × 6,2630 = 2,7740 m


Tinggi head packing, h: h = ¼ DT = ¼ (0,9701) = 0,2425 m Tinggi absorber, HAb: HAb = z + 2h = 2,7740 + 2 × 0,2425 = 3,2591 m Perhitungan Tebal Dinding Tekanan gas = 30 bar = 435,1147 psi Diameter, D = 0,9701 m = 38,1928 in Joint efficiency, E = 0,85 Allowable stress, S = 17500 psia Faktor kelonggaran = 20 % Pdesain = (1+0,2) × 435,1147 = 522,1377 psi Tebal dinding kolom absorber:

PD 522,1377 × 38,1928 + CA = + 0,125 = 0,8097 in 2SE − 1,2 P 2 × 17500 × 0,85 − 1,2 × 522,1377 Maka, digunakan plat dengan tebal 1 in. t=

C.23

Pompa 3 (J-203)

Fungsi Jenis

: Memompa campuran ke Kolom Distilasi (T-301) : Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 30 bar

PDischarge

= 30 bar

T

= 52,26oC

F

= 10724,7705 kg/jam



% massa alur 18 0,0042% 1,9604% 0,0002% 0,0215% 0,0283% 97,9854%

ρ (kg/m3) 37,7460 682,6413 59,0985 37,7485 32,7002 734,2411

% massa × ρ 0,0016 13,3825 0,0001 0,0081 0,0093 719,4491


732,8507 3

ρcampuran

3

= 732,8507 kg/m = 45,7506 lbm/ft



% massa alur 18 0,0042% 1,9604% 0,0002% 0,0215% 0,0283% 97,9854%

μ (cp) 0,0110 0,4100 0,0157 0,0215 0,0185 0,6000

Viskositas

= 0,5960 cP = 0,0004 lbm/ft s

μcampuran (cp) 0,0000005 0,0080 0,00000003 0,00000462 0,00000524 0,5879 0,5960


10724,7705 kg / jam 732,8507 kg / m 3 = 0,0041 m3/s = 0,1436 ft3/s = 64,4349 gal/menit

=

Desain pompa:

Di,opt = 0,363 (mv)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


: 3 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,068 in = 0,2557 ft

Diameter Luar (OD)

: 3,5 in = 0,2917 ft


: 0,0513 ft2

Q 0,1436 ft 3 / s = 2,7984 ft/s Kecepatan linier, v = = A 0,0513 ft 2 Bilangan Reynold: ρ ×v× D NRe =

μ


(45,7506 lbm / ft 3 )(2,7984 ft / s )(0,2417 ft ) 0,0004 lbm/ft.s = 81731,9957 (Turbulen)

=

(Timmerhaus,


(Timmerhaus,

2004) Pada NRe = 86863,9264 dan ε/D =

0,0000463 m = 0,0006 0,2557 m


1 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 2,7984 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,0608 ft.lbf/lbm v2 2,7984 2 = n.Kf. = 1(0,75) 2.g c 2(32,174)

=

0,0913


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

v2 2.g c

= 1(2)

2,7984 2 = 0,2434 2(32,174)

(150)(. 2,7984) ΔL.v 2 = 4f = 4(0,0055) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 150 ft:

Ff

= 1,5708 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 2,0880 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α 1997) dimana : v1 = v2


(Geankoplis,

P1 = 30 bar = 435,1045 psia P2 = 30 bar = 435,1045 psia ∆P = 0 psia tinggi pemompaan ΔZ = 30 ft maka: 0 +

32,174 (30) + 0 + 2,0880 + Ws = 0 32,174 45,7506


= η × Wp = 0,8 × Wp



= 0,4790 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor ½ hp.

C.24


Fungsi

: Menurunkan tekanan campuran gas sebelum dicampur

dengan etilen pada mixing point 1 Jumlah

: 1 unit


= 14770,0769 kg/jam = 4,1028 kg/s

ρcampuran

= 37,2275 kg/m3 = 2,3241 lbm/ft3

Z 1999)

= 0,017

14770,0769 kg / jam 37,2275 kg / m 3 = 396,7513 m3/jam = 0,1102 m3/detik


Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan:


(Perry,

= 0,363 (mv)0,45( ρ )0,13

De

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 (0,1102 m3/detik)0,45(37,2275 kg/m3) 0,13 = 0,2153 m = 8,4778 in Dipilih material pipa commercial steel 10 inci Sch 80 :

•

Diameter dalam (ID)

•

Diameter luar (OD)

•

Luas penampang (A)

= 9,564 in = 0,797 ft = 10,75 in = 0,8958 ft = 2,5 ft2

Tekanan masuk (P1) = 30 bar

= 3000 kPa

Tekanan keluar (P2) = 27 bar

= 2700 kPa

Temperatur masuk = 30,090C = 303,24 K Rasio spesifik (k) Daya (P)

= 1,3

k ⎡⎢⎛ P2 ⎜ = m.Z .R.T1 k − 1 ⎢⎜⎝ P1 ⎣

⎞ ⎟⎟ ⎠

k −1

k

⎤ − 1⎥ ⎥ ⎦

(Timmerhaus,

2004) 1, 3 −1 1,3 ⎡⎛ 2700 ⎞ 1,3 ⎤⎥ ⎢⎜ = 4,1028 × 0,017 × 8,314 × 303,24 × −1 ⎟ 1,3 − 1 ⎢⎝ 3000 ⎠ ⎥ ⎦ ⎣ = -18,3035 kW × 1,341 hp/kW

= -24,5450 hp Jika efisiensi motor adalah 85 %, maka: P=

24,5450 = 28,8765 hp 0,85

Maka dipilih ekspander dengan daya 30 hp.

C.25

Cooler 5 (E-301)

Fungsi

: Menurunkan temperatur campuran gas sebelum dialirkan ke

Kolom Distilasi (T-301) Jenis


Dipakai


Jumlah

: 1 unit



= 21472,0034 kg/jam = 47337,9118 lbm/jam


= 52,08°C

= 125,744°F


= 45°C

= 113°F


= 7486,3536 kg/jam = 16504,6707


= 28°C

= 82,4°F


= 48°C

= 118,4°F


= 625859,1610 kJ/jam = 593197,6959 Btu/jam


(1)

Fluida Panas T1 = 125,744°F T2 = 113°F


T1 – T2 = 12,744°F

Selisih

Fluida dingin

Selisih

t2 = 118,4°F

Δt1 = 7,344°F

t1 = 82,4°F

Δt2 = 30,6°F

t2 – t1 = 36°F

Δt2 – Δt1 = 23,256°F

Δt 2 − Δt 1 23,256 = = 16,2958 °F ⎛ 30,6 ⎞ ⎛ Δt 2 ⎞ ⎟⎟ ln⎜ ⎟ ln⎜⎜ ⎝ 7,344 ⎠ ⎝ Δt 1 ⎠ T − T2 12,744 R= 1 = = 0,3540 t 2 − t1 36 t −t 36 S= 2 1 = = 0,8306 T1 − t 1 125,744 − 82,4 LMTD =

Dari Gambar 18, Kern (1965) diperoleh FT = 0,925 Maka Δt = FT × LMTD = 0,925 × 16,2958 = 15,0736°F (2)

Tc dan tc

T1 + T2 125,744 + 113 = = 119,372 °F 2 2 t +t 82,4 + 118,4 tc = 1 2 = = 100,4 °F 2 2 Dalam perancangan ini digunakan cooler dengan spesifikasi: Tc =

-


-

Jenis tube

= ¾ in = 18 BWG


-

Pitch (PT)

= 15/16 in triangular pitch

-

Panjang tube (L)

= 16 ft


593197,6959 Btu/jam = 983,8346 ft 2 Btu 40 × 15,0736 o F 2 o jam ⋅ ft ⋅ F Luas permukaan luar (a″) = 0,1963 ft2/ft 10, Kern) 983,8346 ft 2 A Jumlah tube, N t = = = 313,2433 buah L × a " 16 ft × 0,1963 ft 2 /ft A=

Q = U D × Δt

(Tabel

Dari Tabel 9, hal 842, Kern (1965), nilai yang terdekat adalah 314 tube dengan ID shell 21,25 in. b. Koreksi UD A = L × Nt × a"

= 16 ft × 314 × 0,1963ft 2 /ft = 986,2112 ft 2 Q 593197,6959 Btu/jam Btu UD = = = 39,9036 2 A ⋅ Δt 986,2112 ft × 15,0736 °F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F Fluida dingin: air, tube (3) Flow area tube, at′ = 0,334 in2 Kern) N × a' at = t t 144 × n Kern) 314 × 0,334 at = = 0,1821 ft 2 144 × 4 (4)

Kecepatan massa W Gt = at Kern)


(Tabel 10, (Pers.

(Pers.

(7.48),

(7.2),

Gt = (5)

16504,6707 lbm = 90646,9578 0,1821 jam ⋅ ft 2


μ = 0,75 cP = 1,8143 lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 15,


Re t =

ID × G t μ

(Pers.

(7.3),

Kern)

(6)


(7)

Pada tc = 100,4°F

Re t =

c = 0,99 Btu/lbm°F

(Gbr 3,


⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 0,99 × 1,8143 ⎞ =⎜ ⎟ 0,364 ⎝ ⎠

(Tabel 5, 1

3

= 1,7025

1

k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ (8) ⎟ φt D ⎝ k ⎠ Kern) hi 0,364 = 12 × × 1,7025 = 136,8672 0,05433 φt hio hi ID 0,652 = × = 136,8672 × (9) = 118,9832 φt φt OD 0,75 (10) Karena viskositas rendah, maka diambil φt = 1 h h = io × φt io φ hi

t

hio = 118,9832 × 1 = 118,9832


(Pers. (6.15),


Flow area shell Ds × C' × B as = 144 × PT Kern) Ds = Diameter dalam shell = 21,25 in B


PT


C′

= Clearance = PT – OD

(Pers.

(7.1),

(Pers.

(7.2),

= 0,9375 – 0,75 = 0,1875 in

as = (4′)

(5′)

21,25 × 0,1875 × 8 = 0,2361 ft2 144 × 0,9375

Kecepatan massa w Gs = as Kern) 47337,9118 lbm Gs = = 200489,9793 0,2361 jam ⋅ ft 2 Bilangan Reynold Pada Tc = 119,372°F

μ = 0,022 cP = 0,0532 lbm/ft2⋅jam

(Gbr.

15,

Kern) Dari Gambar 28, Kern (1965), untuk ¾ in dan 15/16 triangular pitch, diperoleh de = 0,55 in. De = 0,55/12 = 0,0458 ft

Res =

De × G s μ

(Pers.

(7.3),

Kern)

(6′)


(7′)

Pada Tc = 119,372°F

Re s =

c = 0,237 Btu/lbm⋅°F Kern)


(Gbr

3,

k = 0,0153 Btu/jam.ft.oF Kern)

⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 0,237 × 0,0532 ⎞ =⎜ ⎟ 0,0153 ⎝ ⎠

(Tabel 1

3

5,

= 0,9377

1

(8′)

(9′)

ho k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ ⎟ De ⎝ k ⎠ φs Kern) ho 0,0153 = 250 × × 0,9377 = 78,2518 0,0458 φs Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1 h h o = o × φs φs

(Pers. (6.15),

ho = 78,2518 × 1 = 78,2518 (10)

Clean Overall coefficient, Uc

(11)


Rd =

U C − U D 47,2059 − 39,9036 = = 0,0039 U C × U D 47,2059 × 39,9036

(Pers.

(6.13),



Untuk Ret = 2714,5916 f = 0,00038 ft2/in2

(Gbr. 26,

Kern) s = 0,99

(Gbr.

6,

Kern)

φt = 1 2

(2)

f ⋅Gt ⋅L⋅n

ΔPt = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

Kern)


(Pers.

(7.53),

(0,00038)(90646,9578) (16)(4) ΔPt = 5,22 ⋅ 1010 (0,05433)(0,99 )(1) = 0,0712 psi 2

(3)


V

2

2g'

= 0,0013

4n V 2 . s 2g' (4).(4) = .0,0013 0,99 = 0,0210 psi

ΔPr =

ΔPT



Untuk Res = 172662,3359 f

= 0,0012 ft2/in2

(Gbr. 29,

Kern)

φs = 1 s = 0,7175 (2′)

N + 1 = 12 ×

L B

(Pers. (7.43),

Kern)

N + 1 = 12 ×

16 = 24 8

Ds = 21,25/12 = 1,7708 ft f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) ΔPs = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φs Kern) 2 ( 0,0012)(200489,9793) (1,7708)(24) ΔPs = 5,22 ⋅ 1010 (0,04583)(0,7175)(1) = 1,1941 psi 2

(3′)


(Pers. (7.44),



Fungsi

: menurunkan tekanan campuran gas sebelum dialirkan ke

Kolom Distilasi (T-301) Jumlah

: 1 unit


= 21472,0034 kg/jam = 5,9644 kg/s

ρcampuran

= 723,2747 kg/m3 = 45,1528 lbm/ft3

Z 1999)

= 0,017

(Perry,

21472,0034 kg / jam 723,2747 kg / m 3 = 29,6872 m3/jam = 0,0082 m3/detik


Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan: = 0,363 (mv)0,45( ρ )0,13

De

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 (0,0082 m3/detik)0,45(723,2747 kg/m3) 0,13 = 0,0986 m = 3,8824 in Dipilih material pipa commercial steel 4 inci Sch 80 :

•

Diameter dalam (ID)

•

Diameter luar (OD)

•

Luas penampang (A)

= 3,828 in = 0,319 ft = 4,5 in = 0,375 ft = 1,002 ft2

Tekanan masuk (P1) = 29,7 bar

= 2970 kPa

Tekanan keluar (P2) = 10 bar

= 1000 kPa

Temperatur masuk = 450C

= 318,15 K

Rasio spesifik (k)

= 1,3

Efisiensi ekspander = 85%


Daya (P) 2004)

=

η .m.(P2 − P1 ) ρ

(Timmerhaus,

0,85.5,9644.(1000 − 2970 ) 723,2747 = -13,8087 kW × 1,341 hp/kW =

= -18,5174 hp Maka dipilih ekspander dengan daya 20 hp.

C.27

Pompa 4 (J-301)

Fungsi Jenis

: Memompa campuran ke kolom distilasi (T-301) : Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 29,7 bar

PDischarge

= 29,7 bar

T

= 45oC

F

= 21472,0034 kg/jam


ρ (kg/m3) 38,68670 692,82441 59,09851 37,74853 32,70019 724,24113


% massa alur 23 0,0046% 2,1299% 0,0002% 0,0134% 0,0249% 97,8270%

% massa × ρ 0,00180 14,75645 0,00009 0,00507 0,00814 708,50313 723,27468

ρcampuran

= 732,2748 kg/m3 = 45,7506 lbm/ft3


Komponen C2H4 C2H4O CO2

% massa alur 23 μ (cp) 0,0051% 0,01100000 2,2299% 0,41000000 0,0001% 0,01570000

μcampuran (cp) 0,00000051 0,00873258 0,00000002


O2 N2 H2O

0,0054% 0,02150000 0,0215% 0,01853000 97,6688% 0,60000000

Viskositas

0,00000289 0,00000461 0,58696180 0,59570242

= 0,5957 cP = 0,0004 lbm/ft s

Laju alir volumetrik, 21472,0034 kg / jam 732,8507 kg / m 3 = 0,0081 m3/s = 0,2874 ft3/s = 129,0047 gal/menit

mv

=

Desain pompa:

Di,opt = 0,363 (mv)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


: 4 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 4,026 in = 0,3355 ft

Diameter Luar (OD)

: 4,5 in = 0,3750 ft


: 0,0884 ft2


Q 0,2874 ft 3 / s = = 3,2513 ft/s A 0,0884 ft 2


μ

(Timmerhaus,

2004) (45,7506 lbm / ft 3 )(3,2513 ft / s )(0,3355 ft ) 0,0004 lbm/ft.s = 124666,0555 (Turbulen)

=

Untuk pipa Commercial Steel diperoleh harga ε = 0,000046 2004) 0,0000463 m Pada NRe = 124666,0555 dan ε/D = = 0,0004 0,1023 m


(Timmerhaus,


2 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 3,2513 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝ = 0,0821 ft.lbf/lbm v2 3,2513 2 = n.Kf. = 2(0,75) = 2.g c 2(32,174)

0,2464


hf

ft.lbf/lbm

v2 = n.Kf. 2.g c

= 1(2)

3,2513 2 = 0,3286 2 (32 ,174 )

(40)(. 3,2513) ΔL.v 2 = 4(0,0045) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 40 ft:

Ff

= 4f

= 0,3525 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 1,1739 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α (Geankoplis,1997) dimana : v1 = v2 P1 = 29,7 bar = 62655,0440 psia P2 = 29,7 bar = 62655,0440 psia ∆P = 0 psia tinggi pemompaan ΔZ = 48 ft maka: 0 +

32,174 (48) + 0 + 1,1739 + Ws = 0 32,174

Ws = 49,1739 ft.lbf/lbm Efisiensi pompa, η= 80 %


Ws 49,1739

= η × Wp = 0,8 × Wp



= 1,4696 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1½ hp.

C.28

Kolom Distilasi (T-301)

Fungsi

: Memisahkan etilen oksida dari campuran gas

Jenis

: Sieve – tray

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Dari perhitungan neraca massa dan neraca panas diperoleh data: RD

= 1,335

XHF

= 0,9783

RDM

= 0,89

XLF

= 0,0213

XLW

= 0,0001

D

= 19,8393 kmol/jam

XHW

= 0,9999

W

= 1165,9838 kmol/jam

XHD

= 0,0004

αLD

= 0,9959/0,0590 = 16,8830

XLD

= 0,9889

αLW

= 5,4735/0,9995 = 5,4763

Suhu dan tekanan pada distilasi T-301 adalah 318,17 K dan 10 bar.

α L ,av = α LD .α LW =

(16,8830)(5,4763) = 9,615

(Geankoplis,1997) log[( X LD D / X HD D)( X HW W / X LW W )] Nm = log(α L , av ) (Geankoplis,1997) log[0,9889 / 0,0004)(0,9999 / 0,0001)] = log(9,615) = 7,394 Dari Fig 11.7-3, Geankoplis, hal. 676 diperoleh

Nm = 0,64, maka: N


N=

Nm 7,394 = = 11,5532 0,64 0,64

Efisiensi kolom distilasi dapat dinyatakan dengan persamaan:

⎛ ⎛ Eo − a 0,6 ⎞ μ ⎞⎟ ⎟ = 6,1442 × 10 -12 ⎜ − 6,8341 exp = = exp ⎜⎜ − α ⎜ ⎟ μo ⎠ 1− a 0,001 ⎟⎠ ⎝ ⎝ Eo = 0,24 (Doherty dan Malone, 2001) Keterangan: E0 = efisiensi kolom distilasi

a = 0,24

α = volatilitas key komponen umpan

µ0 = 0,001 cP

= αLF + αHF = 4,9688/0,8517 + 0,8517/0,8517

µ = viskositas campuran liquid umpan (cP)

= 6,8341 Maka jumlah piring yang sebenarnya = 11,5532/0,24 = 48,1375 piring ≈ 49 piring

Penentuan lokasi umpan masuk ⎡⎛ X ⎞ W ⎛ X ⎞ 2 ⎤ Ne = 0,206 log ⎢⎜⎜ HF ⎟⎟ ⎜⎜ LW ⎟⎟ ⎥ log Ns ⎢⎣⎝ X LF ⎠ D ⎝ X HD ⎠ ⎥⎦ ⎡⎛ 0,9783 ⎞ 1165,9838 ⎛ 0,0001 ⎞ 2 ⎤ N log e = 0,206 log ⎢⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎥ Ns ⎢⎣⎝ 0,0213 ⎠ 19,8393 ⎝ 0,0004 ⎠ ⎥⎦ Ne = 0,1292 Ns Ne = 0,1292 Ns

(Geankoplis,1997)

N = Ne + Ns 49 = 0,1292 Ns + Ns Ns = 43,3924 ≈ 44 Ne = 49 – 44 = 5 Jadi, umpan masuk pada piring ke-5 dari atas. Desain kolom Direncanakan:


Tray spacing (t)

= 0,4 m

Hole diameter (do)

= 4,5 mm

(Treybal,

1981) Space between hole center (p’)

= 12 mm

(Treybal, 1981) Weir height (hw)

= 5 cm

Pitch

= triangular ¾ in

l/do

= 0,43

(Treybal,

1981) Tabel LC.11 Komposisi Bahan Pada Alur Vd Kolom Distilasi (T-301) Komponen C2H4 C2H4O CO2 O2 N2 H2O Total Mrav

Alur Vd (kmol/jam) 0,0356 19,5026 0,0007 0,0902 0,1908 0,0194 19,8393 -

% mol 0,1794% 98,3030% 0,0037% 0,4545% 0,9617% 0,0977% 100,0000% -

Mr

% mol × Mr

28,05 44,05 44,01 32 28,02 18,016 -

0,0503 43,3025 0,0016 0,1454 0,2695 0,0176 43,7869

Laju alir massa gas (G`) = 0,0055 kmol/s

ρv=

43,7869 = 1,9548 kg/m3 22,4

Laju alir volumetrik gas (Q) = 0,0055 × 22,4 ×

446,133 = 0,2018 m3/s 273

Tabel LC.12 Komposisi Bahan Pada Alur Lb Kolom Distilasi (T-301)

C2H4O H2O ρav

alur Lb alur Lb % massa ρ (kg/m3) %massa × ρ (kg/jam) (kmol/jam) 2,9008 0,0659 0,0001 0,09029 0,000012 21868,0227 1213,8112 0,9999 723,708 723,612114 723,612126

Laju alir massa cairan (L`) = 6,0753 kg/s 6,0753 Laju alir volumetrik cairan (q) = = 0,0084 m3/s 723,6121 Surface tension (σ) = 0,04 N/m 1981)


(Treybal,

Ao ⎛d = 0,907⎜⎜ o Aa ⎝ p'

⎞ ⎟⎟ ⎠

2

(Pers 6.31 Treybal,

1981) 2

Ao ⎛ 0,0045 ⎞ = 0,907⎜ ⎟ = 0,1275 Aa ⎝ 0,0120 ⎠

q ⎛ ρL ⎜ Q' ⎜⎝ ρ V

⎞ ⎟⎟ ⎠

1/ 2

0,0084 ⎛ 723,6121 ⎞ = ⎜ ⎟ 0,2018 ⎝ 1,9548 ⎠

1/ 2

= 0,8004

α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,4) + 0,01173 = 0,0415

(Tabel 6.2 Treybal,

1981)

β = 0,0304t + 0,05 = 0,0304(0,40) + 0,015 = 0,0272

⎤⎛ σ ⎞ ⎡ 1 CF = ⎢αlog + β ⎥⎜ ⎟ (q/Q)(ρ L / ρ V ) ⎦⎝ 0,02 ⎠ ⎣

0, 2

(Pers 6.30 Treybal,

1981)

1 ⎡ ⎤⎛ 0,04 ⎞ + 0,0272⎥⎜ = ⎢0,0415 log ⎟ 0,8004 ⎣ ⎦⎝ 0,02 ⎠ = 0,0358

⎛ ρ − ρV VF = C F ⎜⎜ L ⎝ ρV

⎞ ⎟⎟ ⎠

0, 2

0,5

⎛ 723,6121 − 1,9548 ⎞ = 0,0358⎜ ⎟ 1,9548 ⎝ ⎠ = 0,6880 m/s

0,5

Asumsi 80% kecepatan flooding

(Treybal,

1981)

V = 0,8 × 0,6880 = 0,5504 m/s An =

0,2018 = 0,3667 m2 0,5504

Untuk W = 0,8T dari Tabel 6.1 Treybal (1981), diketahui bahwa luas downspout 14,145%. At =

0,3667 = 0,4271 m2 1 − 0,014145

Column Diameter (T) = [4(0,4271)/π]0,5 = 0,7376 m Weir length (W)

= 0,8(0,7376) = 0,5901 m

Downspout area (Ad) = 0,014145(0,4271) = 0,0604 m2


Dari tabel 6.2 Treybal (1981) diperoleh Aa/At = 0,65 maka: = 0,65 × 0,4271 = 0,2776 m2

Active area (Aa) Weir crest (h1)

Misalkan h1 = 0,025 m h1/T = 0,025/0,7157 = 0,0349 0,5 2 2 2 ⎧ ⎫ ⎤ ⎛ Weff ⎞ ⎛ h ⎞⎛ T ⎞⎪ ⎛ T ⎞ ⎪⎡⎛ T ⎞ ⎜ ⎟ = ⎜ ⎟ − ⎨⎢⎜ ⎟ − 1⎥ + 2⎜ 1 ⎟⎜ ⎟⎬ ⎝ W ⎠ ⎪⎢⎣⎝ W ⎠ ⎝ W ⎠ ⎝ T ⎠⎝ W ⎠⎪ ⎥⎦ ⎩ ⎭

1981)

{[

2

]

2

(Pers 6.34 Treybal,

}

2 0,5 ⎛ Weff ⎞ 2 2 ⎜ ⎟ = (1,25) − (1,25) − 1 + 2(0,0339 )(1,25) ⎝ W ⎠

⎛ Weff ⎞ ⎜ ⎟ = 0,9304 ⎝ W ⎠ ⎛ q ⎞ h 1 = 0,666⎜ ⎟ ⎝W⎠

2/3

⎛ Weff ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ W ⎠

2/3

2/3

⎛ 0,0084 ⎞ 2/3 h 1 = 0,666⎜ ⎟ (0,9304 ) ⎝ 0,5901 ⎠ h 1 = 0,0373 m Perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0,0373 m hingga nilai h1

konstan pada nilai 0,0363 m. Perhitungan Pressure Drop Dry pressure drop Ao = 0,1275 × 0,2776 = 0,0354 m2 Vo =

Q 0,2018 = = 5,6999 A o 0,0354

Co = 1,09 × (do/l)0,25 = 1,09 × (1/0,43)0,25 = 1,3460

(Pers 6.37 Treybal,

1981)

Hole Reynold number =

d o × Vo × ρ g

μg

0,0045 m × 5,6999 m / s × 1,9548 kg / m 3 0,015 ×10 −3 Pa.s = 3252,6376

=

Dari Gambar 12.1 Timmerhaus (2004) diperoleh f = 0,01


2 2 Vo ρ g C o ⎡ ⎛ Ao ⎞ 4lf ⎛ Ao ⎞ ⎤ ⎟+ ⎟ ⎥ ⎢0,4⎜1,25 − hd = + ⎜1 − 2 gρ l ⎢ ⎜⎝ An ⎟⎠ d o ⎜⎝ An ⎟⎠ ⎥ ⎦ ⎣

(Pers 6.36 Treybal,

1981) 2 5,6999 2 × 1,9548 × 1,3460 ⎡ ⎛ 0,0354 ⎞ ⎛ 0,0354 ⎞ ⎤ hd = ⎟ + 4 × 0,43 × 0,01 + ⎜1 − ⎟ ⎥ ⎢0,4⎜1,25 − 2 × 9,8 × 723,6121 0,3667 ⎠ ⎝ 0,3667 ⎠ ⎥⎦ ⎢⎣ ⎝

h d = 0,0078 mm = 7,76 × 10 -6 m Hydraulic head Q 0,2018 = = 0,7270 m/s A a 0,2776 T + W 0,7376 + 0,5901 z= = = 0,6638 m 2 2

Va =

h L = 0,0061 + 0,725 h w − 0,238 h w Va ρ V

0,5

⎛q⎞ + 1,225⎜ ⎟ ⎝z⎠

(Pers 6.38 Treybal,

1981)

⎛ 0,0084 ⎞ h L = 0,0061 + 0,725 (0,05) − 0,238 (0,05)(0,7270)(1,9548) 0,5 + 1,225⎜ ⎟ ⎝ 0,6638 ⎠ h L = 0,0256 m Residual pressure drop hR =

6 σ gc ρLdog

(Pers 6.42 Treybal,

1981)

hR =

6 (0,04) (1) = 0,0075 m 732,6121 (0,0045)(9,8)

Total gas pressure drop hG = hd + hL + hR

(Pers 6.35 Treybal,

1981)

hG = 7,76 × 10 -6 + 0,0256 + 0,0075 hG = 0,0331 m Pressure loss at liquid entrance Ada = 0,025 W = 0,025(0,5901) = 0,0148 m2

3 ⎛ q ⎜ h2 = 2g ⎜⎝ A da

⎞ ⎟⎟ ⎠

2

(Pers 6.43 Treybal,

1981)


2

3 ⎛ 0,0084 ⎞ h 2 = ⎜⎜ ⎟ = 0,0496 m 2g ⎝ 0,0148 ⎟⎠ Backup in downspout h3 = hG + h2

(Pers 6.44 Treybal,

1981)

h3 = 0,0331 + 0,0496 h3 = 0,0827 m Check on flooding hw + h1 + h3 = 0,05 + 0,0363 + 0,0827 hw + h1 + h3 = 0,1690 m t/2 = 0,4/2 = 0,2 m karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi flooding. Spesifikasi kolom destilasi Tinggi kolom = 49 × 0,4 m = 19,6 m Tinggi tutup = Tinggi total

1 (0,7376) = 0,1844 m 4

= 19,6 + 2(0,1844) = 19,9688 m

Tekanan operasi = 10 bar = 1000 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (1000 kPa) = 1050 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959) Tebal shell tangki:

PD 2SE - 1,2P (1050)(0,7376) t= = 0,0056 m = 0,2205 in 2(87218,714)(0,8) - 1,2(1050) t=

Faktor korosi = 0,125 in



= 0,2205 in + 0,125 in = 0,3455 in


= ½ in

(Brownell,1959)

C.29

Kondensor (E-302)

Fungsi

: Mengubah fasa uap campuran etilen oksida dan air menjadi

fasa cair Jenis


Dipakai

: 2 × 1¼ in IPS, panjang hairpin 12 ft

Jumlah

: 1 unit


= 868,7021 kg/jam = 1915,1703 lbm/jam


= 172,983°C

= 343,3694°F


= 85,735°C

= 186,323°F


= 517,4075 kg/jam = 1140,6942 lbm/jam

Temperatur awal (t1)

= 28°C

= 82,4°F


= 48°C

= 118,4°F

Panas yang diserap (Q) (1)

= 43255,2649 kJ/jam = 40997,9195 Btu/jam

Δt = beda suhu sebenarnya Fluida Panas

T1 = 343,3694°F T2 = 186,323°F T1 – T2 = 157,0464°F


Fluida dingin

Selisih

t2 = 118,4°F

Δt1 = 224,9694°F

t1 = 82,4°F

Δt2 = 103,923°F

t2 – t1 = 36°F

Δt2 – Δt1 = -121,0464°F

Δt 2 − Δt 1 - 121,0464 = 156,7321 °F = ⎛ Δt 2 ⎞ ⎛ 103,923 ⎞ ⎟ ⎟⎟ ln⎜ ln⎜⎜ ⎝ 224,9694 ⎠ ⎝ Δt 1 ⎠ T − T2 157,0464 R= 1 = = 4,3624 t 2 − t1 36 LMTD =


S=

t 2 − t1 36 = = 0,1380 T1 − t 1 343,369 − 82,4

Dari Gambar 18, Kern (1965) diperoleh FT = 0,95 Maka Δt = FT × LMTD = 0,95 × 156,7321 = 148,8955°F Tc dan tc

(2)

T1 + T2 343,369 + 186,323 = = 264,8462 °F 2 2 t +t 82,4 + 118,4 tc = 1 2 = = 100,4 °F 2 2

Tc =


-


-

Diameter luar tube 1,25 in (D1) = 1,66 in = 0,1383 ft

-


-


-

Rd = 0,001


A=

Q = U D × Δt

40997,9195 Btu/jam = 6,8837 ft 2 Btu 40 × 148,8955o F 2 o jam ⋅ ft ⋅ F

6,8837 ft 2 = 15,8245 lin ft 0,435 ft 2 / ft panjang pipa 15,8245 lin ft Hairpin = = = 0,6594 ≈ 1 2× L 2 × 12 ft Panjang pipa yang dibutuhkan =

b. Koreksi UD A = hairpin × 2L × external surface = 1 × 2 × 12 ft × 0,435 ft2/ft = 10,44 ft2

UD =



Fluida dingin: air, anulus (3)


(Tabel

11,

(Tabel

11,

Kern) D1 = OD 1,25 in = Kern)

1,66 in = 0,1383 ft 12

Aa = ¼ π (D22 – D12) = ¼ π (0,17232 – 0,13832) = 0,0083 ft2


(Pers.

(6.3),

Kern) 0,1723 2 − 0,1383 2 0,1383 = 0,0761 ft

= (4)

Kecepatan massa W Ga = aa 1140,6942 Ga = = 137945,7297 lbm/ft2.jam 0,0083

(5)


μ = 0,75 cP = 1,8143 lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 14,

Kern)

Re a =

De × G a

μ

(6)


(7)

Pada tc = 100,4°F

Re a =

c = 0,99 Btu/lbm°F

(Gbr 3,

Kern) k = 0,264 Btu/jam.ft°F

⎛c⋅μ ⎞ Kern) ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 0,99 × 1,8143 ⎞ =⎜ ⎟ 0,264 ⎝ ⎠

(Tabel 5, 1

3

= 1,7025


1

(8)

0 ,14


(Pers. (6.15b),

Fluida panas: inner pipe, bahan (3′)

Flow area pipe D = ID 1,25 in =

1,38 in = 0,115 ft 12

(Tabel

11,

Kern)

1 1 a p = πD 2 = × 3,14 × 0,115 2 = 0,0104 ft2 4 4 Kecepatan massa w Gp = ap

(4′)

1915,1703 = 184476,9300 lbm/ft2.jam 0,0104 Bilangan Reynold Gp =

(5′)

Pada Tc = 264,8462°F

μ = 0,31 cP = 0,7499 lbm/ft2⋅jam

(Perry,

1999)

Re p =

D × Gp μ

(Pers.

(7.3),

Kern)

(6′)


(7′)

Pada Tc = 264,8462°F

Re p =

c = 0,0461 Btu/lbm⋅°F

(Perry,

1999) k = 0,06 Btu/jam.ft.oF (Perry, 1999) (8’)

⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

k ⎛c⋅μ ⎞ hi = j H × × ⎜ ⎟ D ⎝ k ⎠

1

3

1

3

⎛ 0,0461 × 0,7499 ⎞ =⎜ ⎟ 0,06 ⎝ ⎠

⎛ μ ⎞ ⎟⎟ × ⎜⎜ ⎝ μw ⎠

1

3

= 0,8319

0 ,14

Kern)


(Pers.

(6.15a),

0,06 × 0,8319 × 1 = 36,9096 0,115 ID 1,38 h io = hi × (9′) = 36,9096 × = 30,6839 OD 1,66 (10’) Clean overall coefficient, UC hi = 85 ×

UC =

h io × h o 30,6839 × 244,1412 = = 27,2581 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F h io + h o 30,6839 + 244,1412 (Pers. (6.7),


U C − U D 27,2581 − 26,3742 = = 0,0012 U C × U D 27,2581 × 26,3742

(Pers.

(6.13),


Pressure drop

Fluida dingin: air, anulus (1)

Untuk Rea = 5789,7211 De’ = D2 – D1 = 0,1723 – 0,1383 = 0,0339 ft

0,0339 × 5789,7211 = 2578,7328 μ 1,8143 0,264 0,264 f = 0,0035 + = 0,0035 + = 0,0132 0 , 24 Re a ' 2578,73280, 24

Rea’ =

(2)

De' Ga

=

s = 0,99

(Fig

6,

Kern) ρ = 0,99 × 62,5 = 61,875 lbm/ft3 4 f ⋅ Ga 2 ⋅ L ΔFa = 2 gρ 2 De' Kern) 4 × 0,0132 × 137945,7297 2 × 24 = = 0,2229 ft 2 × 4,18 × 10 8 × 61,875 2 × 0,0339 (3)

Velocity head G 137945,7297 V= = = 0,6193 ft/s 3600 ρ 3600 × 61,875


(Pers.

(6.14),

Fl = hairpin ×

ΔPa =

0,6193 2 V2 =1× = 0,0060 ft 2g ' 2 × 32,2

(ΔFa + ΔFl ) ρ (0,2229 + 0,0060) × 61,875 = = 0,0983 psi 144 144

ΔPa yang diperbolehkan = 10 psi Fluida panas: bahan, inner pipe (1′) Untuk Res = 28289,0771

f = 0,0035 +

0,264 0,264 = 0,0035 + = 0,0261 0 , 24 Re p ' 28289,07710, 24

(2′) Pressure drop s = 0,0517 ρ = 0,0517 × 62,5 = 3,2340 lbm/ft3

4 f ⋅ Gp 2 ⋅ L ΔFp = 2 gρ 2 D Kern) 4 × 0,0261 × 184476,9300 2 × 24 = = 84,6526 ft 2 × 4,18 × 10 8 × 3,2340 2 × 0,115 (3′) ΔPp =

(Pers.

(6.14),

ΔFp × ρ 84,6526 × 3,2340 = = 1,9012 psi 144 144

ΔPa yang diperbolehkan = 2 psi C.30

Reflux Drum (D-301)

Fungsi Bentuk

: Menampung distilat dari kondensor (E-302) : Silinder horizontal dengan alas dan tutup



Jenis sambungan

: Double welded butt joints

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: Temperatur

= 85,735°C

Tekanan

= 10 bar = 1000 kPa

Laju alir massa

= 868,7021 kg/jam


Kebutuhan perancangan

= 60 menit

Faktor kelonggaran

= 20%

Densitas campuran

= 614,6801 kg/m3

Tabel LC.13 Densitas Bahan Pada Reflux Drum (D-301)


% Berat Densitas (kg/m3) Densitas Campuran (kg/m3) 0,1149% 10,7375 0,01234 98,8936% 621,1573 614,2848 0,0037% 16,77496 0,000624 0,3321% 11,84774 0,03935 0,6154% 10,3431 0,063653 0,0402% 694,619 0,279308 614,6801

Perhitungan: a.

Volume tangki

868,7021 kg/jam × 60 mnt × Volume larutan, Vl =

614,6801 kg/m 3

Volume tangki, Vt

= (1 + 0,2) × 1,4133 m3

Fraksi volum

= 1,4133 / 1,6959 = 0,8333

1 jam 60 mnt = 1,4133 m3

Untuk fraksi volum 0,8333 maka H/D = 0,7767 Perry) Volume tangki, Vt

⎛ α ⎞ − sin α cos α ⎟ = LR 2 ⎜ ⎝ 57,30 ⎠

Dimana cos α = 1-2H/D cos α = 1-2(0,7767) cos α = -0,5533 α = 2,1571o Asumsi panjang tangki (Lt) = 3 m Maka, volume tangki:

⎛ α ⎞ − sin α cos α ⎟ = LR 2 ⎜ ⎝ 57,30 ⎠ ⎛ 2,1571 ⎞ − sin 2,1571o cos 2,1571o ⎟ 1,6959 m3 = 2 R 2 ⎜ ⎝ 57,30 ⎠ R (radius) = 1,0648 m Vt


= 1,6959 m3 (Tabel 10.64,

b.

D (diameter)

= 2,1297 m

H (tinggi cairan)

= 1,6541 m

Tebal shell tangki PHidrostatik

=ρ×g×h = 614,6801 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,6541 m = 9,964 kPa

P0

= 10 bar = 1000 kPa

P

= 9,964 kPa + 1000 kPa

= 1009,964 kPa

Faktor kelonggaran

= 20%

Pdesign = (1,2) (1009,964)

= 1211,957 kPa

Joint efficiency (E)

=

0,8

(Brownell,1959) = 87218,6761 kPa

Allowable stress (S) (Brownell,1959) Tebal shell tangki:


t=

Faktor korosi= 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,736 in + 1/8 in = 0,861

in Tebal shell standar yang digunakan

= 1 in

(Brownell,1959) c.

Tutup tangki Diameter tutup

= diameter tangki

= 2,1297 m

Ratio axis

= L:D

Lh

⎛ Hh ⎞ ⎛1⎞ =⎜ ⎟ × D = ⎜ ⎟ × 2,1297 = 0,5324 m ⎝ D ⎠ ⎝4⎠

= 1: 4

Lt (panjang tangki) = Ls + Lh


Ls (panjang shell)

= 3 m – 2(0,5324 m) = 1,9352 m

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup 1 in.

C.31

Pompa Refluks (J-302)

Fungsi

: Memompa campuran dari Reflux Drum (D-301) ke Kolom

Distilasi (T-301) Jenis

: Centrifugal Pump

Jumlah

: 1 unit


= 10 bar

PDischarge

= 10 bar

T

= 85,735oC

F

= 868,7021 kg/jam

Tabel LC.14 Densitas Bahan Pada Alur 30

ρ (kg/m3) 621,1573 694,619

Komponen C2H4O H2O

% massa alur 30 99,9594% 0,0406%

% massa × ρ 620,9051 0,2820 621,1871

ρcampuran

= 621,1871 kg/m3 = 38,7797 lbm/ft3

Tabel LC.15 Viskositas Bahan Pada Alur 30

Komponen C2H4O H2O

% massa alur 30 99,9594% 0,0406%

μ (cp) 0,4310 0,3300

Viskositas

= 0,4310 cP = 0,0003 lbm/ft s

μcampuran (cp) 0,4308 0,0001 0,4310



=

Desain pompa:


Di,opt = 0,363 (mv)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 (0,0004 m3/s)0,45 (621,1871 kg/m3)0,13 = 0,0244 m = 0,9625 in

Dari Tabel A.5-1 Geankoplis (1997), dipilih pipa dengan spesifikasi: Ukuran nominal

: 1 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0874 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,315 in = 0,1096 ft


: 0,006 ft2


Q 0,0137 ft 3 / s = = 2,2864 ft/s A 0,006 ft 2

Bilangan Reynold: NRe =

ρ ×v× D μ


=

(Timmerhaus,


(Timmerhaus,

2004) Pada NRe = 86863,9264 dan ε/D =

0,0000463 m = 0,0017 0,0266 m


(Timmerhaus,


⎛ A ⎞ v2 2,2864 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,0406 ft.lbf/lbm


2 elbow 90°:

hf

=

n.Kf.

v2 = 2.g c

2(0,75)

2,2864 2 2(32,174)

=

0,1219


= n.Kf.

hf

ft.lbf/lbm

v2 2.g c

= 2(2)

2,2864 2 = 0,1625 2(32,174)

(40)(. 2,2864) ΔL.v 2 = 4(0,006) (0,0874).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 40 ft:

1 Tee:

Ff

hf

= 4f

= 0,8922 ft.lbf/lbm 2,2864 2 v2 = n.Kf. = 1(1) = 0,0812 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c 2

2 Sharp edge exit:

hex

⎛ A ⎞ 2,2864 2 v2 2 = 2 ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ = 2 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 ) A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = 0,1625 ft.lbf/lbm


∑ F = 1,4608 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α 1997) dimana : v1 = v2 P1 = 10 bar = 145,0348 psia P2 = 10 bar = 145,0348 psia ∆P = 0 psia tinggi pemompaan ΔZ = 30 ft maka: 0 +

32,174 (30) + 0 + 1,4608 + Ws = 0 32,174 38,7797

Ws = 31,4608 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa, η= 80 % Ws 31,4608

= η × Wp = 0,8 × Wp



(Geankoplis,


Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/20 hp

C.32

Reboiler (E-303)

Fungsi

: Menaikkan temperatur bottom sebelum dialirkan ke kolom distilasi (T-301)

Jenis


Dipakai

: 3 × 2 in IPS, panjang hairpin 12 ft

Jumlah

: 1 unit


= 108,7902 kg/jam = 239,8425 lbm/jam


= 260°C

= 500°F


= 260°C

= 500°F

Fluida dingin: Laju alir bahan masuk

= 21870,9235 kg/jam = 48217,3846


= 45,02°C

= 113,036°F


= 179,749°C

= 355,5482°F

Panas yang diserap (Q) (1)

= 180771,6024 kJ/jam = 171337,7461 Btu/jam


Fluida Panas

T2 = 500°F


T1 – T2 = 0°F

Selisih

T1 = 500°F

Fluida dingin t2 = 355,5482°F

Selisih Δt1 = 144,452°F

t1 = 113,036°F

Δt2 = 386,964°F

t2 – t1 = 242,512°F

Δt2 – Δt1 = 242,512°F

Δt 2 − Δt 1 242,5122 = 246,109 °F = ⎛ Δt 2 ⎞ ⎛ 386,964 ⎞ ⎟ ⎟⎟ ln⎜ ln⎜⎜ Δt ⎝ 144,452 ⎠ ⎝ 1⎠ T − T2 0 R= 1 = =0 t 2 − t 1 242,512 LMTD =


S=

t 2 − t1 242,512 = = 0,627 T1 − t 1 500 − 113,036

Untuk S = 0, maka Δt = LMTD = 246,109°F (2)

Tc dan tc T1 + T2 500 + 500 = = 500 °F 2 2 t +t 113,036 + 355,548 tc = 1 2 = = 234,2921 °F 2 2

Tc =


-


-

Diameter luar tube 2 in (D1) = 2,380 in = 0,1983 ft

-


-


-

Rd = 0,001

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin gas, diperoleh UD = 2-50, dan dari tabel 12, hal. 845 diperoleh faktor pengotor (Rd) = 0,001 Diambil UD = 40 Btu/jam⋅ft2⋅°F Luas permukaan untuk perpindahan panas,

A=

Q = U D × Δt

171337,7461 Btu/jam = 17,4047 ft 2 Btu 40 × 246,109 o F 2 o jam ⋅ ft ⋅ F

17,4047 ft 2 = 27,9818 lin ft 0,622 ft 2 / ft panjang pipa 27,9818 lin ft Hairpin = = = 1,1659 ≈ 2 2× L 2 × 12 ft b. Koreksi UD Panjang pipa yang dibutuhkan =

A = hairpin × 2L × external surface = 2 × 2 × 12 ft × 0,622 ft2/ft = 29,856 ft2

UD =





(Tabel

11,

(Tabel

11,

Kern) D1 = OD 2 in =

2,380 in = 0,1983 ft 12

Kern) Aa = ¼ π (D22 – D12) = ¼ π (0,25572 – 0,19832) = 0,0204 ft2


(Pers.

(6.3),

Kern) 0,2557 2 − 0,1983 2 0,1983 = 0,1312 ft

=

(4)

Kecepatan massa W 239,8425 = Ga = = 11737,9830 lbm/ft2.jam aa 0,0204

(5)


μ = 0,023 cP = 0,0556 lbm/ft⋅jam Kern) D × Ga Re a = e

(Gbr. 14,

μ

(6)

0,1312 × 11737,9830 = 27687,2074 0,0556 Taksir jH dari Gambar 24, Kern, diperoleh jH = 180

(7)

Pada Tc = 500°F

Re a =

c = 0,2 Btu/lbm°F

(Gbr 3,


⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 0,2 × 0,0556 ⎞ =⎜ ⎟ ⎝ 0,022 ⎠

(Tabel 5, 1

3

= 0,7925


1

(8)

0 ,14


(Pers. (6.15b),

Fluida dingin: inner pipe, bahan (3′)

Flow area pipe 2,067 in D = ID 2 in = = 0,1723 ft 12

(Tabel

11,

Kern)

(4′)

1 1 a p = πD 2 = × 3,14 × 0,1723 2 = 0,0233 ft2 4 4 Kecepatan massa w Gp = 2×ap 48217,3846 = 1035107,6936 lbm/ft2.jam 2 × 0,0104 Bilangan Reynold Gp =

(5′)

Pada tc = 234,2921°F

μ = 0,22 cP = 0,5322 lbm/ft2⋅jam

(Gbr.

14,

Kern)

Re p =

D × Gp μ

(Pers.

(7.3),

Kern)

(6′)


(7′)

Pada tc = 234,2921°F

Re p =


(Gbr.

3,

(Tabel

5,


⎛c⋅μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

⎛ 0,99 × 0,5322 ⎞ =⎜ ⎟ 0,4 ⎝ ⎠

1

3

= 1,0962


k ⎛c⋅μ ⎞ hi = j H × × ⎜ ⎟ D ⎝ k ⎠

(8’)

1

3

⎛ μ ⎞ ⎟⎟ × ⎜⎜ ⎝ μw ⎠

0 ,14

(Pers.

(6.15a),

Kern)

0,4 × 1,0962 × 1 = 1730,9861 0,1725 ID 2,067 h io = hi × (9′) = 1730,9861 × = 1503,3396 OD 2,380 (10’) Clean overall coefficient, UC hi = 680 ×

UC =

h io × h o 1503,3396 × 24,3028 = = 23,9162 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F h io + h o 1503,3396 + 24,3028 (Pers. (6.7),


U C − U D 23,9162 − 23,3182 = = 0,0011 U C × U D 23,9162 × 23,3182

(Pers.

(6.13),


Pressure drop


Untuk Rea = 27687,2074 De’ = D2 – D1 = 0,2556 – 0,1983 = 0,0573 ft

0,0573 × 11737,9830 = 12095,3659 μ 0,0556 0,264 0,264 f = 0,0035 + = 0,0035 + = 0,0086 0 , 24 Re a ' 12095,3659 0, 24

Rea’ =

(3)

De' Ga

=

V = 0,6554 ft3/lbm

(Tabel

7,

Kern) ρ = 1,5258 lbm/ft3 4 f ⋅ Ga 2 ⋅ L ΔFa = 2 gρ 2 De' Kern) 4 × 0,0086 × 11737,9830 2 × 48 = = 2,0370 ft 2 × 4,18 × 10 8 × 1,5258 2 × 0,0573 (3)

Velocity head


(Pers.

(6.14),

V=

G 11737,9830 = = 2,1370 ft/s 3600 ρ 3600 × 1,5258

2,1370 2 V2 =1× = 0,1418 ft 2g ' 2 × 32,2 (ΔFa + ΔFl ) ρ (2,0370 + 0,1418) × 1,5258 = ΔPa = = 0,0231 psi 144 144 ΔPa yang diperbolehkan = 2 psi

Fl = hairpin ×

Fluida dingin: bahan, inner pipe (1′) Untuk Res = 335018,0951 0,264 0,264 f = 0,0035 + = 0,0035 + = 0,0160 0 , 24 Re p ' 335018,09510, 24 (2′) Pressure drop s = 0,9856 ρ = 0,9856 × 62,5 = 61,5980 lbm/ft3

ΔFp =

4 f ⋅ Gp 2 ⋅ L 2 gρ 2 D

(Pers.

Kern) 4 × 0,0367 × 124451,2933 2 × 24 = 3,0049 ft 2 × 4,18 × 10 8 × 36,0219 2 × 0,115 ΔFp × ρ 3,0049 × 61,5980 (3′) ΔPp = = 1,2854 psi = 144 144 =

ΔPa yang diperbolehkan = 2 psi C.33

Pompa Reboiler (J-303)

Fungsi

: Memompa campuran dari Reboiler (E-303) ke Kolom

Distilasi (T-301) Jenis

: Centrifugal Pump

Jumlah

: 1 unit


= 10 bar

PDischarge

= 10 bar

T

= 179,749oC

F

= 21870,9235 kg/jam


(6.14),

Tabel LC.16 Densitas Bahan Pada Bottom

ρ (kg/m3) 680,7336 723,8041

ρcampuran (kg/m3) 0,090286 723,7081 723,7984

Komponen C2H4O H2O

% massa 0,0133% 99,9867%

ρcampuran

= 723,7984 kg/m3 = 45,1855 lbm/ft3

Tabel LC.17 Viskositas Bahan Pada Bottom

% massa μ (cp) μcampuran (cp) C2H4O 0,0133% 0,31 0,00004 H2O 99,9867% 0,65 0,64991 0,64995 Viskositas = 0,64995 cP = 0,0004 lbm/ft s Laju alir volumetrik, mv


=

Desain pompa:

Di,opt = 0,363 (mv)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


: 4 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 4,026 in = 0,3355 ft

Diameter Luar (OD)

: 4,5 in = 0,3750 ft


: 0,0884 ft2


Q 0,2964 ft 3 / s = = 3,3531 ft/s A 0,0884 ft 2



μ


=

(Timmerhaus,


(Timmerhaus,

2004) Pada NRe = 116382,8291 dan ε/D =

0,0000463 m = 0,0004 0,1023 m


(Timmerhaus,


2 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 3,3531 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,0874 ft.lbf/lbm 3,3531 2 v2 = n.Kf. = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

=

0,2621


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

v2 2.g c

= 2(2)

3,3531 2 = 0,3495 2(32,174)

(40)(. 3,3531 ) ΔL.v 2 = 4f = 4(0,004) (0,0874).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 40 ft:

1 Tee:

Ff

hf

= 0,3333 ft.lbf/lbm 3,3531 2 v2 = n.Kf. = 1(1) = 0,1747 ft.lbf/lbm 2.g c 2(32,174) 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 1,3817 ft.lbf/lbm



(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α 1997) dimana: v1 = v2

(Geankoplis,

P1 = 10 bar = 145,0348 psia P2 = 10 bar = 145,0348 psia ∆P = 0 psia tinggi pemompaan ΔZ = 30 ft maka: 0 +

32,174 (40) + 0 + 1,3817 + Ws = 0 45,1855 32,174


= η × Wp = 0,8 × Wp



Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 hp.

C.34

Tangki Produk (TT-301)

Fungsi

: Menyimpan etilen oksida untuk kebutuhan 20 hari

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-212 Grade B

Bentuk


elipsoidal Jenis sambungan

: Single welded butt joints

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi Tekanan

= 10 bar

Temperatur

= 85,735°C

Laju alir massa

= 454,7303 kg/jam


ρetilen

= 621,1872 kg/m3


= 1 hari

Faktor kelonggaran

= 20%


Perhitungan: a. Volume tangki

454,7303 kg / jam × 20 hari × 24 jam / hari 621,1872 kg / m 3 = 351,3764 m3

Volume etilen oksida,Vl =

Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) × 351,3764 m3 = 421,6517 m3 b. Diameter dan tinggi shell Direncanakan:

•

Tinggi shell : diameter (Hs : D = 5 : 4)

•

Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 2)

-

Volume shell tangki (Vs)

1 π Di2 H 4 5 Vs = πD 3 16 Volume tutup tangki (Vh)

Vs =

-

Vh =

π

24

D3

(Brownell,1959)

-

Volume tangki (V) V = Vs + 2Vh 421,6517 m3 =

19 πD 3 48

Di = 6,97 m Hs = 8,72 m c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki Hh

⎛1⎞ ⎛ Hh ⎞ =⎜ ⎟ × D = ⎜ ⎟ × 6,97 ⎝2⎠ ⎝ D ⎠

Ht (Tinggi tangki)

= 6,97 m = 3,49 m

= Hs + 2Hh = 15,69 m

d. Tebal shell tangki

351,3764 m 3 × 8,72 m = 7,26 m Tinggi cairan dalam tangki = 421,6517 m 3 Tekanan hidrostatik: P

= ρ×g×h = 621,1872 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 7,26 m


= 44226,4 Pa = 44,2264 kPa Po

= Tekanan operasi

= 10 bar = 1000 kPa

Ptotal

= 1000 kPa + 44,2264 kPa

= 1044,2264 kPa

Faktor kelonggaran

= 20%

Pdesign = 1,2 × 1044,2264 Joint efficiency (E)

= 1253,0716 kPa

= 0,8

(Brownell,1959) Allowable stress (S)

= 120658,248 kPa



t=

Faktor korosi

= 1/8 in


= 1,7962 in + 1/8 in = 1,9212 in


= 2 in

(Brownell,1959) e. Tebal tutup tangki


t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal tutup yang dibutuhkan

= 1,7846 in + 1/8 in = 1,9096 in

Tebal tutup standar yang digunakan = 2 in (Brownell,1959)


LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS D.1

Screening (SC)

Fungsi

: Menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: Bar screen

Bahan konstruksi

: Stainless steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28oC

-

Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3

(Geankoplis,

1997) Laju alir massa (F)

= 32611,8020 kg/jam

Laju alir volume (Q)

=

32611,8020 kg/jam × 1 jam / 3600s = 0,0091 m3/s 3 996,24 kg / m

Ukuran bar:

-

Lebar bar = 5 mm

-

Tebal bar = 20 mm

-

Bar clear spacing = 20 mm

-

Slope = 300

Direncanakan ukuran screening: Panjang screen

= 2m

Lebar screen

= 2m

Misalkan, jumlah bar = x Maka,

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

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


Head loss (Δh)

=

Q2 2

2 g Cd A 2

2

=

(0,0091) 2 2 (9,8) (0,6) 2 (2,04) 2

= 6.10-6 m dari air = 0,0006 mm dari air 2m

20 mm 2m

20 mm

Gambar D.1 Sketsa Sebagian Bar Screen (tampak atas) D.2

Pompa Screening (PU-01)

Fungsi

: Memompa air dari sungai ke bak pengendapan (BS)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 280C

-

Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3 = 62,1396 lbm/ft3

(Geankoplis,

= 0,8360 cP = 2,02237 lbm/ft⋅jam

(Geankoplis,

1997)

-

Viskositas air (μ) 1997)

Laju alir massa (F)

= 32611,8020 kg/jam = 19,9714 lbm/detik

Debit air/laju alir volumetrik, Q =

F 19,9714 lb m /detik = ρ 62,1396 lb m /ft 3

= 0,3211 ft3/s = 0,0091 m3/s Desain pompa


Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 × (0,0091 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13 = 0,1074 m = 4,2294 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :

-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 5,0470 in = 0,4206 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 5,5630 in = 0,4636 ft

-

Luas penampang dalam (At)

: 0,1390 ft2

: 5 in : 40

Kecepatan linier: v = Bilangan Reynold : NRe

Q 0,3211 ft 3 / s = = 2,3102 ft/s A 0,1390 ft 2 =

ρ ×v× D μ

(62,1936 lbm / ft 3 )(2,3102 ft / s)(0,4206 ft ) = 0,0006 lbm/ft.s = 107564,8887

Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

-

Untuk pipa commercial steel, diperoleh: ε = 0,000046

-

Untuk NRe = 107564,8887 dan ε

D

= 0,0004, diperoleh f = 0,005

Friction loss: 1 Sharp edge entrance: hc

1 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 2,3102 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,0415 ft.lbf/lbm 2,3102 2 v2 = n.Kf. = 1(0,75) 2.g c 2(32,174)

=

0,0622


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

v2 2.g c

= 1(2)

2,3102 2 = 0,1659 2(32,174)

(70)(. 2,3102) ΔL.v 2 = 4(0,005) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 70 ft:

Ff

= 4f


= 0,2761 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex


∑ F = 0,6286 ft.lbf/lbm



(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α dimana :

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 50 ft maka : 0 +

32,174 ft / s 2 (50 ft ) + 0 + 0,6286 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = –50,6286 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 %, maka: = - η × Wp

Ws

–50,6286 = –0,8 × Wp Wp

= 63,2857 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m × Wp =

1 hp 32611,8020 lbm / s × 63,2857 ft.lbf / lbm × (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s


D.3Bak Sedimentasi (BS) Fungsi

: Untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air

Jumlah

:2

Jenis

: Grift Chamber Sedimentation

Aliran

: Horizontal sepanjang bak sedimentasi

Bahan kontruksi : Beton kedap air



= 280C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 32611,8020 kg/jam = 19,9714 lbm/detik

Densitas air (Geankoplis, 1997)

= 996,24 kg/m3

Laju air volumetrik

=

32611,8020 kg/jam × 1 jam/3600 s 996,24 kg/m 3 = 0,0091 m3/s = 19,2283 ft3/min

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

υ 0 = 1,57 ft/min = 8 mm/s

(Kawamura,

1991) Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi: Kedalaman tangki

= 12 ft

Lebar tangki

= 2 ft

Kecepatan aliran

= v=

Desain panjang ideal bak :

Q 19,2283 ft 3 /min = = 0,8012 ft/min At 12 ft × 2 ft ⎛ h L = K ⎜⎜ ⎝ υ0

⎞ ⎟⎟ v ⎠

(Kawamura,

1991) dengan : K = faktor keamanan = 1,5 h = kedalaman air efektif (10-16 ft); diambil 10 ft. Maka :

p = 1,5 × (12/1,57) × 0,8012 = 9,1855 ft

Diambil panjang bak = 10 ft = 3,0480 m Uji desain


Waktu retensi (t) : t =

p×l ×t Va = Q laju volumetrik =

10 × 2 × 12 ft 3 = 12,4816 19,2283 ft 3 / min

menit Desain diterima, dimana t diizinkan 6-15 menit. (Kawamura, 1991) Surface loading:

laju volumetrik Q = A luas permukaan masukan air

=

19,2283 ft 3 /min (7,481 gal/ft 3 ) = 7,1924 gpm/ft 2 2 ft × 10 ft

Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4-10 gpm/ft2 Headloss (Δh); bak menggunakan gate valve, full open (16 in):

Δh = K

= 0,12 ×

D.4

v2 2g

[0,8012 ft/min × ( 1 min/60 s) × (1 m/3,2808 ft)]2 = 10 −5 ft 2 2 × (9,8 m/s )

Pompa Sedimentasi (PU-02)

Fungsi

: Memompa air dari bak pengendapan (BS) ke clarifier

(CL) Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 280C

-

Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3 = 62,1396 lbm/ft3

(Geankoplis,

= 0,8360 cP = 2,02237 lbm/ft⋅jam

(Geankoplis,

1997)

-


Laju alir massa (F)

= 32611,8020 kg/jam = 19,9714 lbm/detik





Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 × (0,0091 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13 = 0,1074 m = 4,2294 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel:

-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 5,0470 in = 0,4206 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 5,5630 in = 0,4636 ft

-


: 0,1390 ft2

Kecepatan linier: v =

Bilangan Reynold : NRe

: 5 in : 40

Q 0,3211 ft 3 / s = = 2,3102 ft/s A 0,1390 ft 2

=

ρ ×v× D μ

(62,1936 lbm / ft 3 )(2,3102 ft / s)(0,4206 ft ) 0,0006 lbm/ft.s = 107564,8887

=


-


-


D

= 0,0004, diperoleh f = 0,005


⎛ A ⎞ v2 2,3102 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝


3 elbow 90°:

hf

= 0,0415 ft.lbf/lbm 2,3102 2 v2 = n.Kf. = 1(0,75) 2.g c 2(32,174)

=

0,1866


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

v2 2.g c

= 1(2)

2,3102 2 = 0,1659 2(32,174)

(30)(. 2,3102) ΔL.v 2 = 4f = 4(0,005) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 30 ft:

Ff

= 0,1183 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex

⎛ A1 ⎞ 2,3102 2 v2 2 ⎜ ⎟ = n ⎜1 − = 1 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 ) A2 ⎟⎠ 2.α .g c ⎝ = 0,0829 ft.lbf/lbm

∑ F = 0,5952 ft.lbf/lbm



(

)


(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 30 ft 32,174 ft / s 2 (30 ft ) + 0 + 0,5952 ft.lbf / lbm + Ws = 0 maka : 0 + 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = –30,5952 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80 %, maka: = - η × Wp

Ws

–30,5952 = –0,8 × Wp Wp






D.5

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

Fungsi

: Membuat larutan alum [Al2(SO4)3]

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit


= 280C

Tekanan

= 1 atm

Al2(SO4)3 yang digunakan

= 50 ppm

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

= 1,6306 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30%

= 1363 kg/m3 = 85,0898 lbm/ft3


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20%

(Perry, 1997)

Desain Tangki a. Ukuran Tangki 1,6306 kg/jam × 24 jam/hari × 30 hari = 2,8712 m3 3 0,3 × 1363 kg/m Volume tangki, Vt = 1,2 × 2,8712 m3 = 3,4454 m3

Volume larutan, Vl =

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3 1 πD 2 H 4 1 ⎛3 ⎞ 3,4454 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝2 ⎠ 3 3,4454 m 3 = πD 3 8 V=

Maka: D = 1,4303 m; H = 2,1454 m Tinggi cairan dalam tangki

=

2,8712 × 2,1454 = 1,7879 m 3,4454

b. Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik: P

= ρ× g × h = 1363 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,7879 m


= 23,8813 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa PT = 11,7840 kPa + 101,325 kPa = 125,2063 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (125,2063 kPa ) = 131,4664 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa (Brownell,1959) Tebal shell tangki:

PD 2SE − 1,2P (125,2063 kPa) × (1,4303 m) = 2 × (87218,714 kPa) × (0,8) − 1,2 × (125,2063 kPa) = 0,0013 m = 0,0531 in

t=

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0237 in + 1/8 in = 0,1781 in Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell,1959)

c. Daya pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

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

; Da = 1/3 × 1,4303 m = 0,5229 m = 0,4768 ft

E/Da = 1

; E

= 0,4768 m

1

L/Da = /4

; L

= 1/4 × 0,4768 m

= 0,1192 m

W/Da = 1/5

;W

= 1/5 × 0,4768 m

= 0,0954 m

= 1/12

; J

= 1/12 × 1,4303 m

= 0,1192 m

J/Dt

dengan: Dt = Da = E = L =

diameter tangki diameter impeller tinggi turbin dari dasar tangki 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,

1968) Bilangan Reynold,

N Re

ρ N (D a )2 = μ

(Geankoplis, 1997)

2 ( 85,0898)(1)(1,5642) =

= 309798,0876 6,72 ⋅ 10 − 4 NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan

N Re

rumus: 5

K .n 3 .D a ρ P= T gc (McCabe,1999) KT = 6,3 (McCabe,1999)

6,3 (1 put/det) 3 × (1,5642 ft) 5 × (85,0898 lbm/ft 3 ) 1 hp P= × 2 550 ft lbf/det 32,174 lbm.ft/lbf.det = 0,2836 hp Efisiensi motor penggerak = 80 % Daya motor penggerak =

0,2836 = 0,3546 hp 0,8


D.6

Pompa Alum (PU-03)

Fungsi

: Memompa air dari Tangki Pelarutan Alum (TP-01) ke Clarifier (CL)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi Jumlah

: Commercial steel

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas alum (ρ)

= 1363 kg/m3

-

Viskositas alum (μ)

= 1 cP = 10-3 Pa.s

Laju alir massa (F)

(Perry, 1999) (Othmer, 1967)

= 1,6306 kg/jam


1,6306 kg / jam F = ρ 1363 kg / m 3 × 3600 s

= 3,3231.10-7 m3/s Desain pompa

Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 × (3,3231.10-7 m3/s)0,45 × (1363 kg/m3)0,13 = 0,0011 m = 0,0444 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel: : 1/8 in

-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 0,269 in = 0,0224 ft = 0,0068 m

-

Diameter Luar (OD)

: 0,405 in = 0,0338 ft

-


: 0,0004 ft2

: 40

Q 3,3231.10 -7 m 3 /s Kecepatan linier: v = = = 0,0089 m/s = 0,0293 ft/s A 3,7161.10 −5 m 2 Bilangan Reynold: NRe

= =

ρ ×v× D μ (1363 kg / m 3 )(0,0089 m / s)(0,0068 m) 10 -3 Pa.s


= 83,2757 Aliran adalah laminar, maka: f = 16/NRe = 16/83,2757 = 0,1921 Friction loss: 1 Sharp edge entrance: hc

2 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 0,0293 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,000007 ft.lbf/lbm 0,0293 2 v2 = n.Kf. = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

=

0,000020


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

0,0293 2 v2 = 1(2) = 0,000027 2.g c 2(32,174)

(30)(. 0,0293) ΔL.v 2 = 4f = 4(0,1921) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 30 ft:

Ff

= 0,013758 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 0,013825 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

dimana :

P1 = 2615,0030 lbf/ft² P2 = 2727,9837 lbf/ft²

ΔP

ρ

= 1,3278 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft


maka:

0+

32,174 ft / s 2 (20 ft ) + 1,3278 ft.lbf / lbm + 0,013825 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = –21,3416 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80 %, maka: = - η × Wp

Ws

–21,3416 = –0,8 × Wp Wp




= 4,8434 × 10-5 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp. D.7

Tangki Pelarutan Soda Abu (Na2CO3) (TP-02)

Fungsi

: Membuat larutan soda abu (Na2CO3)

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Data: Temperatur

= 28°C

Tekanan

= 1 atm

Na2CO3 yang digunakan

= 27 ppm

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

= 0,8805 kg/jam

Densitas Na2CO3 30 %

= 1327 kg/m3 = 82,8423 lbm/ft3


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20%

Desain Tangki a. Ukuran tangki


(Perry, 1999)


0,8805 kg/jam × 24 jam/hari × 30 hari 0,3 × 1327 kg/m 3

= 1,5925 m3 Volume tangki, Vt = 1,2 × 1,5925 m3 = 1,9110 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3 1 V = πD 2 H 4 1 ⎛3 ⎞ 1,9110 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝2 ⎠ 3 1,9110 m 3 = πD 3 8 Maka:

D = 1,1752 m H = 1,7628 m

b. Tebal dinding tangki

volume cairan × tinggi silinder volume silinder (1,5925)(1,7628) = 1,4690 m = 4,8194 ft = (1,9110)

Tinggi cairan dalam tangki =

Tekanan hidrostatik, Phid

= ρ× g × h

= 1327 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,4690 m = 19,1032 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 19,1032 kPa + 101,325 kPa = 120,4282 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesain = (1,05) (120,4282 kPa) = 126,4496 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable

stress

=

12650

psia

=



87218,714

kPa


t=

Faktor korosi = 1/8 in = 0,0420 in + 1/8 in = 0,1670 in


Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell,1959)



Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 × 1,1752 m = 0,3917 m

E/Da = 1

; E = 0,3917 m

L/Da = ¼

; L = ¼ × 0,3917 m = 0,0979 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 × 0,3917 m = 0,0783 m

J/Dt

= 1/12

; J = 1/12 × 0,3917 m = 0,0979 m

dengan: Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J

= lebar baffle

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

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

N Re N Re

ρ N (D a )2 = μ

(Geankoplis, 1997)

2 ( 82,8423)(1)(0,3917 × 3,2808) =

3,69 ⋅ 10 −4

= 370802,3703

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:


5

K T .n 3 .D a ρ gc KT= 6,3 P=

(McCabe,1999)

(McCabe,1999)

1hp 6,3.(1 put/det) 3 .(0,3917 × 3,2808 ft) 5 (82,8423 lbm/ft 3 ) × 2 550 ft.lbf/det 32,174 lbm.ft/lbf.det = 0,1034 hp

P=

Efisiensi motor penggerak = 80%

0,1034 = 0,1292 hp 0,8 Maka daya motor yang dipilih ¼ hp. Daya motor penggerak =

D.8

Pompa Soda Abu (PU-04)

Fungsi

: Memompa larutan soda abu dari tangki pelarutan soda

abu (TP-02) ke Clarifier (CL) Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas soda abu (ρ)

= 1327 kg/m3

-

Viskositas soda abu (μ) = 0,5491 cP = 0,5491⋅10-3 Pa.s

Laju alir massa (F) Laju alir volume, Q =

(Perry, 1999) (Othmer, 1967)

= 0,8805 kg/jam

0,8805 kg / jam F = = 1,8432.10-7 m3/s 3 ρ 1327 kg/m × 3600 s

Desain pompa Di,opt = 0,363 × Q0,45 × ρ0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (1,8432.10-7)0,45× (1327)0,2 = 0,00013 m = 0,005 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :

-

Ukuran pipa nominal

= 1/8 in


-

Schedule number

= 40

-

Diameter dalam (ID)

= 0,269 in = 0,0224 ft = 0,0068 m

-

Diameter luar (OD)

= 0,405 in = 0,0338 ft

-

Luas penampang dalam (At) = 0,0004 ft2


Q 1,8432.10 -7 m 3 /s = = 0,005 m/s = 0,0163 ft/s At 3,7161.10 −5 m 2

Bilangan Reynold: N Re =

ρ v D (1327 )(0,005)(0,0068) = 81,8945 = μ 0,5491.10 -3

Aliran adalah laminar, maka: f = 16/NRe = 16/81,8945 = 0,1954


2 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 0,0163 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,0000021 ft.lbf/lbm 0,0163 2 v2 = n.Kf. = 2(0,75) 2(32,174) 2.g c

= 0,0000062


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

0,0163 2 v2 = 1(2) = 0,0000082 2(32,174) 2.g c

(30)(. 0,0163) ΔL.v 2 = 4(0,1954) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 30 ft:

Ff

= 4f

= 0,0043039 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex

⎛ A1 ⎞ 0,0163 2 v2 2 ⎟ = n ⎜⎜1 − = 1 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 ) A2 ⎟⎠ 2.α .g c ⎝ = 0,0000041 ft.lbf/lbm


∑ F = 0,0043245 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α (Geankoplis,1997) dimana: v1 = v2


P1 = 2615,0030 lbf/ft2 P2 = 2727,9837 lbf/ft2

ΔP

ρ

= 1,3278 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft maka:

0+



Ws

–22,5727 = –0,8 × Wp Wp




= 2,7663 × 10-5 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp. D.9

Clarifier (CL)

Fungsi

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

Tipe

: External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk

: Circular desain

Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit


= 280C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air (F1)

= 32611,8020 kg/jam


Laju massa Al2(SO4)3 (F2)

= 1,6306 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3)

= 0,8805 kg/jam

Laju massa total, m

= 32614,3131 kg/jam = 9,0595 kg/s

Densitas Al2(SO4)3

= 2,71 gr/ml

(Perry, 1997)

Densitas Na2CO3

= 2,533 gr/ml

(Perry, 1997)

Densitas air

= 0,99624 gr/ml

(Perry, 1997)

Reaksi koagulasi: Al2(SO4)3 + 3 Na2CO3 + 3 H2O → 2 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 3CO2 Dari Metcalf & Eddy (1984) diperoleh bahwa untuk clarifier tipe upflow (radial): -

Kedalaman air = 3-5 m

-

Settling time = 1-3 jam

Dipilih : Kedalaman air (H) = 3 m Settling time = 1 jam

Diameter dan Tinggi Clarifier Densitas larutan,

ρ=

(32614,3131) = 996,2878 kg/m3 32611,8020 1,6306 0,8805 + + 996,24 2710 2533

Volume cairan, V =

32614,3131 kg / jam × 1 jam = 32,7358 m 3 996,2878

V = ¼ π D2H 4V 1 / 2 ⎛ 4 × 32,7358 ⎞ D= ( ) =⎜ ⎟ πH ⎝ 3,14 × 3 ⎠

1/ 2

= 3,7283 m

Maka, diameter clarifier = 3,7283 m Tinggi clarifier = 1,5 × D = 5,5925 m Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik: Phid

= ρ× g × h = 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 3 m = 29,2909 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa


P = 29,2909 kPa + 101,325 kPa = 130,6159 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (130,6159) kPa = 137,1467 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa (Brownell,1959) Tebal shell tangki:

t=

PD 2SE − 1,2P

(130,6159 kPa) × (3,7283 m) 2 × (87218,7140 kPa) × (0,8) − 1,2 × (130,6159 kPa) = 0,0037 m = 0,1444 in =

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1444 in + 1/8 in = 0,2694 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in

(Brownell,1959)

Daya Clarifier P = 0,006 D2

(Ulrich,

1984) dimana: P = daya yang dibutuhkan, kW Sehingga, P = 0,006 × (3,7283)2 = 0,0834 kW = 0,1119 hp D.10

Pompa Bak Sedimentasi (PU-05)

Fungsi

: Memompa air dari Bak Sedimentasi (BS-02) ke Sand

Filter

(SF) Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:


-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3 = 62,1923 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

-

Viskositas air (μ)

= 0,8360 cP = 2,02237 lbm/ft⋅jam

(Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F)

= 32611,8020 kg/jam = 19,9714 lbm/detik



= 0,3211 ft3/s = 0,0091 m3/s Desain pompa:

Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 5,0470 in = 0,4206 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 5,5630 in = 0,4636 ft

-


: 0,1390 ft2


: 5 in : 40

Q 0,3211 ft 3 / s = = 2,3102 ft/s A 0,1390 ft 2 =

ρ ×v× D μ


=


-


-


D

= 0,0004, diperoleh f = 0,005

Friction loss:


1 Sharp edge entrance: hc

3 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 2,3102 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,0415 ft.lbf/lbm 2,3102 2 v2 = n.Kf. = 3(0,75) 2.g c 2(32,174)

=

0,1244


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

v2 2.g c

= 1(2)

2,3102 2 = 0,1659 2(32,174)

(50)(. 2,3102) ΔL.v 2 = 4f = 4(0,005) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 50 ft:

Ff

= 0,1972 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 0,6119 ft.lbf/lbm


(

)


(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = 2727,9837 lbf/ft2 P2 = 3748,3864 lbf/ft2

ΔP

ρ


ΔZ = 50 ft maka:

0+


Ws = –67,0188 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80 %, maka: Ws

= - η × Wp

–67,0188 = –0,8 × Wp Wp





= 3,0420 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 3½ hp. D.11

Sand Filter (SF)

Fungsi

: Menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam

air yang keluar dari Clarifier (CL) Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit


= 280C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 32611,8020 kg/jam

Densitas air

= 996,24 kg/m3 = 62,1935 lbm/ft3

Faktor keamanan

= 20%

(Geankoplis, 1997)

Sand filter dirancang untuk penampungan 1/4 jam operasi. Sand filter dirancang untuk volume bahan penyaring 1/3 volume tangki.

Desain Sand Filter a. Volume tangki Volume air: Va =

32611,8020 kg/jam × 0,25 jam = 8,1837 m3 3 996,24 kg/m

Volume air dan bahan penyaring: Vt = (1 + 1/3) × 8,1837 = 10,9116 m3 Volume tangki = 1,2 × 10,9116 m3 = 13,0940 m3 b. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi, D : H = 3 : 4


1 πD 2 H 4 1 ⎛4 ⎞ 13,0940 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝3 ⎠ 1 13,0940 m 3 = πD 3 3 V=

Maka:

D = 2,3214 m H = 6,9643 m

c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 2,3214 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup D : H = 4 : 1

Tinggi tutup

=

1 × 2,3214 = 0,5804 m 4

Tinggi tangki total = 6,9643 + 2(0,5804) = 8,1250 m d. Tebal shell dan tutup tangki 1 × 6,9643 = 1,7411 m 4 8,1837 m 3 Tinggi cairan dalam tangki = × 6,9643 m = 4,3527 m 13,0940 m 3 Tinggi penyaring

Phidro

=

= ρ×g×h = 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 4,3527 m = 42,4957 kPa

Ppenyaring

= ρ×g×l = 2089,5 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,7411 m = 35,6520 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa PT = 42,4957 kPa + 35,6520 kPa + 101,325 kPa = 179,4727 kPa Faktor kelonggaran

= 5%

Maka, Pdesign

= (1,05) × (179,4727 kPa) = 188,4464 kPa

Joint efficiency

= 0,8


= 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell,1959)


Tebal shell tangki:

PD 2SE − 1,2P (188,4464 kPa) × (2,3214 m) = 2 × (87218,714 kPa) × (0,8) − 1,2 × (188,4464 kPa) = 0,0031 m = 0,1236 in

t=

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1236 in + 1/8 in = 0,2486 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup ¼ in.

D.12

Pompa Filtrasi (PU-06)

Fungsi

: Memompa air dari Sand Filter (SF) ke Tangki Utilitas 1 (TU-

01) Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi: Commercial steel Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas air (ρ)

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

(Geankoplis, 1997)

-

Viskositas air (μ)

= 0,8360 cP = 2,02237 lbm/ft⋅jam

(Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F)

= 32611,8020 kg/jam = 19,9714 lbm/detik




Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 × (0,0091 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13 = 0,1074 m = 4,2294 in


Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :

-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 5,0470 in = 0,4206 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 5,5630 in = 0,4636 ft

-


: 0,1390 ft2

: 5 in : 40

Kecepatan linier: v = Bilangan Reynold: NRe

Q 0,3211 ft 3 / s = = 2,3102 ft/s A 0,1390 ft 2 =

ρ ×v× D μ


=


-


-


D

= 0,0004, diperoleh f = 0,005


3 elbow 90°:

hf

⎛ A2 ⎞ v 2 2,3102 2 ⎜ ⎟ = 0,5 ⎜1 − = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎟⎠ 2α ⎝

= 0,0415 ft.lbf/lbm 2,3102 2 v2 = n.Kf. = 3(0,75) 2.g c 2(32,174)

=

0,1866


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

v2 2.g c

= 1(2)

2,3102 2 = 0,1659 2(32,174)

(30)(. 2,3102) ΔL.v 2 = 4(0,005) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 30 ft:

Ff

= 4f

= 0,1183 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex

⎛ A ⎞ 2,3102 2 v2 2 = n ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ = 1 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 ) A2 ⎠ 2.α .g c ⎝


= 0,0829 ft.lbf/lbm

∑ F = 0,5952 ft.lbf/lbm



(

)


(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = 3748,3864 lbf/ft2 P2 = 3299,6240 lbf/ft2

ΔP

ρ

= -7,2156 ft.lbf/lbm

ΔZ = 30 ft maka:

0+

32,174 ft / s 2 (30 ft ) − 7,2156 ft.lbf / lbm + 0,5456 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2


Ws

–23,3796 = –0,8 × Wp Wp




= 1,0612 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1¼ hp.


D.13

Tangki Utilitas 1 (TU-01)

Fungsi

: Menampung air sementara dari Sand Filter (SF)

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit


= 280C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 32611,8020 kg/jam

Densitas air

= 996,24 kg/m3


= 6 jam

Faktor keamanan

= 20%

(Geankoplis, 1997)

Desain Tangki a. Volume tangki Volume air, Va =

32611,8020 kg/jam × 6 jam = 196,4093 m3 3 995,68 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2 × 196,4093 m3 = 235,6912 m3 b. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 2 : 3 1 V = πD 2 H 4 1 ⎛3 ⎞ 235,6912 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝2 ⎠ 3 235,6912 m 3 = πD 3 8 Maka, D = 5,8496 m H = 8,7744 m c. Tebal tangki 196,4093 m 3 × 8,7744 m = 7,3120 m Tinggi air dalam tangki = 235,6912 m 3


= ρ×g×h

Tekanan hidrostatik: P

= 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 7,3120 m = 71,3884 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 71,3884 kPa + 101,325 kPa = 172,7134 kPa Faktor kelonggaran

= 5%

Maka, Pdesign

= (1,05) × (172,7134 kPa) = 181,3490 kPa

Joint efficiency

= 0,8

(Brownell,1959) = 12650 psia = 87218,714 kPa

Allowable stress (Brownell,1959) Tebal shell tangki:

PD 2SE − 1,2P (181,3490 kPa) × (5,8496 m) = 2 × (87.218,714 kPa) × (0,8) − 1,2 × (181,3490 kPa) = 0,0076 m = 0,2997 in

t=

= 1/8 in

Faktor korosi


= 0,2997 in + 1/8 in = 0,4247 in


= 1/2 in

(Brownell,1959) D.14

Pompa ke Cation Exchanger (PU-07)

Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Cation Exchanger (CE)

Jenis

: Pompa sentrifugal


: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas air (ρ)

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


(Geankoplis, 1997)

-

Viskositas air (μ)

Laju alir massa (F)

= 0,8360 cP = 2,02237 lbm/ft⋅jam

(Geankoplis, 1997)

= 1729,7449 kg/jam = 1,0593 lbm/detik




Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 1,38 in = 0,1150 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 1,66 in = 0,1383 ft

-


: 0,0104 ft2

: 1¼ in : 40

Q 0,0170 ft 3 / s = 1,6377 ft/s Kecepatan linier: v = = A 0,0104 ft 2 Bilangan Reynold: NRe

=

ρ ×v× D μ


=


-


-


D

= 0,0013, diperoleh f = 0,007


⎛ A ⎞ v2 1,6377 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝


3 elbow 90°:

hf

= 0,0208 ft.lbf/lbm 1,6377 2 v2 = n.Kf. = 3(0,75) 2.g c 2(32,174)

=

0,0938


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

v2 2.g c

= 1(2)

1,6377 2 = 0,0834 2(32,174)

(20)(. 1,6377 ) ΔL.v 2 = 4f = 4(0,007) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 20 ft:

Ff

= 0,2030 ft.lbf/lbm 2

⎛ A1 ⎞ 1,6377 2 v2 2 ⎟ ⎜ = n ⎜1 − = 1 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 ) A2 ⎟⎠ 2.α .g c ⎝ = 0,0417 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

hex


∑ F = 0,4426 ft.lbf/lbm


(

)


(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = 3299,6240 lbf/ft2 P2 = 2271,6084 lbf/ft2

ΔP

ρ

= -16,5293 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft maka:

0+


Ws = –3,9133 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80%, maka: Ws –3,9133 Wp

= - η × Wp = –0,8 × Wp = 4,8917 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp


=


= 0,0094 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp. D.15

Pompa ke Menara Pendingin Air (PU-08)

Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke unit proses

Jenis

: Pompa sentrifugal


: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas air (ρ)

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

(Geankoplis, 1997)

-

Viskositas air (μ)

= 0,8360 cP = 2,02237 lbm/ft⋅jam

(Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F)

= 9061,0511 kg/jam = 5,5490 lbm/detik




Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 2,469 in = 0,2058 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 2,875 in = 0,2396 ft

-


: 0,0332 ft2


: 2½ in : 40

Q 0,0892 ft 3 / s = = 2,6858 ft/s A 0,0332 ft 2


Bilangan Reynold: NRe

=

ρ ×v× D μ


=


-


-


D

= 0,0007, diperoleh f = 0,0042


1 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 2,6858 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,0560 ft.lbf/lbm 2,6858 2 v2 = n.Kf. = 1(0,75) 2.g c 2(32,174)

=

0,1681


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

v2 2.g c

= 1(2)

2,6858 2 = 0,2242 2(32,174)

(50)(. 2,6858) ΔL.v 2 = 4f = 4(0,007) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 50 ft:

Ff

= 0,4577 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 1,0181 ft.lbf/lbm


(

)


(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = 3299,6240 lbf/ft2


P2 = 2116,2281 lbf/ft2

ΔP

ρ

= -19,0276 ft.lbf/lbm

ΔZ = 40 ft maka:

0+


Ws = –21,9905 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80%, maka: = - η × Wp

Ws

–21,9905 = –0,8 × Wp Wp




= 0,2773 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor ½ hp. D.16

Pompa ke Tangki Utilitas 2 (PU-09)

Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Tangki Utilitas 2 (PU-09)

Jenis

: Pompa sentrifugal


: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas air (ρ)

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

(Geankoplis, 1997)

-

Viskositas air (μ)

= 0,8360 cP = 2,02237 lbm/ft⋅jam

(Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F)

= 816 kg/jam = 0,4997 lbm/detik





Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 × (0,0002 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13 = 0,0204 m = 0,8045 in


-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0874 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 1,315 in = 0,1096 ft

-


: 0,006 ft2

: 1 in : 40


Q 0,008 ft 3 / s = = 1,3391 ft/s A 0,006 ft 2 =

ρ ×v× D μ


=


-


-


D

= 0,0017, diperoleh f = 0,0072


1 elbow 90°:

hf

⎛ A2 ⎞ v 2 1,33912 ⎜ ⎟ = 0,5 ⎜1 − = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎟⎠ 2α ⎝

= 0,0139 ft.lbf/lbm 1,33912 v2 = n.Kf. = 3(0,75) 2.g c 2(32,174)

ft.lbf/lbm


=

0,0209

1 check valve:

hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

v2 2.g c

= 1(2)

1,33912 = 0,0557 2(32,174)

(20)(. 1,3391) ΔL.v 2 = 4f = 4(0,0072) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 20 ft:

Ff

= 0,1836 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex


∑ F = 0,3021 ft.lbf/lbm



(

)


(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = 3299,6240 lbf/ft2 P2 = 2808,4816 lbf/ft2

ΔP

ρ


ΔZ = 20 ft maka:

32,174 ft / s 2 (20 ft ) - 7,8970 ft.lbf / lbm + 0,3021 ft.lbf / lbm + Ws = 0 0+ 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = –12,4969 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80%, maka: = - η × Wp

Ws

–12,4969 = –0,8 × Wp Wp



1 hp 816 lbm / s × 15,6211 ft.lbf / lbm × (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s

= 0,0142 hp


Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp. D.17

Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-03)

Fungsi

: Membuat larutan asam sulfat

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Kondisi pelarutan: Temperatur

= 28°C

Tekanan

= 1 atm

H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 5% (% berat) Laju massa H2SO4

= 0,5841 kg/hari

Densitas H2SO4

= 1061,7 kg/m3 = 66,2801 lbm/ft3


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20%

(Perry, 1999)

Desain Tangki a. Diameter tangki 0,5841 kg/hari × 30 hari = 7,9220 m3 3 0,05 × 1061,7 kg/m Volume tangki, Vt = 1,2 × 7,9220 m3 = 9,5064 m3


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3. 1 πD 2 H 4 1 ⎛3 ⎞ 9,5064 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝2 ⎠ 3 9,5064 m 3 = πD 3 8 V=

Maka:

D = 2,0061 m H = 3,0091 m

b. Tebal Dinding Tangki


7,9220 m 3 × 3,0091 m = 2,5076 m 9,5064 m 3 = ρ× g × h

Tinggi larutan H2SO4 dalam tangki = Tekanan hidrostatik: Phid

= 1061,7 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 2,5076 m = 26,0910 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 26,0910 kPa + 101,325 kPa = 127,4160 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (127,4160 kPa) = 133,7868 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,

1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,7140 kPa

(Brownell,

1959) Tebal shell tangki:


t=

Faktor korosi

= 1/8 in


= 0,0758 in + 1/8 in = 0,2008 in


c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 × 2,0061 m = 0,6687 m

E/Da = 1

; E = 0,6687 m

L/Da = ¼

; L = ¼ × 0,6687 m = 0,1672 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 × 0,6687 m = 0,1337 m

J/Dt

= 1/12

; J = 1/12 × 2,0061 m = 0,1672 m

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det


(Brownell, 1959)

Viskositas H2SO4 5% = 0,012 lbm/ft⋅detik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold:

ρ N (D a )2 μ (66,2801)(1) (0,6687 × 3,2808) 2 = 26584,1713 = 0,012

N Re = N Re

(Geankoplis, 1997)

Untuk NRe > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5

K .n 3 .D a ρ P= T gc

(McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999)


P=

Efisiensi motor penggerak = 80 % Daya motor penggerak =

1,1992 = 1,4991 hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 1½ hp. D.18

Pompa H2SO4 (PU-10)

Fungsi

: Memompa larutan asam sulfat dari Tangki Pelarutan Asam Sulfat (TP-03) ke Cation Exchanger (CE)

Jenis

: Pompa sentrifugal


: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas H2SO4 (ρ)

= 1061,7 kg/m3

-

Viskositas H2SO4 (μ) = 17,86 cp = 1,786.10-2 Pa.s

Laju alir massa (F)

= 0,5841 kg/jam


(Perry, 1999) (Othmer, 1967)


F 0,5841 kg/jam = = 1,5282.10-7 m3/s 3 ρ 1061,7 kg/m

Desain pompa

Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 × (1,5282 × 10-7 m3/s)0,45 × (1061,7 kg/m3)0,13 = 0,0008 m = 0,0303 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : : 1/8 in

-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 0,269 in = 0,0224 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 0,405 in = 0,0338 ft

-


: 0,0004 ft2

: 40


Q 1,5282 .10 -7 m 3 /s = = 0,0041 m/s A 3,7161.10 -5 m 2 =

ρ ×v× D μ

(1061,7 kg / m 3 )(0,0041 m / s)(0,0068 m) 1,786.10 -2 Pa.s = 1,6702

=

Aliran adalah laminar, maka: f = 16/NRe = 16/1,6702 = 9,5797 Friction loss: 1 Sharp edge entrance: hc

3 elbow 90°:

hf

⎛ A2 ⎞ v 2 0,0135 2 ⎟ = 0,5 ⎜⎜1 − = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎟⎠ 2α ⎝

= 0,000001 ft.lbf/lbm 0,0135 2 v2 = n.Kf. = 3(0,75) 2.g c 2(32,174)

=

0,000006


hf

0,0135 2 v2 = n.Kf. = 1(2) = 0,000006 2.g c 2(32,174)

ft.lbf/lbm


(30)(. 0,0135) ΔL.v 2 = 4(9,5797) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 30 ft:

Ff

= 4f

= 0,145063 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 0,145080 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)

dimana: v1 = v2 P1 = 2661,1519 lbf/ft2 P2 = 2271,6084 lbf/ft2

ΔP

ρ

= 5,8772 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft maka:

0+


Ws = –26,0223 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80%, maka: = - η × Wp

Ws

–26,0223 = –0,8 × Wp Wp




= 2,1155 × 10-5 hp


Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp. D.19

Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)

Fungsi

: Mengikat kation yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit


= 28oC

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 1729,7449 kg/jam

Densitas air

= 996,24 kg/m3

(Geankoplis,


= 1 jam

Faktor keamanan

= 20%

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

Diameter penukar kation

-

Luas penampang penukar kation = 3,14 ft2

Tinggi resin dalam cation exchanger

= 2 ft = 0,6096 m = 2,5 ft

Tinggi silinder = (1 + 0,2) × 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m Diameter tutup = diameter tangki = 0,6096 m Rasio axis

= 2:1

Tinggi tutup =

1 ⎛ 0,6096 ⎞ ⎟ = 0,1524 m ⎜ 2⎝ 2 ⎠

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi cation exchanger = 2 × 0,9144 m + 0,1524 m = 1,9812 m Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik: Phid

= ρ× g × h

= 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,7620 m


= 7,4396 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa PT = 7,4396 kPa + 101,325 kPa = 108,7646 kPa Faktor kelonggaran

= 5%

Maka, Pdesain

= (1,05) (101,325 kPa) = 114,2028 kPa

Joint efficiency

= 0,8

(Brownell,

1959) Allowable stress

= 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell,


PD 2SE − 1,2P (114,2028 kPa) (0,6069 m) = 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(114,2028 kPa) = 0,0005 m = 0,0197 in

t=


(Brownell, 1959)

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup ¼ in.


D.20

Pompa Cation Exchanger (PU-11)

Fungsi

: memompa air dari Cation Exchanger (CE) ke Anion Exchanger (AE)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas air (ρ)

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

(Geankoplis,

= 0,8360 cP = 2,02237 lbm/ft⋅jam

(Geankoplis,

1997)

-



= 1729,7449 kg/jam = 1,0593 lbm/detik F 1,0593 lb m /detik = = 0,0170 ft 3 /s = 0,0005 m3/s 3 ρ 62,1936 lb m /ft

Desain pompa

Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 1,38 in = 0,1150 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 1,66 in = 0,1383 ft

-


: 0,0104 ft2

: 1¼ in : 40

Q 0,0170 ft 3 / s Kecepatan linier: v = = = 1,6377 ft/s A 0,0104 ft 2 Bilangan Reynold: NRe

=

ρ ×v× D μ



=


-


-


D

= 0,0013, diperoleh f = 0,0058


3 elbow 90°:

hf

⎛ A2 ⎞ v 2 1,6377 2 ⎜ ⎟ = 0,5 ⎜1 − = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎟⎠ 2α ⎝

= 0,0208 ft.lbf/lbm 1,6377 2 v2 = n.Kf. = 3(0,75) 2(32,174) 2.g c

=

0,0938


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

v2 2.g c

= 1(2)

1,6377 2 = 0,0834 2(32,174)

(20)(. 1,6377 ) ΔL.v 2 = 4(9,5797) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 20 ft:

Ff

= 4f

= 0,1682 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 0,4078 ft.lbf/lbm


(

)


(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 20 ft maka:


0+

32,174 ft / s 2 (20 ft ) + 0 + 0,4078 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = 20,4078 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80%, maka: = - η × Wp

Ws

–20,4078 = –0,8 × Wp Wp





Tangki Pelarutan NaOH (TP-04)

Fungsi

: Membuat larutan natrium hidroksida (NaOH)

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Data: Laju alir massa NaOH

= 0,5716 kg/jam

Waktu regenerasi

= 24 jam

NaOH yang dipakai berupa larutan 4% (% berat) Densitas larutan NaOH 4%

= 1518 kg/m3 = 94,7662 lbm/ft3


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20%

Desain Tangki


(Perry,

a. Diameter tangki Volume larutan, V1 = Volume tangki

(0,5716 kg / jam)(24 jam / hari )(30 hari ) = 6,7774 m3 3 (0,04)(1518 kg / m )

= 1,2 ×6,7774 m3 = 8,1329 m3

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3 1 πD 2 H 4 1 ⎛3 ⎞ 8,1329 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝2 ⎠ 3 8,1329 m 3 = πD 3 8 V=

Maka:

D = 1,9044 m H = 2,8566 m

b. Tebal dinding tangki Tinggi larutan NaOH dalam tangki = Tekanan hidrostatik: Phid

6,7774 m 3 × 2,8566 m = 2,3805 m 8,1329 m 3

= ρ× g × h

= 1518 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 2,3805 m = 35,4136 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 35,4136 kPa + 101,325 kPa = 136,7386 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (136,7386 kPa) = 143,5755 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,

1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,7140 kPa 1959) Tebal shell tangki:


t=


(Brownell,

Faktor korosi

= 1/8 in


= 0,0772 in + 1/8 in = 0,2022 in


(Brownell, 1959)



Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 × 1,9044 m = 0,6348 m

E/Da = 1

; E = 0,6348 m

L/Da = ¼

; L = ¼ × 0,6348 m = 0,1587m

1

; W = 1/5 × 0,6348 m = 0,1270 m

W/Da = /5 J/Dt

= 1/12

; J = 1/12 × 1,9044 m = 0,1587 m

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas NaOH 4% = 4,302.10-4 lbm/ft.det

(Othmer,

1967) Bilangan Reynold:

ρ N (D a )2 N Re = μ (94,7662)(1) (2,0827 × 3,2808) 2 = 955484,3751 N Re = 0,0004

(Geankoplis, 1997)

Untuk NRe > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5

K T .n 3 .D a ρ P= gc

(McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999)


P=

Efisiensi motor penggerak = 80 % Daya motor penggerak =

1,3220 = 1,6525 hp 0,8


Maka daya motor yang dipilih 2 hp. D.22

Pompa NaOH (PU-12)

Fungsi

:

Memompa larutan natrium hidroksida dari tangki

pelarutan NaOH (TP-04) ke Anion Exchanger (AE) Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas NaOH (ρ)

= 1518 kg/m3 = 94,7689 lbm/ft3

-

Viskositas NaOH(μ) = 0,6402 cP = 6,4.10-4 Pa.s


(Perry, 1999) (Othmer, 1967)

= 0,5716 kg/jam = 0,0004 lbm/detik F 0,0004 lb m /detik = = 3,6936.10 −6 ft 3 /s = 1,0459.10-7 3 ρ 94,7689 lb m /ft

m3/s Desain pompa

Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 × (1,0459.10-7 m3/s)0,45 × (1518 kg/m3)0,13 = 0,0007 m = 0,0268 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : : 1/8 in

-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 0,269 in = 0,0224 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 0,405 in = 0,0338 ft

-


: 0,0004 ft2

: 40



Q 3,6936.10 −6 ft 3 / s = = 0,0092 ft/s A 0,0004 ft 2 =

ρ ×v× D μ


=

Aliran adalah laminar, maka dari Pers.2.10-7, Geankoplis, 1997, diperoleh f = 16/NRe = 16/45,61 = 0,3508 Friction loss: 1 Sharp edge entrance: hc

3 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 0,0092 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,000001 ft.lbf/lbm 0,0092 2 v2 = n.Kf. = 3(0,75) 2(32,174) 2.g c

=

0,000003


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

0,0092 2 v2 = 1(2) = 0,000003 2(32,174) 2.g c

(30)(. 0,0092) ΔL.v 2 = 4f = 4(0,3508) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 30 ft:

Ff

= 0,002488 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 0,002496 ft.lbf/lbm


(

)


(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = 2855,8599 lbf/ft2 P2 = 2271,6084 lbf/ft2


ΔP

ρ


ΔZ = 20 ft maka:

32,174 ft / s 2 (20 ft ) - 6,1652 ft.lbf / lbm + 0,002496 ft.lbf / lbm + Ws = 0 0+ 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = 13,8373 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80%, maka: = - η × Wp

Ws

–13,8373 = –0,8 × Wp Wp




= 1,1008.10-5 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp. D.23

Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)

Fungsi

: Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit


= 280C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 1729,7449 kg/jam

Densitas air

= 996,24 kg/m3


(Geankoplis, 1997)


= 1 jam

Faktor keamanan

= 20%

Desain Anion Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: -

Diameter penukar anion

= 2 ft = 0,6096 m

-

Luas penampang penukar anion

= 3,14 ft2

-

Tinggi resin dalam anion exchanger

= 2,5 ft

Tinggi silinder = (1 + 0,2) × 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m Diameter tutup = diameter tangki = 2 ft = 0,6096 m Rasio axis

= 2:1

Tinggi tutup =

1 ⎛ 0,6096 ⎞ ⎟ = 0,1524 m ⎜ 2⎝ 2 ⎠

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi anion exchanger = 0,914 + 0,6096 = 1,5236 m Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik: Phid

= ρ× g × h

= 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,7620 m = 7,4396 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa PT = 7,4396 kPa + 101,325 kPa = 108,7646 kPa Faktor kelonggaran

= 5%

Maka, Pdesain

= (1,05) (101,325 kPa) = 114,2028 kPa

Joint efficiency

= 0,8

(Brownell,

1959) Allowable stress

= 12650 psia = 87218,714 kPa



(Brownell,

PD 2SE − 1,2P (114,2028 kPa) (0,6069 m) = 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(114,2028 kPa) = 0,0005 m = 0,0197 in

t=


(Brownell, 1959)

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup ¼ in. D.24

Pompa Anion Exchanger (PU-13)

Fungsi

: Memompa air dari Anion Exchanger (AE) ke Deaerator (DE)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas air (ρ)

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

(Geankoplis,

= 0,8360 cP = 2,02237 lbm/ft⋅jam

(Geankoplis,

1997)

-



= 1729,7449 kg/jam = 1,0593 lbm/detik F 1,0593 lb m /detik = = 0,0170 ft 3 /s = 0,0005 m3/s 3 ρ 62,1936 lb m /ft

Desain pompa

Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


-

Ukuran nominal

: 1¼ in


-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 1,38 in = 0,1150 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 1,66 in = 0,1383 ft

-


: 0,0104 ft2

: 40


Q 0,0170 ft 3 / s = = 1,6377 ft/s A 0,0104 ft 2 =

ρ ×v× D μ


=


-


-


D

= 0,0013, diperoleh f = 0,0058


3 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 1,6377 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,0208 ft.lbf/lbm 1,6377 2 v2 = n.Kf. = 3(0,75) 2(32,174) 2.g c

=

0,0938


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

v2 2.g c

= 1(2)

1,6377 2 = 0,0834 2(32,174)

(20)(. 1,6377 ) ΔL.v 2 = 4f = 4(9,5797) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 20 ft:

Ff

= 0,1682 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 0,4078 ft.lbf/lbm



(

)


(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = 2271,6084 lbf/ft2 P2 = 3636,8426 lbf/ft2

ΔP

ρ


ΔZ = 20 ft maka:

32,174 ft / s 2 (20 ft ) + 21,9514 ft.lbf / lbm + 0,4078 ft.lbf / lbm + Ws = 0 0+ 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = -1385,6420 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80%, maka: = - η × Wp

Ws

–1385,6420 = –0,8 × Wp Wp

= 1732,0525 ft.lbf/lbm


1 hp 1729,7449 lbm / s × 1732,0525 ft.lbf / lbm × (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s = 3,3359 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 3½ hp. D.25

Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO)2] (TP-05)

Fungsi

: Membuat larutan kaporit untuk klorinasi air domestik

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit


Data: Kaporit yang digunakan

= 2 ppm

Kaporit yang digunakan berupa larutan 70% (% berat) Laju massa kaporit

= 0,0006 kg/jam

Densitas larutan kaporit 70% = 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3

(Perry,


= 90 hari

Faktor keamanan

= 20%

Desain Tangki a. Diameter tangki Volume larutan, V1 = Volume tangki

(0,0023 kg / jam)(24 jam / hari )(90 hari ) = 0,0057 m3 3 (0,7)(1272 kg / m )

= 1,2 × 0,0057 m3 = 0,0068 m3

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3 1 πD 2 H 4 1 ⎛3 ⎞ 0,0068 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝2 ⎠ 3 0,0068 m 3 = πD 3 8 V=

Maka: D = 0,1793 m H = 0,2689 m b. Tebal dinding tangki 0,0057 m 3 × 0,2689 m = 0,2241 m Tinggi larutan NaOH dalam tangki = 0,0068 m 3

Tekanan hidrostatik: Phid

= ρ× g × h

= 1272 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,2241 m = 2,7938 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 2,7938 kPa + 101,325 kPa = 104,1188 kPa


Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (104,1188 kPa) = 109,3247 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,

1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,7140 kPa

(Brownell,



t=

Faktor korosi

= 1/8 in


= 0,0055 in + 1/8 in = 0,1305 in


(Brownell, 1959)

c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 × 0,1793 m = 0,0598 m

E/Da = 1

; E = 0,0598 m

L/Da = ¼

; L = ¼ × 0,0598 m = 0,0149 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 × 0,0598 m = 0,0120 m

J/Dt

= 1/12

; J = 1/12 × 0,1793 m = 0,0149 m

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas kaporit = 0,0007 lbm/ft.det

(Othmer,

1967) Bilangan Reynold:

ρ N (D a )2 N Re = μ (79,4088)(1) (0,1961 × 3,2808) 2 = 4543,3521 N Re = 0,0007


(Geankoplis, 1997)

Untuk NRe < 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

K L .n 2 .D a μ P= gc 3

(McCabe,1999)

KL = 71 (McCabe,1999)

1hp 71.(1 put/det) 3 .(0,0598 × 3,2808 ft) 5 (0,0007 lbm/ft.s) × P= 2 550 ft.lbf/det 32,174 lbm.ft/lbf.det = 7,8142 × 10 -10 hp Efisiensi motor penggerak = 80 % Daya motor penggerak =

7,8142 × 10 -10 = 9,7678 × 10-10 hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 1/20 hp. D.26

Pompa Kaporit (PU-14)

Fungsi

: memompa larutan kaporit dari Tangki Pelarutan Kaporit (TP-05) ke Tangki Utilitas 2 (TU-02)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas kaporit (ρ)

= 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3

-

Viskositas kaporit (μ) = 4,5156⋅10-7 lbm/ft⋅detik


(Perry, 1997) (Othmer, 1967)

= 0,0023 kg/jam = 1,4278.10-6 lbm/detik

F 1,4278.10 -6 lb m /detik = = 1,7980.10 −8 ft 3 /s 3 ρ 79,411 lb m /ft = 5,0913.10-10 m3/s

Desain pompa

Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

2004)


(Timmerhaus,

= 0,363 × (5,0913.10-10 m3/s)0,45 × (1272 kg/m3)0,13 = 0,0001 m = 0,0024 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal

: 1/8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,269 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,405 in = 0,0337 ft


: 0,0004 ft2

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

=

8,813.10 -9 ft 3 / s = 4,4950.10-5 ft/s 2 0,0004 ft

ρ ×v× D μ

= (79,4088 lbm / ft 3 ) × (4,4950.10 -5 ft / s ) × (0,0224 ft ) 4,5156.10 -7 lbm/ft.s

= 177,1936 Aliran adalah laminar, maka f = 16/NRe = 64/177,1936 = 0,0903 Friction loss: 2


⎛ A ⎞ v2 4,4950.10 -5 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 3,1399.10-11 ft.lbf/lbm 2 4,4950.10 -5 v2 1 elbow 90°: hf = n.Kf. = 1(0,75) = 2,3550.10-11 ft.lbf/lbm 2.g c 2(32,174) 2

4,4950.10 -5 v2 hf = n.Kf. = 1(2) = 6,2799.10-11 2.g c 2(32,174)

1 check valve: ft.lbf/lbm Pipa lurus 20 ft:

Ff

(

)

( 30 ). 4,4950.10 -5 ΔL.v 2 = 4f = 4(9,5797) D.2.g c (0,2803).2.(32,174) 2

= 1,5178.10-8 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex

= 6,2799.10-11 ft.lbf/lbm Total friction loss:

2

-5 ⎛ A ⎞ v2 2 4,4950.10 = n ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ = 1 (1 − 0) 2(1)(32,174) A2 ⎠ 2.α .g c ⎝

∑ F = 1,5358.10-8 ft.lbf/lbm



(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

dimana :

P1 = 2174,5779 lbf/ft2 P2 = 2808,4816 lbf/ft2

ΔP

ρ

= 7,9828 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft maka:

0+

32,174 ft / s 2 (20 ft ) + 7,9828 ft.lbf / lbm + 1,5358.10 -8 ft.lbf / lbm + Ws = 0 2 32,174 ft.lbm / lbf .s

Ws = -27,9828 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80%, maka: = - η × Wp

Ws –27,9828

= –0,8 × Wp

Wp




= 9,0802.10-8 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp. D.27

Tangki Utilitas 2 (TU-02)

Fungsi

: Menampung air untuk didistribusikan ke domestik

Bentuk


Bahan konstruksi




= 280C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 816 kg/jam

Densitas air

= 996,24 kg/m3


= 24 jam

Faktor keamanan

= 20%

(Geankoplis, 1997)

Desain tangki a. Volume tangki Volume air, Va =

816 kg/jam × 24 jam = 19,6579 m3 3 996,24 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2 × 19,6579 m3 = 23,5895 m3 b. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 2 : 3 1 πD 2 H 4 1 ⎛3 ⎞ 23,5895 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝2 ⎠ 3 23,5895 m 3 = πD 3 8 V=

Maka, D = 2,7159 m H = 4,0739 m 19,6579 m 3 × 4,0739 m = 3,3949 m Tinggi air dalam tangki = 23,5895 m 3

c. Tebal tangki = ρ×g×h

Tekanan hidrostatik: Ph

= 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 3,3949 m = 33,1451 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 33,1451 kPa + 101,325 kPa = 134,4701 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) × (134,4701 kPa) = 141,1936 kPa


Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kP (Brownell,1959) Tebal shell tangki: PD 2SE − 1,2P (141,1936 kPa) × (2,1419 m) = 2 × (87218,714 kPa) × (0,8) − 1,2 × (141,1936 kPa) = 0,0028 m = 0,1083 in

t=

= 1/8 in

Faktor korosi

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1083 in + 1/8 in = 0,233 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in (Brownell,1959) D.28

Pompa Domestik (PU-15)

Fungsi

: memompa air dari Tangki Utilitas 2 (TU-02) ke kebutuhan domestik

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas air (ρ)

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

(Perry, 1997)

-

Viskositas air (μ)

= 0,0006 lbm/ft⋅detik

(Perry, 1997)


= 816 kg/jam = 0,4997 lbm/detik F 0,4997 lb m /detik = = 0,008 ft 3 /s = 0,0002 m3/s 3 ρ 62,1936 lb m /ft

Desain pompa

Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

2004)


(Timmerhaus,

= 0,363 × (0,0002 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13 = 0,0204 m = 0,8045 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal

: 1 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0874 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,315 in = 0,1096 ft


: 0,006 ft2

0,008 ft 3 / s Kecepatan linier, v = Q/A = = 1,3391 ft/s 0,006 ft 2 Bilangan Reynold : NRe

=

ρ ×v× D μ

=

(62,1936 lbm / ft 3 ) × (1,3391 ft / s ) × (0,0874 ft ) 0,0006 lbm/ft.s

= 12959,6009 Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

-


-


D

= 0,0004, diperoleh f = 0,0065


⎛ A2 ⎞ v 2 1,33912 ⎟ = 0,5 ⎜⎜1 − = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎟⎠ 2α ⎝

= 0,0139 ft.lbf/lbm 1,33912 v2 hf = n.Kf. = 1(2) 2(32,174) 2.g c


= 0,0557

(40)(. 1,3391) ΔL.v 2 = 4f = 4(0,0065) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 40 ft:

Ff

= 0,3316 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 0,4291 ft.lbf/lbm



(

)


(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 30 ft maka: 0 +

32,174 ft / s 2 (30 ft ) + 0,4291 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2


Ws –30,4291

= –0,8 × Wp

Wp



1 hp 816 lbm / s × 38,0364 ft.lbf / lbm × (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s


Menara Pendingin Air /Water Cooling Tower (CT)

Fungsi

: Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 48oC menjadi 28oC

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA–53 Grade B

Kondisi operasi: Suhu air masuk menara (TL2) = 480C = 118,40F Suhu air keluar menara (TL1) = 280C = 82,40F Suhu udara (TG1)

= 280C = 82,40F


Dari Gambar 12-14, Perry (1999) diperoleh suhu bola basah, Tw = 750F. Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,02 kg uap air/kg udara kering. Dari Gambar 12-14, Perry (1999) diperoleh konsentrasi air = 2,3 gal/ft2⋅menit Densitas air (480C)

= 988,9280 kg/m3

(Geankoplis,

1997) Laju massa air pendingin

= 216058,2297 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin

= 216058,2297 / 988,9280 = 218,4772 m3/jam

= 218,4772 m3/jam × 264,17 gal/m3 / 60 menit/jam

Kapasitas air, Q

= 961,9187 gal/menit Faktor keamanan

= 20%

Luas menara, A

= 1,2 × (kapasitas air/konsentrasi air) = 1,2 × (961,9187 gal/menit/(2,3 gal/ft2.menit) = 501,8706 ft2

Laju alir air tiap satuan luas (L) =

216058,2297 kg/jam × 1 jam × (3,2808 ft) 2 501,8706 ft 2 × 3600 s ×1 m 2

= 1,2872 kg/s.m2 Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6 Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 1,0726 kg/s.m2 Perhitungan Tinggi Menara Dari Pers. 9.3-8, Geankoplis (1997): Hy1 = (1,005 + 1,88 × 0,02).103 (28 – 0) + 2,501.106 (0,02) = 79212,8 J/kg Dari Pers. 10.5-2, Geankoplis (1997) diperoleh: 1,0726 (Hy2 – 79212,8) = 1,2872 (4,187.103).(45-28) Hy2 = 179700,8 J/kg


600

Entalpi Hy [J/kg x10-3]

500 400 garis kesetimbangan

300

garis operasi

200 100 0 10

20

30

40

50

60

70

o

Temperatur Cairan ( C)

Gambar D.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT) Ketinggian menara, z =

Hy

2 dHy G . ∫ M.kG.a.P Hy Hy * − Hy 1


(Geankoplis, 1997)

Tabel D.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin Hy 79212,8 100000 120000 140000 160000 179700,8

Hy* 90000 116000 140000 172000 204000 258000

1/(Hy*-Hy) 9,270E-05 6,250E-05 5,000E-05 3,125E-05 2,273E-05 1,277E-05

0.1000 0.0900 1/(Hy*-Hy) x103

0.0800 0.0700 0.0600 0.0500 0.0400 0.0300 0.0200 0.0100 0.0000 60

80

100

120

140

160

180

200

-3

Hy x10

Gambar D.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*–Hy) Luasan daerah di bawah kurva dari Hy = 79,2128 sampai 179,7008 pada Gambar D.3 adalah

Hy 2

∫

Hy 1

dHy Hy * − Hy

= 4,4401

Estimasi kG.a = 1,207.10-7 kg.mol /s.m3 (Geankoplis, 1997). Maka ketinggian menara , z =

1,0726 × 4,4401 29 × 1,207 × 10 −7 × 1,013 × 10 −5

= 13,4316 m Diambil performance menara 90%, maka dari Gambar 12-15, Perry (1999) diperoleh tenaga kipas 0,03 Hp/ft2. Daya yang diperlukan = 0,03 Hp/ft2 × 501,8706 ft2 = 15,0561 hp Digunakan daya standar 16 hp. D.30

Fungsi

Pompa Menara Pendingin Air (PU-16)

: memompa air pendingin dari Menara Pendingin Air (CT)

ke unit proses


Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas air (ρ)

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

(Perry, 1997)

-

Viskositas air (μ)


(Perry, 1997)


= 225119,2808 kg/jam = 137,8627 lbm/detik F 137,8627 lb m /detik = = 2,2167 ft 3 /s = 0,0628 m3/s ρ 62,1936 lb m /ft 3

Desain pompa

Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 × (0,0628 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13 = 0,2563 m = 10,089 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal

: 10 in

Schedule number

: 30

Diameter Dalam (ID)

: 12,09 in = 1,0075 ft

Diameter Luar (OD)

: 12,75 in = 1,0625 ft


: 0,7986 ft2

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

=

2,2167 ft 3 / s = 2,7757 ft/s 0,7986 ft 2

ρ ×v× D μ

(62,1936 lbm / ft 3 ) × (2,7757 ft / s ) × (1,0075 ft ) = 0,0006 lbm/ft.s



-


-


D

= 0,0001, diperoleh f = 0,0027

Friction loss: ⎛ A ⎞ v2 2,7757 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝


= 0,0599 ft.lbf/lbm 2,7757 2 v 2 elbow 90°: hf = n.Kf. = 2(0,75) = 0,1796 ft.lbf/lbm 2.g c 2(32,174) 2

1 check valve:

hf = n.Kf.

ft.lbf/lbm

v2 2.g c

= 1(2)

2,7757 2 2(32,174)

= 0,2395

(30)(. 2,7757 ) ΔL.v 2 = 4(0,0027) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 30 ft:

Ff

= 4f

= 0,0385 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 0,6371 ft.lbf/lbm


(

)


(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 30 ft maka:

0+

32,174 ft / s 2 (30 ft ) + 0,6371 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = -30,6371 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80%, maka: Ws –30,6371

= - η × Wp = –0,8 × Wp


Wp




= 9,5994 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 10 hp. D.31

Deaerator (DE)

Fungsi

: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan

ketel Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA–283 Grade C


= 900C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 1729,7449 kg/jam

Densitas air

= 965,321 kg/m3


= 1 hari

Faktor keamanan

= 20%

(Perry, 1999)

Perhitungan: a. Ukuran tangki Volume air, Va =

1729,7449 kg/jam × 24 jam = 43,0053 m3 3 965,321 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2 × 43,0053 m3 = 51,6063 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3


1 πD 2 H 4 1 ⎛3 ⎞ 51,6063 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝2 ⎠ 3 51,6063 m 3 = πD 3 8 V=

Maka: D = 3,5257 m H = 5,2886 m Tinggi cairan dalam tangki

=

43,0053 × 5,2886 = 4,4071 m 51,6063

b. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 3,5257 m

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1 Tinggi tutup =

1 × 3,5257 m = 0,8814 m 4

(Brownell,1959) Tinggi tangki total = 5,2886 + 2(0,8814) = 7,0514 m c. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = ρ×g×h = 965,321 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 4,4071 m = 41,6922 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 41,6922 kPa + 101,325 kPa = 143,0172 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign

= (1,05) × (143,0172 kPa) = 150,1681 kPa

Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa (Brownell,1959) Tebal shell tangki:



t=

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,1496 in + 1/8 in = 0,2746 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in (Brownell,1959)

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup 1/2 in.


D.32

Pompa Deaerator (PU-17)

Fungsi

: Memompa air dari Tangki Deaerator (DE) ke Ketel Uap (KU)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas air (ρ)

= 965,321 kg/m3

-

Viskositas air (μ)

= 0,31 cP


(Perry, 1999) (Geankoplis, 1997)

= 1729,7449 kg/jam

1729,7449 kg/jam F = = 0,0005 m3/s 3 ρ 965,321 kg/m × 3600 s

Desain pompa

Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


: 1,25 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,38 in = 0,115 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,66 in = 0,1383 ft


: 0,0104 ft2 = 0,001 m2

0,0005 m 3 / s Kecepatan linier, v = Q/A = = 0,5152 m/s = 1,6902 ft/s 0,001 m 2 Bilangan Reynold : NRe

=

ρ ×v× D μ

=

(965,321 kg/m 3 ) × (0,5152 m / s ) × (0,0351 m) 0,31.10 -3 Pa.s



-


-


D

= 0,0013, diperoleh f = 0,006


⎛ A ⎞ v2 1,6902 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,0222 ft.lbf/lbm 1,6902 2 v2 hf = n.Kf. = 3(0,75) = 0,0999 ft.lbf/lbm 2.g c 2(32,174)

3 elbow 90°:

hf = n.Kf.


v2 2.g c

= 1(2)

1,6902 2 2(32,174)

= 0,0888

(30)(. 1,6902) ΔL.v 2 = 4(0,0045) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 30 ft:

Ff

= 4f

= 0,2779 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex

⎛ A1 ⎞ 1,6902 2 v2 2 ⎟ ⎜ = n ⎜1 − = 1 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 ) A2 ⎟⎠ 2.α .g c ⎝ = 0,0444 ft.lbf/lbm


∑ F = 0,5332 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α dimana : v1 = v2

(Geankoplis,1997)

P1 = 2986,9931lbf/ft2 P2 = 2116,2281lbf/ft2

ΔP

ρ

= -870,7651 ft.lbf/lbm

ΔZ = 30 ft


maka:

0+

32,174 ft / s 2 (30 ft ) - 870,7651 ft.lbf / lbm + 0,5332 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2


Ws –26,0839

= –0,8 × Wp

Wp




= 0,0628 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor ¼ hp. D.33

Ketel Uap (KU)

Fungsi

: Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis

: Water tube boiler

Bahan konstruksi

: Carbon steel

Kondisi operasi : Uap jenuh yang digunakan bersuhu 2600C dan tekanan 46,9231 bar. Dari steam table, Reklaitis (1983) diperoleh panas laten steam 1661,6538 kJ/kg = 3472,1564 Btu/lbm. Kebutuhan uap = 8648,7245 kg/jam = 19067,2733 lbm/jam Menghitung Daya Ketel Uap W =

34 ,5 × P × 970,3 H

dimana:

P

= Daya boiler, hp

W

= Kebutuhan uap, lbm/jam

H

= Panas laten steam, Btu/lbm

Maka,


P=

19067,2733 × 3472,1564 = 1977,7106 hp 34,5 × 970,3

Menghitung Jumlah Tube Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp = 1977,7106 hp × 10 ft2/hp = 19777,1060 ft2 Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:

-

Panjang tube

= 30 ft

-

Diameter tube

= 3 in

-

Luas permukaan pipa, a’

=

0,9170

ft2

/

ft

(Kern, 1965) Sehingga jumlah tube:

A (19777,1060 ft 2 ) = L × a' 30 ft × 0,9170 ft 2 / ft

Nt

=

Nt

= 718,9061

Nt

= 719 buah

D.34

Pompa Air Proses (PU-18)

Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke unit

proses Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 28°C

-

Densitas air (ρ)

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

(Perry, 1997)

-

Viskositas air (μ)


(Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

= 21005,0060 kg/jam = 12,8634 lbm/detik


Laju alir volume, Q =

F 12,8634 lb m /detik = = 0,2068 ft 3 /s = 0,0059 m3/s 3 ρ 62,1936 lb m /ft

Desain pompa

Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


: 3,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,548 in = 0,2957 ft

Diameter Luar (OD)

: 4 in = 0,3333 ft


: 0,0687 ft2

0,2068 ft 3 / s Kecepatan linier, v = Q/A = = 3,0106 ft/s 0,0687 ft 2 Bilangan Reynold : NRe

=

ρ ×v× D μ

=

(62,1936 lbm / ft 3 ) × (3,0106 ft / s ) × (0,2957 ft ) 0,0006 lbm/ft.s


-


-


D

= 0,0005, diperoleh f = 0,005


1 check valve:

⎛ A ⎞ v2 3,0106 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,0704 ft.lbf/lbm 3,0106 2 v2 hf = n.Kf. = 1(2) 2.g c 2(32,174)

ft.lbf/lbm


= 0,2817

(70)(. 3,0106) ΔL.v 2 = 4(0,005) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 70 ft:

Ff

= 4f

= 0,6670 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex


∑ F = 1,16 ft.lbf/lbm



(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

dimana :

P1 = P2 = 3299,6240 lbf/ft2

ΔP

ρ

=0


32,174 ft / s 2 (20 ft ) + 0 + 1,16 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = - 21,2656 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80%, maka: = - η × Wp

Ws –21,16

= –0,8 × Wp

Wp




= 0,6186 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 hp.


Unit Pengolahan Limbah D.35

Bak Penampungan (BP)

Fungsi

: Tempat menampung air buangan sementara

Bahan konstruksi

: Beton kedap air

Jumlah

: 2 unit = 33,9091 m3/jam

Laju volumetrik air buangan

Waktu penampungan air buangan = 10 hari Volume air buangan (1 bak)

=

(33,9091 × 10 × 24)/2 =

4069,0957 m3 Bak terisi 90 % maka volume bak =

4069,0957 = 4521,2175 m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak (p)

= 3 × lebar bak (l)

- tinggi bak (t)

= lebar bak (l)

Maka: Volume bak

= p×l×t

4521,2175 m3 = 3 l × l × l lebar = 11,4651 m Jadi, panjang bak

= 34,3953 m

Tinggi bak

= 11,4651 m

Luas bak

= 394,3459 m2

D.36

Pompa Bak Penampung (PL-01)

Fungsi

: Memompa cairan limbah dari bak penampungan ke bak pengendapan awal

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit


Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 280C

-

Densitas air (ρ)

= 996,1082 kg/m3 = 62,1853 lbm/ft3

-

Viskositas air (μ)

= 0,8359 cP = 0,0006 lbm/ft⋅jam

Laju alir massa (F)

= 33909,1310 kg/jam = 20,7659 lbm/detik




Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 5,0470 in = 0,4206 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 5,5630 in = 0,4636 ft

-


: 0,1390 ft2


: 5 in : 40

Q 0,3339 ft 3 / s = = 2,4024 ft/s A 0,1390 ft 2 =

ρ ×v× D μ

(62,1936 lbm / ft 3 )(2,4024 ft / s)(0,4206 ft ) = 0,0006 lbm/ft.s = 111853,2581


-


-


D

= 0,0004, diperoleh f = 0,005



2 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 2,4024 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝ = 0,0448 ft.lbf/lbm 2,4024 2 v2 = n.Kf. = 2(0,75) = 2.g c 2(32,174)

0,1345


hf

ft.lbf/lbm

= n.Kf.

v2 2.g c

= 1(2)

2,4024 2 = 0,1794 2(32,174)

(20)(. 2,4024) ΔL.v 2 = 4f = 4(0,005) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 20 ft:

Ff

= 0,0853 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 0,5338 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)

dimana: v1 = v2 P1 = P2

ΔZ = 13 ft 32,174 ft / s 2 (13 ft ) + 0 + 0,5338 ft.lbf / lbm + Ws = 0 maka: 0 + 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = –13,5338 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80 %, maka: Ws

= - η × Wp

–13,5338 = –0,8 × Wp Wp


Daya pompa : P = m × Wp


=


= 0,6387 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 hp. D.37

Bak Sedimentasi Awal (BSA)

Fungsi : Menghilangkan padatan dengan cara pengendapan Laju volumetrik air buangan Waktu tinggal air

= 33,9091 m3/jam = 813,8191 m3/hari

= 2 jam = 0,0833 hari

(Perry,

1997) Volume bak (V)

= 813,8191 m3/hari × 0,0833 hari = 67,8183 m3

Bak terisi 90 % maka volume bak =

67,8183 = 75,3536 m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak (p) = 2 × lebar bak (l) - tinggi bak (t) = lebar bak (l) Maka: Volume bak = p × l × t 75,3536 m3 = 2l × l × l l = 3,3524 m Jadi, panjang bak = 6,9651 m lebar bak = 3,3524 m tinggi bak = 3,3524 m Luas bak = 24,4774 m2

D.38

Pompa Bak Pengendapan Awal (PL-02)

Fungsi

: Memompa limbah dari bak pengendapan awal ke bak netralisasi

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 280C

-

Densitas air (ρ)

= 996,1082 kg/m3 = 62,1853 lbm/ft3

-

Viskositas air (μ)

= 0,8359 cP = 0,0006 lbm/ft⋅jam


Laju alir massa (F)

= 33909,1310 kg/jam = 20,7659 lbm/detik




Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 5,0470 in = 0,4206 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 5,5630 in = 0,4636 ft

-


: 0,1390 ft2


: 5 in : 40

Q 0,3339 ft 3 / s = = 2,4024 ft/s A 0,1390 ft 2 =

ρ ×v× D μ


=


-


-


D

= 0,0004, diperoleh f = 0,005


⎛ A ⎞ v2 2,4024 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝ = 0,0448 ft.lbf/lbm


2 elbow 90°:

hf

=

n.Kf.

v2 = 2.g c

2(0,75)

2,4024 2 2(32,174)

=

0,1345


= n.Kf.

hf

ft.lbf/lbm

v2 2.g c

= 1(2)

2,4024 2 = 0,1794 2(32,174)

(20)(. 2,4024) ΔL.v 2 = 4(0,005) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 20 ft:

Ff

= 4f

= 0,0853 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex


∑ F = 0,5338 ft.lbf/lbm



(

)


(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 26 ft 32,174 ft / s 2 (26 ft ) + 0 + 0,5338 ft.lbf / lbm + Ws = 0 maka: 0 + 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = – 26,5338 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80 %, maka: = - η × Wp

Ws

–26,5338 = –0,8 × Wp Wp






D.39

Bak Netralisasi (BN)

Fungsi

: Tempat menetralkan pH limbah

Bahan konstruksi

: Beton kedap air

Jumlah

: 1 unit

Kebutuhan Na2CO3 untuk menetralkan pH air limbah adalah 0,15 mg Na2CO3/ 30 ml air limbah (Lab. Analisa FMIPA USU, 1999). Jumlah air buangan = 813,8191 m3/hari = 813819,1443 liter/hari Kebutuhan Na2CO3: = (813819,1443 liter/hari) × (0,15 mg/0,03 liter) × (1 kg/106 mg) × (1 hari/24 jam) = 0,1695 kg/jam Laju volumetrik air buangan = 33,9091 m3/jam Direncanakan waktu penampungan air buangan selama 1 hari. Volume air buangan = 33,9091 m3/ jam × 1 hari × 24 jam/1 hari = 813,8191 m3 Direncanakan menggunakan 1 buah bak penetralan. Bak yang digunakan direncanakan terisi 90% bagian. Volume bak =

813,8191 = 904,2435 m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak (p)

= 2 × lebar bak (l)

- tinggi bak (t)

= lebar bak (l)

Maka:

Volume bak 904,2435 m

3

= p×l×t = 2l × l × l l = 7,6751 m

Jadi,

panjang bak lebar bak

D.40

= 15,3502 m = 7,6751 m

tinggi bak

= 7,6751 m

Luas bak

= 117,8149 m2

Pompa Bak Netralisasi (PL-03)


Fungsi

: Memompa limbah dari bak netralisasi ke tangki aerasi

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 280C

-

Densitas air (ρ)

= 996,1082 kg/m3 = 62,1396 lbm/ft3

-

Viskositas air (μ)

= 0,8359 cP = 0,0006 lbm/ft⋅jam

Laju alir massa (F)

= 33909,1310 kg/jam = 20,7659 lbm/detik




Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,


-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 5,0470 in = 0,4206 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 5,5630 in = 0,4636 ft

-


: 0,1390 ft2


: 5 in : 40

Q 0,3339 ft 3 / s = = 2,4024 ft/s A 0,1390 ft 2 =

ρ ×v× D μ


=



-


-


D

= 0,0004, diperoleh f = 0,005


2 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 2,4024 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝ = 0,0448 ft.lbf/lbm 2,4024 2 v2 = n.Kf. = 2(0,75) = 2(32,174) 2.g c

0,1345


= n.Kf.

hf

ft.lbf/lbm

v2 2.g c

= 1(2)

2,4024 2 = 0,1794 2(32,174)

(20)(. 2,4024) ΔL.v 2 = 4(0,005) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 20 ft:

Ff

= 4f

= 0,0853 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 0,5338 ft.lbf/lbm


(

)


(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 22 ft 32,174 ft / s 2 (22 ft ) + 0 + 0,5338 ft.lbf / lbm + Ws = 0 maka: 0 + 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = – 22,5338 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80 %, maka: Ws

= - η × Wp

–22,5338 = –0,8 × Wp


Wp




= 1,0635 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1¼ hp.

D.41 Unit Activated Sludge (Lumpur Aktif) Proses lumpur aktif merupakan proses aerobik di mana flok biologis (lumpur yang mengandung biologis) tersuspensi di dalam campuran lumpur yang

mengandung

O2.

Biasanya

mikroorganisme

yang

digunakan

merupakan kultur campuran. Flok biologis ini sendiri merupakan makanan bagi mikroorganisme ini sehingga akan diresirkulasi kembali ke tangki aerasi. Data: Laju volumetrik (Q) = 33,9091 m3/jam = 813,8191 m3/hari Dari Petrochemical Manufacturing (2004) diperoleh data sebagai berikut:

-

BOD5 (So)

= 100 mg/liter

-

Mixed Liquor Volatile Suspended Solid (X)

= 200 mg/liter

Dari Metcalf & Eddy (1991) diperoleh data untuk unit activated sludge:

-

Koefisien cell yield (Y)

= 0,4 mg VSS/mg BOD5

-

Koefisien endogenous decay (Kd)

= 0,12 hari-1

Direncanakan: Waktu tinggal sel (θc) = 10 hari 1. Penentuan Efisiensi Berdasarkan Keputusan Menteri Negara Lingkungan Hidup No. 3 Tahun 1998 Tentang Baku Mutu Limbah Cair Bagi Kawasan Industri (MenLH, 1998), diperoleh kadar maksimum BOD5 yang diizinkan adalah 50 mg/liter. Pabrik etilen oksida ini mengolah limbah hingga BOD5 40 mg/liter maka efisiensi pengolahan adalah:


E=

So − S × 100% So

(Metcalf & Eddy,

1991)

E=

100 − 40 × 100% 100

E = 60% 2. Penentuan Volume Aerator (Vr) θ c .Q.Y(So − S) X(1 + k d .θ c )

Vr =

(Metcalf & Eddy,

1991)

=

(10 hari)(813,8191 m3/hari)(0,4)(100 − 40) mg/l (200 mg/l)(1 + 0,12 × 10)

= 443,83 m3 3. Penentuan Ukuran Kolam Aerasi Direncanakan: Tinggi cairan dalam aerator = 5 m

(Metcalf & Eddy,

1991) Perbandingan lebar dan tinggi cairan = 1,5 : 1

(Metcalf

&

Eddy, 1991) Jadi, lebar

= 1,5 × 5 m = 7,5 m

V =p×l×t 443,83 m3 = p × 7,5 m × 5 m p = 11,8355 m Faktor kelonggaran = 0,5 m di atas permukaan air

(Metcalf &

Eddy, 1991) Tinggi

= (5 + 0,5 ) m = 5,5 m

4. Penentuan Jumlah Flok yang Diresirkulasi (Qr) Bak Penampung dan Pengendapan

Q

Tangki aerasi

Q + Qr X

Qr Xr

Asumsi: Qe = Q = 33,9091 m3/jam = 214994,6224 gal/hari


Tangki sedimentasi Qw Qw' Xr

Qe Xe

Xe = 0,001 X = 0,001 × 200 mg/l = 0,2 mg/liter Xr = 0,999 X = 0,999 × 200 mg/l = 199,8 mg/liter Px = Qw × Xr

(Metcalf

&

Eddy,

(Metcalf

&

Eddy,

(Metcalf

&

Eddy,

1991) Px = Yobs .Q.(So – S) 1991)

Yobs =

Y 1 + k dθc

1991)

Yobs = Px

0,4 = 0,1818 1 + (0,12).(10) = (0,1818) (214994,6224 gal/hari) (200 – 40) mg/l

= 2345395,8811 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

QX(1 - 0,001) + Px X (214994,6224)(200)(1 - 0,001) + 2345395,8811 = 200

Qr =

= 203052,6484 gal/hari 5. Penentuan Waktu Tinggal di Aerator (θ)

θ=

Vr 117269,7941 = 0,5455 hari = Q 214994,6224

6. Sludge Retention Time (SRT) SRT =

V 117269,7941 = = 9,99 hari Q w 2345395,8811 199,8

7. Penentuan Daya yang Dibutuhkan Type aerator yang digunakan adalah surface aerator. Kedalaman air = 5,5 m, dari Tabel 10-11, Metcalf & Eddy (1991) diperoleh daya aeratornya 50 hp.

D.42

Pompa Tangki Aerasi (PL-04)


Fungsi

:

Memompa limbah dari tangki aerasi ke tangki

sedimentasi Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 280C

-

Densitas air (ρ)

= 996,1082 kg/m3 = 62,1853 lbm/ft3

-

Viskositas air (μ)

= 0,8359 cP = 0,0006 lbm/ft⋅jam

Laju alir massa (F)

= 33909,1310 kg/jam = 20,7659 lbm/detik




Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 × (0,0095 m3/s)0,45 × (996,1082 kg/m3)0,13 = 0,1093 m = 4,3045 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel:

-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 5,0470 in = 0,4206 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 5,5630 in = 0,4636 ft

-


: 0,1390 ft2


: 5 in : 40

Q 0,3339 ft 3 / s = = 2,4024 ft/s A 0,1390 ft 2 =

ρ ×v× D μ



=


-


-


D

= 0,0004, diperoleh f = 0,005


2 elbow 90°:

hf

⎛ A2 ⎞ v 2 2,4024 2 ⎜ ⎟ = 0,5 ⎜1 − = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎟⎠ 2α ⎝ = 0,0448 ft.lbf/lbm 2,4024 2 v2 = n.Kf. = 2(0,75) = 2.g c 2(32,174)

0,1345


hf

ft.lbf/lbm

v2 = n.Kf. 2.g c

2,4024 2 = 1(2) = 0,1794 2(32,174)

(20)(. 2,4024) ΔL.v 2 = 4(0,005) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 20 ft:

Ff

= 4f

= 0,0853 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 0,5338 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α dimana: v1 = v2

(Geankoplis,1997)

P1 = P2




Untuk efisiensi pompa 80 %, maka: = - η × Wp

Ws

–10,5338 = –0,8 × Wp Wp


Daya pompa: P = m × Wp

1 hp 33909,1310 lbm / s × 13,1672 ft.lbf / lbm × (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s = 0,4971 hp =

Maka dipilih pompa dengan daya motor ½ hp.

D.43

Tangki Sedimentasi (TS)

Fungsi

: Mengendapkan flok biologis dari tangki aerasi dan

sebagian ] diresirkulasi kembali ke tangki aerasi Bahan konstruksi Jumlah

: Beton kedap air : 1 unit

Laju volumetrik air buangan

= (214994,6224 + 75167,1142) gal/hari

= 290161,7366 gal/hari = 1098,3902 m3/hari Diperkirakan kecepatan overflow maksimum = 33 m3/m2 hari

(Perry,

1997) Waktu tinggal air = 2 jam = 0,083 hari

(Perry,

1997) Volume bak (V)

= 1098,3902 m3/hari × 0,083 hari = 91,1664 m3

Luas tangki (A)

= (1098,3902 m3/hari) / (33 m3/m2 hari) = 33,2846 m3

A = ¼ π D2 D = (4A/π)1/2 = (4 × 37,3137 / 3,14 )1/2 = 6,5116 m Kedalaman tangki, H = V/A = 91,1664 / 33,2846 = 2,7390 m

D.44

Pompa Tangki Sedimentasi (PL-05)


Fungsi

:

Memompa air resirkulasi dari tangki sedimentasi ke

tangki aerasi Jenis

: Pompa slurry

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

-

Temperatur

= 280C

-

Densitas air (ρ)

= 996,1082 kg/m3 = 62,1853 lbm/ft3

-

Viskositas air (μ)

= 0,8359 cP = 0,0006 lbm/ft⋅jam

Laju alir massa (F)

= 33909,1310 kg/jam = 20,7659 lbm/detik




Di,opt

= 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 × (0,0095 m3/s)0,45 × (996,1082 kg/m3)0,13 = 0,1093 m = 4,3045 in


-

Ukuran nominal

-

Schedule number

-

Diameter Dalam (ID)

: 5,0470 in = 0,4206 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 5,5630 in = 0,4636 ft

-


: 0,1390 ft2


Bilangan Reynold: NRe

: 5 in : 40

Q 0,3339 ft 3 / s = = 2,4024 ft/s A 0,1390 ft 2

=

ρ ×v× D μ


(62,1853 lbm / ft 3 )(2,4024 ft / s)(0,4206 ft ) 0,0006 lbm/ft.s = 111853,2581 (turbulen)

=

Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

-


-

Untuk NRe = 111853,2581 dan

ε

D

= 0,0004, diperoleh f = 0,005


2 elbow 90°:

hf

⎛ A ⎞ v2 2,4024 2 = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ = 0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174) A1 ⎠ 2α ⎝ = 0,0448 ft.lbf/lbm 2,4024 2 v2 = n.Kf. = 2(0,75) = 2(32,174) 2.g c

0,1345


hf

ft.lbf/lbm

v2 = n.Kf. 2.g c

2,4024 2 = 1(2) = 0,1794 2(32,174)

(20)(. 2,4024) ΔL.v 2 = 4(0,005) (0,2803).2.(32,174) D.2.g c 2

Pipa lurus 20 ft:

Ff

= 4f

= 0,0853 ft.lbf/lbm 2

1 Sharp edge exit:

hex



∑ F = 0,5338 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)

dimana: v1 = v2; P1 = P2; dan ΔZ = 22 ft maka: 0 +



Untuk efisiensi pompa 80 %, maka: Ws

= - η × Wp

–22,5338 = –0,8 × Wp Wp


Daya pompa: P = m × Wp 1 hp 33909,1310 = lbm / s × 28,1672 ft.lbf / lbm × (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s = 1,0635 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1¼ hp.


LAMPIRAN E

PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan pabrik Etilen Oksida digunakan asumsi sebagai berikut: Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Kapasitas maksimum adalah 3.600 ton/tahun. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchasedequipment delivered (Peters et.al., 2004). Harga alat disesuaikan dengan basis 28 September 2007, dimana nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah US$ 1 = Rp 9.135,- (Harian Analisa, 28 September 2007).

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 100.000/m2. Luas tanah seluruhnya

= 11.090 m2

Harga tanah seluruhnya

= 11.090 m2 × Rp 120.000/m2 = Rp

1.330.800.000,Biaya perataan tanah diperkirakan 5% dari harga tanah seluruhnya (Timmerhaus, 2004). Biaya perataan tanah = 0,05 × Rp 1.330.800.000,- = Rp 66.540.000,Total biaya tanah (A) = Rp 1.330.800.000,- + Rp 66.540.000,- = Rp 1.397.340.000,-

1.1.2 Harga Bangunan Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya Harga Luas (m2) No. Nama Bangunan (Rp/m2) 1 Pos keamanan 20 120.000 2 Parkir 200 40.000 3 Taman 800 50.000


Jumlah (Rp) 2.400.000 8.000.000 40.000.000

4 Areal Bahan Baku 230 200.000 46.000.000 5 Ruang kontrol 80 300.000 24.000.000 6 Areal Proses 1800 1.350.000 2.430.000.000 Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya..........(lanjutan) Harga Luas (m2) Jumlah (Rp) No. Nama Bangunan (Rp/m2) 7 Areal Produk 200 250.000 50.000.000 8 Perkantoran 300 500.000 150.000.000 9 Laboratorium 80 400.000 32.000.000 10 Poliklinik 50 250.000 12.500.000 11 Kantin 100 250.000 25.000.000 12 Ruang Ibadah 60 250.000 15.000.000 13 Gudang Peralatan 60 150.000 9.000.000 14 Bengkel 80 150.000 12.000.000 15 Perpustakaan 80 200.000 16.000.000 Unit Pemadam 16 Kebakaran 100 150.000 15.000.000 17 Unit Pengolahan Air 1200 500.000 600.000.000 18 Pembangkit Listrik 300 1.000.000 300.000.000 19 Pengolahan Limbah 1500 800.000 1.200.000.000 20 Area Perluasan 1000 40.000 40.000.000 21 Perumahan Karyawan 1400 500.000 700.000.000 22 jalan 800 40.000 32.000.000 23 Area antara bangunan 650 40.000 26.000.000 Total 11090 5.784.900.000 Harga bangunan saja Harga sarana

= Rp 5.638.900.000,= Rp

146.000.000,-

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp 5.784.900.000,-

1.1.3

Perincian Harga Peralatan

Harga peralatan dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut: ⎡X ⎤ Cx = Cy ⎢ 2 ⎥ ⎣ X1 ⎦

dimana: Cx

m

⎡Ix ⎤ ⎢ ⎥ ⎢⎣ I y ⎥⎦

(Timmerhaus, 2004)

= harga alat pada tahun 2007

Cy

= harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1

= kapasitas alat yang tersedia

X2

= kapasitas alat yang diinginkan


Ix

= indeks harga pada tahun 2007

Iy

= indeks harga pada tahun yang tersedia

m

= faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2007 digunakan metode regresi koefisien korelasi:

[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 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14

1989 1990 1991 1992 1993 1994 1995 1996 1997 1998 1999 2000 2001 2002

895 915 931 943 967 993 1028 1039 1057 1062 1068 1089 1094 1103

1780155 1820850 1853621 1878456 1927231 1980042 2050860 2073844 2110829 2121876 2134932 2178000 2189094 2208206

3956121 3960100 3964081 3968064 3972049 3976036 3980025 3984016 3988009 3992004 3996001 4000000 4004001 4008004

801025 837225 866761 889249 935089 986049 1056784 1079521 1117249 1127844 1140624 1185921 1196836 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-harga pada Tabel LE-2, maka diperoleh harga koefisien korelasi: r =

(14) . (28307996) –

(27937)(14184)

[(14). (55748511) – (27937)²] × [(14)(14436786) – (14184)² ]½


≈ 0,98 ≈ 1 Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier. Persamaan umum regresi linier, Y = a + b ⋅ X dengan:

Y = indeks harga pada tahun yang dicari (2007) X

= variabel tahun ke n

a, b = tetapan persamaan regresi Tetapan regresi ditentukan oleh:

b=

(n ⋅ ΣX i Yi ) − (ΣX i ⋅ ΣYi ) (n ⋅ ΣX i 2 ) − (ΣX i )2

a =

ΣYi. ΣXi 2 − ΣXi. ΣXi.Yi n.ΣXi 2 − (ΣXi) 2

(Montgomery,

1992) Maka: b =

(14)(28307996) − (27937)(14184) 53536 = = 16,8089 3185 (14)(55748511) − (27937) 2

a (14184)(55748511) − (27937)(28307996) − 103604228 = = −32528,8 3185 (14)(55748511) − (27937) 2

=

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y=a+b⋅X Y = 16,8089X – 32528,8 Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2007 adalah: Y = 16,809(2007) – 32528,8 Y = 1206,4440 Perhitungan harga peralatan menggunakan adalah harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Peters et.al., 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Peters et.al., 2004).


Contoh perhitungan harga peralatan:

a. Tangki Penyimpanan Etilen (TT-101) Kapasitas tangki, X2 = 585,0256 m3. Dari Gambar LE.1, diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ pada tahun 2002 adalah (Cy) US$ 6700. Dari tabel 6-4, Peters et.al., 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (Iy) 1103.

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki Pelarutan.(Peters et.al., 2004) Indeks harga tahun 2007 (Ix) adalah 1206,4440. Maka estimasi harga tangki untuk (X2) 585,0256 m3 adalah: 0 , 49

585,0256 1206,4440 × Cx = US$ 6700 × 1 1103 Cx = US$ 166.311 × (Rp9.135,-)/(US$ 1) Cx = Rp 1.519.255.022,-/unit

b. Kolom Distilasi (T-301) Kolom distilasi yang dipergunakan berukuran diameter 0,7157 m, dengan tinggi kolom 19,6 m dengan banyaknya tray dalam kolom sebanyak 49 buah. Dari Gambar LE.2, didapat bahwa untuk spesifikasi tersebut didapat harga peralatan pada tahun 2002 (Iy= 1103) adalah US$ 22.000,-


untuk tinggi kolom 20 m dan faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,62. Maka harga sekarang (2007) adalah: 0 , 62

19,6 1206,4440 × × (Rp 9.135,-)/(US$ 1) 20 1103 Cx,kolom = Rp 217.081.613,-/unit Cx,kolom = US$ 22.000 ×

Gambar LE.2

Harga Peralatan untuk Kolom Distilasi. Harga Tidak Termasuk Trays, Packing, atau Sambungan. (Peters et.al., 2004)

Sedangkan dari Gambar LE.3 didapat harga tiap sieve tray adalah US$ 350,untuk kolom berdiameter 0,7 m dan faktor eksponen untuk tray adalah (m) 0,86. Maka: Cx,tray

0,7157 = 49 × US$ 350 × 0,7

0 ,86

×

1206,4440 × (Rp 9.135,-)/(US$ 1103

1) Cx,tray = Rp 174.658.078,Jadi total harga keseluruhan unit distilasi (T-301) adalah: = Rp 217.081.613,- + Rp 174.658.078,= Rp 391.739.690,-


Gambar LE.3 Harga Tiap Tray dalam Kolom Distilasi. Harga Termasuk Tanggul, Permukaan Saluran Limpah, Saluran Uap dan Bagian Struktur Lainnya (Peters et.al., 2004) 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

-

Biaya asuransi

-

Bea masuk

= 5% = 1% = 15 %

(Rusjdi,

= 10 %

(Rusjdi,

= 10 %

(Rusjdi,

2004)

-

PPn 2004)

-

PPh 2004)

-

Biaya gudang di pelabuhan = 0,5 %

-

Biaya administrasi pelabuhan

= 0,5 %


-

Transportasi lokal

= 0,5 %

-

Biaya tak terduga

= 0,5 %

Total

= 43 %

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut:

-

PPn 2004) PPh 2004) Transportasi lokal Biaya tak terduga Total

= 10 %

(Rusjdi,

= 10 %

(Rusjdi,

= 0,5 % = 0,5 % = 21 %

Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses

No. Kode TT1 101 TT2 301

Unit

Ket*) 1 I 1 I

3 T-201

1 I

4 T-202

1 I

5 T-301

1 I

6 R-201

1 I

7 R-202

1 I

8 D-301

1 I

9 E-101

1 I

10 E-102

1 I

11 E-103

1 I

Harga / Unit Rp 1.519.255.022 Rp 298.152.075 Rp 122.525.419 Rp 123.216.511 Rp 391.739.690 Rp 243.611.657 Rp 242.519.670 Rp 86.720.368 Rp 20.754.693 Rp 330.179.569 Rp 370.921.460

Harga Total Rp

1.519.255.022

Rp

298.152.075

Rp

122.525.419

Rp

123.216.511

Rp

391.739.690

Rp

243.611.657

Rp

242.519.670

Rp

86.720.368

Rp

20.754.693

Rp

330.179.569

Rp

370.921.460


12 E-201

1 I

13 E-202

1 I

14 E-203

1 I

15 E-204

1 I

16 E-301

1 I

17 E-302

1 I

18 E-303

1 I

19 JC-101

1 I

20 JC-102

1 I

21 JC-103

1 I

22 JC-104

1 I

23 JC-201

1 I

24 JC-202

1 I

25 JE-201

1 I

26 JE-202

1 I

27 JE-301

1 I

28 J-201

1 I Subtotal Impor

Rp 418.615.272 Rp 492.687.010 Rp 449.297.544 Rp 486.141.043 Rp 445.390.316 Rp 20.754.693 Rp 32.953.534 Rp 685.125.000 Rp 730.800.000 Rp 730.800.000 Rp 365.400.000 Rp 365.400.000 Rp 182.700.000 Rp 372.956.412 Rp 139.316.911 Rp 105.317.579 Rp 50.666.471

Rp

418.615.272

Rp

492.687.010

Rp

449.297.544

Rp

486.141.043

Rp

445.390.316

Rp

20.754.693

Rp

32.953.534

Rp

685.125.000

Rp

730.800.000

Rp

730.800.000

Rp

365.400.000

Rp

365.400.000

Rp

182.700.000

Rp

372.956.412

Rp

139.316.911

Rp

105.317.579

Rp 50.666.471 Rp 9.823.917.920

Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses.................. (lanjutan) No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit Harga Total 29 J-101 30 J-202

1 NI 1 NI

Rp 9.555.210 Rp Rp Rp


9.555.210 9.281.160

31 J-203

1 NI

32 J-301

1 NI

33 J-302

1 NI

34 J-303

1 NI Subtotal Non Impor

9.281.160 Rp 9.281.160 Rp 10.916.325 Rp 1.149.731 Rp 9.555.210

Harga Total

Rp

9.281.160

Rp

10.916.325

Rp

1.149.731

Rp Rp

9.555.210 49.738.796

Rp 9.873.656.716

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah

No. 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25

Kode

Unit

Ket*)

SC 1 I CL 1 I SF 1 I CE 1 I AE 1 I CT 1 I DE 1 I KU 1 I TU-01 1 I TU-02 1 I TP-01 1 I TP-02 1 I TP-03 1 I TP-04 1 I TP-05 1 I Activated Sludge 1 I TS 1 I Subtotal Impor BS 2 NI PU-01 1 NI PU-02 1 NI PU-03 1 NI PU-04 1 NI PU-05 1 NI PU-06 1 NI PU-07 1 NI

Harga / Unit

Harga Total

Rp 105.788.171 Rp 369.893.112 Rp 268.608.521 Rp 65.467.586 Rp 65.467.586 Rp 381.153.958 Rp 448.509.832 Rp 656.285.940 Rp 620.490.296 Rp 282.113.340 Rp 109.910.421 Rp 82.339.681 Rp 180.725.453 Rp 167.421.683 Rp 5.196.618 Rp 5.028.774.422 Rp 278.297.582

Rp 105.788.171 Rp 369.893.112 Rp 268.608.521 Rp 65.467.586 Rp 65.467.586 Rp 381.153.958 Rp 448.509.832 Rp 656.285.940 Rp 620.490.296 Rp 282.113.340 Rp 109.910.421 Rp 82.339.681 Rp 180.725.453 Rp 167.421.683 Rp 5.196.618 Rp 5.028.774.422 Rp 278.297.582 Rp 9.116.444.203 Rp 16.000.000 Rp 13.081.320 Rp 9.555.210 Rp 1.149.731 Rp 1.149.731 Rp 14.999.670 Rp 12.058.200 Rp 1.149.731

Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp

8.000.000 13.081.320 9.555.210 1.149.731 1.149.731 14.999.670 12.058.200 1.149.731


Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah (lanjutan) No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit Harga Total 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36 37 38 39 40 41 42 43 44 45

PU-08 PU-09 PU-10 PU-11 PU-12 PU-13 PU-14 PU-15 PU-16 PU-17 PU-18 BP BSA BN PL-01 PL-02 PL-03 PL-04 PL-05 Generator

1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 1 NI 6 NI Subtotal Non Impor Harga Total

Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp

9.281.160 1.149.731 1.149.731 1.149.731 1.149.731 14.999.670 1.149.731 1.149.731 26.948.250 6.531.525 10.916.325 20.000.000 12.000.000 15.500.000 9.555.210 10.916.325 10.231.200 9.281.160 10.231.200 75.000.000

Rp 9.281.160 Rp 1.149.731 Rp 1.149.731 Rp 1.149.731 Rp 1.149.731 Rp 14.999.670 Rp 1.149.731 Rp 1.149.731 Rp 26.948.250 Rp 6.531.525 Rp 10.916.325 Rp 20.000.000 Rp 12.000.000 Rp 15.500.000 Rp 9.555.210 Rp 10.916.325 Rp 10.231.200 Rp 9.281.160 Rp 10.231.200 Rp 450.000.000 Rp 692.434.005 Rp 9.808.878.208

Keterangan*) : I untuk peralatan impor, sedangkan N.I. untuk peralatan non impor.

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered) adalah: =

1,43 × (Rp 9.823.917.920,- + Rp 9.116.444.203,-) +

1,21 × (Rp

49.738.796,- + Rp 692.434.005,-) =

Rp 27.982.746.925,-

Biaya pemasangan diperkirakan 47% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004). Biaya pemasangan = 0,47 × Rp 27.982.746.925,= Rp 13.151.891.055,Harga peralatan + biaya pemasangan (C):


= Rp 27.823.066.987,- + Rp 13.076.841.484,= Rp 41.134.637.979,-


1.1.4 Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 36% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004). Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,36 × Rp 27.982.746.925,= Rp 10.073.788.893,-

1.1.5 Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 60% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004). Biaya perpipaan (E) = 0,6 × Rp 27.982.746.925,= Rp 16.789.648.155,-

1.1.6 Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 11% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004). Biaya instalasi listrik (F)

= 0,11 × Rp 27.982.746.925,-

= Rp 3.078.102.162,-

1.1.7 Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 12% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004). Biaya insulasi (G) = 0,12 × Rp 27.982.746.925,= Rp 3.357.929.631,-

1.1.8 Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 5% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004). Biaya inventaris kantor (H) = 0,05 × Rp 27.982.746.925,-

= Rp 2.056.731.899,-

1.1.9 Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 2% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004).


Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan (I) = 0,02 × Rp 27.982.746.925,= Rp 822.692.760,-

1.1.10

Sarana Transportasi

Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi

Unit

Harga/ Unit (Rp)

No.

Jenis Kendaraan

Tipe

Harga Total (Rp)

1

Dewan Komisaris

2 Sedan

Rp 275.000.000

Rp

550.000.000

2

Direktur

1 Fortuner

Rp 400.000.000

Rp

400.000.000

3

Manajer

4 Kijang Innova

Rp 200.000.000

Rp

800.000.000

4

Bus Karyawan

3 Bus

Rp 280.000.000

Rp

840.000.000

5

3 Truk

Rp 450.000.000

Rp 1.350.000.000

6

Truk Mobil Pemasaran

3 Avanza

Rp 140.000.000

Rp

420.000.000

7

Mobil Pemadam Kebakaran

2 Truk

Rp 450.000.000

Rp

900.000.000

Total (J)

Rp 5.260.000.000

Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J = Rp 89.609.771.478,-

1.2

Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

1.2.1 Pra Investasi Diperkirakan 7% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004).

Pra Investasi (A) = 0,07 × Rp 27.982.746.925,- = Rp 1.958.792.285,1.2.2 Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 33% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004). Biaya Engineering dan Supervisi (B)

= 0,33 × Rp 27.982.746.925,-

= Rp 9.234.306.485,-

1.2.3 Biaya Legalitas Diperkirakan 4% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004).


Biaya Legalitas (C) = 0,04 × Rp 27.982.746.925,-

= Rp 1.119.309.877,-

1.2.4 Biaya Kontraktor Diperkirakan 22% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004). Biaya Kontraktor (D) = 0,22 × Rp 27.982.746.925,- = Rp 6.156.204.323,-

1.2.5 Biaya Tak Terduga Diperkirakan 44% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004). Biaya Tak Terduga (E) = 0,44 × Rp 27.982.746.925,-

=

Rp

12.312.408.647,Total MITTL = A + B + C + D + E = Rp 30.781.021.617,Total MIT = MITL + MITTL = Rp 89.609.771.478,- + Rp 30.781.021.617,= Rp 120.390.793.095,-

2

Modal Kerja Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (90

hari).

2.1

Persediaan Bahan Baku

2.1.1 Bahan Baku Proses 1. Etilen, C2H4 Kebutuhan

= 586,0413 kg/jam

Harga

= Rp 8.441,-/kg

(NAPM, 2007)

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 586,0413 kg/jam × Rp 8.441,= Rp 10.684.704.044,-

2. Katalis perak Kebutuhan

= 3003,625 kg

Harga

= Rp 1.103.653,-/kg

(The Silver Institute, 2007)

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 3003,625 kg × Rp 1.103.653,= Rp 3.314.960.471,-


2.1.2 Persediaan Bahan Baku Utilitas 1. Alum, Al2(SO4)3 Kebutuhan

= 1,6306 kg/jam

Harga

= Rp 2.100 ,-/kg

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 1,6306 kg/jam × Rp 2.100,- /kg

(PT. Bratachem, 2007)

= Rp 7.396.357,2. Soda abu, Na2CO3 Kebutuhan

= 0,8805 kg/jam

Harga

= Rp 3500,-/kg

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 0,8805 kg/jam × Rp 3500,-/kg


= Rp 6.656.721,3. Kaporit Kebutuhan

= 0,0023 kg/jam

Harga

= Rp 11.500,-/kg

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 0,0006 kg/jam × Rp 11.500,-/kg


= Rp 57.913,4. H2SO4 Kebutuhan

= 0,5841 kg/hari

Harga

= Rp 3500,-/kg

Harga total

= 90 hari × 0,5841 kg/hari × Rp 3500,-/kg


= Rp 4.415.673,5. NaOH Kebutuhan

= 0,5716 kg/hari

Harga

= Rp 5250,-/kg

Harga total

= 90 hari × 5,444 kg/jam × Rp 5250,-/kg


= Rp 6.481.531,6. Solar Kebutuhan

= 559,1886 ltr/jam


Harga solar untuk industri = Rp. 4850,-/liter Harga total

(Antara, 2007)

= 90 hari × 24 jam/hari × 559,1886 ltr/jam × Rp. 4850,-

/liter = Rp 5.855.960.104,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) adalah Rp 19.880.632.814,-

2.2

Kas

2.2.1 Gaji Pegawai Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai

Jabatan Dewan Komisaris General Manager Staf Ahli Sekretaris Manajer Produksi Manajer Teknik Manajer Umum dan Keuangan Manajer Pembelian dan Pemasaran Kepala Seksi Proses Kepala Seksi Laboratorium R&D Kepala Seksi Utilitas Kepala Seksi Mesin Kepala Seksi Listrik Kepala Seksi Instrumentasi Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik Kepala Seksi Keuangan Kepala Seksi Administrasi Kepala Seksi Personalia Kepala Seksi Humas Kepala Seksi Keamanan Kepala Seksi Pembelian Kepala Seksi Penjualan Karyawan Produksi Karyawan Teknik

Jumlah 2 1 2 2 1 1 1

Gaji/bulan (Rp) 20.000.000 15.000.000 12.000.000 2.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000

Jumlah gaji/bulan (Rp) 40.000.000 15.000.000 24.000.000 4.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000

1 1

10.000.000 5.000.000

10.000.000 5.000.000

1 1 1 1 1

5.000.000 5.000.000 3.500.000 3.500.000 3.500.000

5.000.000 5.000.000 3.500.000 3.500.000 3.500.000

1 1 1 1 1 1 1 1 45 18

3.500.000 3.500.000 3.000.000 3.000.000 3.000.000 2.500.000 3.000.000 3.000.000 1.500.000 1.500.000

3.500.000 3.500.000 3.000.000 3.000.000 3.000.000 2.500.000 3.000.000 3.000.000 67.500.000 27.000.000


Karyawan Umum dan Keuangan Karyawan Pembelian dan Pemasaran Dokter Perawat Petugas Keamanan Petugas Kebersihan Supir Jumlah

15

1.500.000

22.500.000

15 1 2 15 10 4 150

1.500.000 4.000.000 1.500.000 1.000.000 800.000 1.000.000

22.500.000 4.000.000 3.000.000 15.000.000 8.000.000 4.000.000 347.500.000.00

Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp 347.500.000,Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp 1.042.500.000,-

2.2.2 Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 15% dari gaji pegawai = 0,15 × Rp 1.042.500.000,-

(Peters

et.al., 2004)

= Rp 156.375.000,-

2.2.3 Biaya Pemasaran Diperkirakan 15% dari gaji pegawai = 0,15 × Rp 1.042.500.000,- (Peters et.al., 2004)

= Rp 156.375.000,-

2.2.4 Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang-Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut:

Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan (Pasal 2 ayat 1 UU No.20/00).

Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU No.20/00).

Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp. 30.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).


Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut:

Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Etilen Oksida Nilai Perolehan Objek Pajak - Tanah Rp 1.330.800.000,- Bangunan Rp 5.638.900.000,Total NJOP Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak Pajak yang Terutang (5% × NPOPKP)

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas No. Jenis Biaya 1. Gaji Pegawai 2. Administrasi Umum 3. Pemasaran 4. Pajak Bumi dan Bangunan Total

2.3

Rp (Rp. Rp Rp.

6.969.700.000,30.000.000,- ) 6.939.700.000,346.985.000,-

Rp Rp Rp Rp

Jumlah (Rp) 1.042.500.000 156.375.000 156.375.000 346.985.000

Rp

1.702.235.000

Biaya Start-Up Diperkirakan 8% dari Modal Investasi Tetap (Peters et.al., 2004). = 0,08 × Rp 120.390.793.095,= Rp 9.631.263.448,-

2.4

Piutang Dagang PD =

IP × HPT 12

dimana:

PD

= piutang dagang

IP = jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)


HPT

= hasil penjualan tahunan

Penjualan: 1. Harga jual etilen oksida = US$ 1,58/kg

(ICIS Pricing, 2007)

Produksi etilen oksida = 454,7302 kg/jam Hasil penjualan etilen glikol tahunan yaitu: = 454,7302 kg/jam × 24 jam/hari × 330 hari/tahun × US$ 1,58/kg = Rp 51.907.897.015,2. Harga jual fuel gas = Rp 1000,-/kg Produksi fuel gas = 14770,0769 kg/jam Hasil penjualan fuel gas tahunan yaitu: = 14770,0769 kg/jam × 24 jam/hari × 330 hari/tahun × Rp 1000,-/kg = Rp 116.979.009.291,-

Hasil penjualan total tahunan = Rp 168.886.906.306,Piutang Dagang =

3 × Rp 168.886.906.306,12

= Rp 42.221.726.577,Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja No.

Jenis Biaya

Jumlah (Rp)

1. 2. 3.

Bahan Baku Proses dan Kas Start Up

16.565.672.343 1.702.235.000 9.631.263.448

4.

Piutang Dagang

42.221.726.577

Total

70.120.897.367

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 120.390.793.095,- + Rp 70.120.897.367,= Rp 190.511.690.462,-


Modal ini berasal dari: - Modal sendiri

= 60% dari total modal investasi = 0,6 × Rp 190.511.690.462,= Rp 114.307.014.277,-

- Pinjaman dari Bank = 40% dari total modal investasi = 0,4 × Rp 190.511.690.462,= Rp 76.204.676.185,-

3.

Biaya Produksi Total

3.1

Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

3.1.1 Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga Gaji total = (12 + 2) × Rp 347.500.000 = Rp 4.865.000.000,-

3.1.2 Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 13% dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2007). = 0,13 × Rp 76.204.676.185,= Rp 9.906.607.904,-

3.1.3 Depresiasi dan Amortisasi Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui penyusutan (Rusdji, 2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight line method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan sesuai dengan Undang-undang Republik Indonesia No.17 Tahun 2000 Pasal 11 ayat 6 dapat dilihat pada tabel di bawah ini.


Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Kelompok Harta Berwujud I.Bukan Bangunan 1.Kelompok 1 2. Kelompok 2 3. Kelompok 3 II. Bangunan Permanen

Masa (tahun) 4 8 16

Tarif (%)

Beberapa Jenis Harta

25 Mesin kantor, perlengkapan, alat perangkat/ tools industri. 12,5 Mobil, truk kerja 6,25 Mesin industri kimia, mesin industri mesin

20

5 Bangunan sarana dan penunjang

Sumber: Waluyo, 2000 dan Rusdji,2004

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. P−L n dimana: D = depresiasi per tahun D=

P

= harga awal peralatan

L

= harga akhir peralatan

n

= umur peralatan (tahun)


Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UU RI No. 17 Tahun 2000 Komponen

5.638.900.000 41.134.637.979

Umur (tahun) 20 16

Depresiasi (Rp) 281.945.000 2.570.914.874

10.073.788.893 16.789.648.155 3.078.102.162 3.357.929.631 2.056.731.899

4 4 4 4 4

2.518.447.223 4.197.412.039 769.525.540 839.482.408 514.182.975

822.692.760 5.260.000.000 Total

4 8

205.673.190 657.500.000 12.555.083.248

Biaya (Rp)

Bangunan Peralatan proses dan utilitas Instrumentrasi dan pengendalian proses Perpipaan Instalasi listrik Insulasi Inventaris kantor Perlengkapan keamanan dan kebakaran Sarana transportasi

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan menerapkan taat azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan perkiraan harta tak berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004). Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 25% dari MITTL sehingga: Biaya amortisasi

= 0,25 × Rp 30.781.021.617,=

Rp 7.695.255.404,-

Total Biaya Depresiasi dan Amortisasi = Rp 12.555.083.248,- + Rp 7.695.255.404,-


= Rp 20.250.338.653,-

3.1.4 Biaya Tetap Perawatan Biaya tetap perawatan terbagi menjadi: 1. Perawatan mesin dan alat-alat proses Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%, diambil 8% dari harga peralatan terpasang di pabrik (Peters et.al., 2004). Biaya perawatan mesin = 0,8 × Rp 41.134.637.979,= Rp 3.290.771.038,2. Perawatan bangunan Diperkirakan 8% dari harga bangunan (Peters et.al., 2004). = 0,8 × Rp 5.638.900.000,= Rp 451.112.000,3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 8% dari harga kendaraan (Peters et.al., 2004). = 0,8 × Rp 5.260.000.000,= Rp 420.800.000,4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 8% dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Peters et.al., 2004). = 0,8 × Rp 10.073.788.893,= Rp 805.903.111,5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 10 % dari harga perpipaan (Peters et.al., 2004). = 0,8 × Rp 16.789.648.155,= Rp 1.343.171.852,-


6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 8% dari harga instalasi listrik (Peters et.al., 2004). = 0,8 × Rp 3.078.102.162,= Rp 246.248.173,7. Perawatan insulasi Diperkirakan 8% dari harga insulasi (Peters et.al., 2004). = 0,8 × Rp 3.357.929.631,= Rp 268.634.370,8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 8% dari harga inventaris kantor (Peters et.al., 2004). = 0,8 × Rp 2.056.731.899,= Rp 164.538.552,9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 8% dari harga perlengkapan kebakaran (Peters et.al., 2004). = 0,8 × Rp 822.692.760,= Rp 65.815.421,Total Biaya Perawatan = Rp 7.056.994.518,-

3.1.5 Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Biaya tambahan industri ini diperkirakan 10% dari modal investasi tetap (Peters et.al., 2004). Plant Overhead Cost = 0,1 × Rp 120.390.793.094,= Rp 12.039.079.309,-

3.1.6 Biaya Administrasi Umum Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp 156.375.000,Biaya administrasi umum selama 1 tahun

=

4 × Rp 156.375.000,-

=

Rp 625.500.000,-


3.1.7 Biaya Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran selama 3 bulan adalah Rp 156.375.000,Biaya pemasaran selama 1 tahun = =

4 × Rp 156.375.000,Rp 625.500.000,-

Biaya distribusi diperkirakan 50% dari biaya pemasaran, sehingga : Biaya distribusi = 0,5 × Rp 625.500.000,-

= Rp 312.750.000,-

Biaya pemasaran dan distribusi = Rp 938.250.000,3.1.8 Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan Diperkirakan 5% dari biaya tambahan industri (Peters et.al., 2004). = 0,05 × Rp 12.039.079.309,= Rp 601.953.965,-

3.1.9 Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Peters et.al., 2004). = 0,01 × Rp 120.390.793.094,= Rp 1.203.907.931,-

3.1.10 Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik adalah 3,1 permil dari modal investasi tetap langsung

(Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2007). = 0,0031 × Rp 89.609.771.477,= Rp 277.790.292,-

2. Biaya asuransi karyawan Premi asuransi = Rp 350.000,- /tenaga kerja (PT Prudential Life Assurance, 2005)

Maka biaya asuransi karyawan = 150 orang × Rp. 350.000,-/orang = Rp 52.500.000,Total biaya asuransi = Rp 330.290.292,-

3.1.11

Pajak Bumi dan Bangunan

Pajak Bumi dan Bangunan adalah Rp 346.985.000,Total Biaya Tetap (Fixed Cost) = Rp 58.164.907.572,-


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 16.565.672.343,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun adalah: = Rp 16.565.672.343,- ×

330 = Rp 64.055.759.060,90

3.2.2 Biaya Variabel Tambahan Biaya variabel tambahan terbagi menjadi:

1. Biaya Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 5% dari biaya variabel bahan baku = 0,05 × Rp 64.055.759.060,= Rp 3.202.787.953,2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 1% dari biaya variabel bahan baku = 0,01 × Rp 64.055.759.060,= Rp 640.557.591,Total biaya variabel tambahan = Rp 3.843.345.544,-

3.2.3 Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5% dari biaya variabel tambahan = 0,05 × Rp 3.843.345.544,= Rp 192.167.277,Total Biaya Variabel = Rp 68.091.271.881,Total Biaya Produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 58.164.907.572,- + Rp 68.091.271.881,= Rp 126.256.179.454,-


4

Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

4.1

Laba Sebelum Pajak (Bruto)

Laba atas penjualan = Total penjualan – Total biaya produksi = Rp 168.886.906.306,- – Rp 126.256.179.454,= Rp 42.630.726.853,Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5% dari keuntungan perusahaan = 0,005 × Rp 42.630.726.853,= Rp 213.153.634,Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga: Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 42.417.573.218,4.2 Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (Rusjdi, 2004):

Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10

%.

Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 15 %.

Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 %. Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:

-

10 % × Rp 50.000.000

=

Rp

=

Rp

=

Rp

5.000.000,-

-

15 % × (Rp 100.000.000 - Rp 50.000.000) 7.500.000,-

-

30 % × (Rp 42.417.573.218 - Rp 100.000.000) 12.695.271.966,Total PPh

=

12.707.771.966,-

4.3

Laba setelah pajak Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh = Rp 42.417.573.218,- – Rp 12.707.771.966,-


Rp

= Rp 29.709.801.253,-

5

Analisa Aspek Ekonomi

5.1

Profit Margin (PM)

Laba sebelum pajak × 100 % Total penjualan Rp 42.417.573.218 PM = × 100% Rp 168.886.906.306 PM =

PM = 25,12%

5.2

Break Even Point (BEP)

Biaya Tetap × 100 % Total Penjualan − Biaya Variabel Rp 58.164.907.572 × 100 % BEP = Rp 168.886.906.306 − Rp 68.091.271.881

BEP =

BEP = 57,71% = 57,71 % × 3.600 ton/tahun

Kapasitas produksi pada titik BEP

= 2077,4081 ton/tahun Nilai penjualan pada titik BEP

= 57,71 % × Rp 168.886.906.306 ,= Rp 97.457.507.476,-

5.3

Return on Investment (ROI)

Laba setelah pajak × 100 % Total Modal Investasi Rp 29.709.801.253 ROI = × 100 % Rp 190.511.690.462 ROI =

ROI = 15,59%

5.4

Pay Out Time (POT) 1 POT = × 1 tahun 0,1559 POT = 6,41 tahun

5.5

Return on Network (RON)


Laba setelah pajak × 100 % Modal sendiri Rp 29.709.801.253 RON = × 100 % Rp 114.307.014.277 RON =

RON = 25,99%

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 = 28,86%



PRA RANCANGAN PABRIK PEMBUATAN ETILEN OKSIDA DENGAN KATALIS PERAK YENNY NIM :

Recommend Documents