TAHUN TUGAS AKHIR OLEH :

PRA RANCANGAN PABRIK

PEMBUATAN PHENOL DARI CUMENE HIDROPEROKSIDA DENGAN KATALIS ASAM SULFAT DENGAN KAPASITAS 20.000 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

OLEH :

ARIFIN FERDINAND B. MARPAUNG NIM. 030405014

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SUMATERA UTARA MEDAN 2009

Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

PRA RANCANGAN PABRIK

PEMBUATAN PHENOL DARI CUMENE HIDROPEROKSIDA DENGAN KATALIS ASAM SULFAT DENGAN KAPASITAS 20.000 TON/TAHUN

Diajukan Untuk Memenuhi Persyaratan Ujian Sarjana Teknik Kimia

Oleh :

ARIFIN FERDINAND B MARPAUNG NIM : 030405014

Diketahui, Koordinator Tugas Akhir

( Dr.Ir. Irvan, Msi ) NIP : 132 126 842

Telah Diperiksa/Disetujui, Dosen Pembimbing I

Dosen Pembimbing II

(Dr. Ir. Salmah, MSc) NIP : 131 945 810

(Ir. M. Yusuf Ritonga, MT) NIP : 131 836 667

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SUMATERA UTARA MEDAN 2009


INTI SARI

Pembuatan phenol secara umum dikenal dengan menggunakan katalis asam sulfat. Pra rancangan pabrik phenol ini direncanakan akan berproduksi dengan kapasitas 20.000 ton/tahun dan beropersi selama 330 hari dalam setahun. Lokasi pabrik yang direncanakan adalah di daerah Dumai, Riau dengan luas tanah yang dibutuhkan sebesar 17.574 m2. Tenaga kerja yang dibutuhkan untuk mengoperasikan pabrik sebanyak 184 orang. Bentuk badan usaha yang direncanakan adalah Perseroan Terbatas (PT) dan bentuk organisasinya adalah organisasi sistem garis. Hasil analisa terhadap aspek ekonomi pabrik phenol, adalah : Modal Investasi

: Rp 186.214.189.624,-

Biaya Produksi per tahun

: Rp 539.614.521.396,-

Hasil Jual Produk per tahun

: Rp 647.372.585.367,-

Laba Bersih per tahun

: Rp 75.070.991.556,-

Profit Margin

: 16,56 %

Break Event Point

: 38,16 %

Return of Investment

: 19,37 %

Pay Out Time

: 5,16 tahun

Return on Network

: 32,29 %

Internal Rate of Return

: 20,01 %

Dari hasil analisa aspek ekonomi dapat disimpulkan bahwa pabrik pembuatan phenol ini layak untuk didirikan.


KATA PENGANTAR

Puji syukur penulis panjatkan kehadirat Tuhan Yang Maha Esa atas rahmat dan anugerah-Nya sehingga penulis dapat menyelesaikan Tugas Akhir yang berjudul Pra-Rancangan Pabrik Pembuatan Phenol dari Cumene Hidroperoksida dengan katalis Asam Sulfat dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun. Tugas Akhir ini dikerjakan sebgai syarat untuk kelulusan dalam sidang sarjana. Selama mengerjakan Tugas akhir ini penulis begitu banyak mendapatkan bantuan dari berbagai pihak. Oleh karena itu, dalam kesempatan ini perkenankanlah penulis mengucapkan terima kasih kepada: 1. Ibu Dr. Ir. Salmah, MSc sebagai Dosen Pembimbing I yang telah membimbing dan memberikan masukan selama menyelesaikan tugas akhir ini. 2. Bapak Ir. M. Yusuf Ritonga, MT sebagai Dosen Pembimbing II yang telah memberikan arahan selama menyelesaikan tugas akhir ini. 3. Ibu Ir. Renita Manurung, MT, Ketua Departemen Teknik Kimia FT USU. 4. Bapak Dr. Ir. Irvan, MSi sebagai Koordinator Tugas Akhir Departemen Teknik Kimia FT USU. 5. Dan yang paling istimewa Orang tua penulis yaitu Ibunda Veronica Sitorus, yang tidak pernah lupa memberikan motivasi dan semangat kepada penulis. 6. Abang dan adik-adik tercinta yang selalu mendoakan dan memberikan semangat. 7. Teman-teman stambuk ‘03 tanpa terkecuali. Thanks buat kebersamaan dan semangatnya. 8. Teman seperjuangan Mely Gustina dan Nur Ardiyanty sebagai partner penulis dalam penyelesaian Tugas Akhir ini. 9. Serta pihak-pihak yang telah ikut membantu penulis namun tidak tercantum namanya.


Penulis menyadari bahwa Tugas Akhir ini masih terdapat banyak kekurangan dan ketidaksempurnaan. Oleh karena itu penulis sangat mengharapkan saran dan kritik yang sifatnya membangun demi kesempurnaan pada penulisan berikutnya. Semoga laporan ini dapat bermanfaat bagi kita semua.

Medan, 27 February 2009 Penulis

Arifin Ferdinand B Marpaung 030405014


DAFTAR ISI

Kata Pengantar ................................................................................................. i Intisari ............................................................................................................. iii Daftar Isi .......................................................................................................... iv Daftar Tabel ..................................................................................................... viii Daftar Gambar.................................................................................................. xi BAB I PENDAHULUAN ................................................................................ I-1 1.1 Latar Belakang ............................................................................... I-1 1.2 Rumusan Masalah .......................................................................... I-2 1.3 Tujuan Pra Rancangan Pabrik........................................................ I-2 BAB II TINJAUAN PUSTAKA...................................................................... II-1 2.1 Phenol............................................................................................. II-1 2.2 Sifat-sifat Reaktan dan Produk ...................................................... II-2 2.2.1 Cumene .................................................................................... II-2 2.2.2 Air ........................................................................................... II-2 2.2.3 Cumene Hydroperoxide ........................................................... II-2 2.2.4 Asam Sulfat.............................................................................. II-3 2.2.5 Phenol....................................................................................... II-3 2.2.6 Aseton ...................................................................................... II-4 2.2.7 Amonium Hidroksida............................................................... II-4 2.2.7 Amonium Hidrogen Sulfat....................................................... II-4 2.3 Deskripsi Proses ............................................................................. II-5 2.3.1 Proses Pembuatan Phenol ........................................................ II-5 2.3.2 Proses Pemurnian ..................................................................... II-6 2.3.2.1 Tahap Penetralan Katalis.............................................. II-6 2.3.2.2 Tahap Pemurnian Produk............................................. II-6 BAB III NERACA MASSA ............................................................................ III-1 BAB IV NERACA ENERGI ........................................................................... IV-1 4.1 Heater I (E-101)............................................................................. IV-1 4.2 Reaktor (R-101) ............................................................................. IV-1


4.3 Reaktor Netralizer (R-201) ............................................................ IV-2 4.4 Vaporizer (VP-201)........................................................................ IV-2 4.5 Kondensor (CD-201)...................................................................... IV-2 4.6 Cooler (E-201) ............................................................................... IV-3 4.7 Heater (E-202) ............................................................................... IV-3 4.8 Kolom Destilasi (D-201)................................................................ IV-3 BAB V SPESIFIKASI PERALATAN ............................................................ V-1 BAB VI INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA .................... VI-1 6.1 Instrumentasi .................................................................................. VI-1 6.2 Keselamatan Kerja ......................................................................... VI-6 6.3 Keselamatan Kerja pada Pabrik Pembuatan Phenol ...................... VI-7 6.3.1 Pencegahan terhadap Kebakaran dan Peledakan .................. VI-7 6.3.2 Peralatan Perlindungan Diri .................................................. VI-8 6.3.3 Keselamatan Kerja terhadap Listrik...................................... VI-9 6.3.4 Pencegahan terhadap Gangguan Kesehatan.......................... VI-9 6.3.5 Pencegahan terhadap Bahaya Mekanis ................................. VI-10 BAB VII UTILITAS ........................................................................................ VII-1 7.1 Kebutuhan Uap (Steam) ................................................................. VII-1 7.2 Kebutuhan Air................................................................................ VII-2 7.2.1 Screening............................................................................... VII-5 7.2.2 Koagulasi dan Flokulasi........................................................ VII-6 7.2.3 Filtrasi ................................................................................... VII-7 7.2.4 Demineralisasi....................................................................... VII-8 7.2.5 Deaerator ............................................................................... VII-12 7.3 Kebutuhan Listrik .......................................................................... VII-12 7.4 Unit Pengolahan Limbah ............................................................... VII-13 7.4.1 Bak Penampungan................................................................. VII-14 7.4.2 Bak Pengendapan Awal ........................................................ VII-14 7.4.3 Bak Netralisasi ...................................................................... VII-15 7.4.4 Pengolahan Limbah dengan Sistem Activated Sludge (Lumpur Aktif) ......................................... VII-16


7.4.5 Tangki Sedimentasi............................................................... VII-19 BAB VIII LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK....................................... VIII-1 8.1 Landasan Teori............................................................................... VIII-1 8.2 Lokasi pabrik.................................................................................. VIII-1 8.3 Tata Letak Pabrik ........................................................................... VIII-4 8.4 Perincian Luas Tanah..................................................................... VIII-6 BAB IX ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN .................. IX-1 9.1 Organisasi dan Manajemen ........................................................... IX-1 9.2 Bentuk Badan Usaha ................................................................... IX-1 9.3 Struktur Organisasi ........................................................................ IX-2 9.4 Uraian Tugas, Wewenang Dan Tanggung Jawab .......................... IX-7 9.4.1 Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS) ................................. IX-7 9.4.2 Dewan Komisaris ..................................................................... IX-7 9.4.3 Direktur .................................................................................... IX-7 9.4.4 Staf Ahli ................................................................................... IX-8 9.4.5 Sekretaris.................................................................................. IX-8 9.4.6 Manajer .................................................................................... IX-8 9.4.7 Kepala Bagian .......................................................................... IX-9 9.5 Sistem Kerja ................................................................................... IX-11 9.5.1 Tenaga Kerja dan Jam Kerja .................................................... IX-11 9.5.2 Jumlah dan Tingkat Pendidikan Tenaga Kerja ........................ IX-11 9.3.5 Pengaturan Jam Kerja .............................................................. IX-12 9.7 Sistem Penggajian .......................................................................... IX-13 9.8 Kesejahteraan Tenaga Kerja .......................................................... IX-15 BAB X ANALISA EKONOMI ....................................................................... X-1 10.1 Modal Investasi ............................................................................ X-1 10.1.1 Modal Investasi Tetap/ Fixed Capital Investmen (FCI)......... X-1 10.1.2 Modal Kerja/ Working Capital (WC) .................................... X-3 10.1.3 Biaya Tetap (BPT)/ Fixed Cost (TC) ..................................... X-4 10.1.4 Biaya Variable (BV)/ Variable Cost (VC)............................. X-4 10.2 Total Penjualan (Total sales)........................................................ X-5 10.3 Perkiraan Rugi/ Laba Usaha ........................................................ X-5


10.4 Analisa Aspek Ekonomi............................................................... X-5 10.4.1 Profit Margin (PM) ................................................................ X-5 10.4.2 Break Evan Point (BEP) ........................................................ X-6 10.4.3 Retrun On Investmen (ROI)................................................... X-6 10.4.4 Pay Out Time (POT) .............................................................. X-7 10.4.5 Return On Network (RON).................................................... X-7 10.4.6 Internal Rate Of Return (IRR) ............................................. X-7 BAB XI KESIMPULAN ................................................................................. XI-1 DAFTAR PUSTAKA ...................................................................................... xii LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA ................................... LA-1 LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS .................................... LB-1 LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN................... LC-1 LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTILITAS ............ LD-1 LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI .................................. LE-1


DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Data Impor Phenol di Indonesia ...................................................... I-2 Tabel 3.1 Reaktor (R-101) ............................................................................... III-2 Tabel 3.2 Neraca massa Reaktor Netralizer (R-201) ....................................... III-2 Tabel 3.3 Neraca massa Vaporizer (VP-201) .................................................. III-3 Tabel 3.4 Neraca massa Decanter (DC-201).................................................... III-3 Tabel 3.5 Neraca massa Destilasi (D-201)....................................................... III-4 Tabel 3.6 Neraca massa Kondensor (CD-202) ................................................ III-4 Tabel 3.7 Neraca massa Reboiler (RB-201) .................................................... III-4 Tabel 4.1 Neraca Energi pada Heater I (E-101) .............................................. IV-1 Tabel 4.2 Neraca Energi pada Reaktor (R-101)............................................... IV-1 Tabel 4.3 Neraca Energi pada Reaktor Netralizer (R-201).............................. IV-2 Tabel 4.4 Neraca Energi pada Vaporizer (VP-201) ......................................... IV-2 Tabel 4.5 Neraca Energi pada Kondensor (CD-201) ....................................... IV-2 Tabel 4.6 Neraca Energi pada Cooler (CD-201) ............................................. IV-3 Tabel 4.7 Neraca Energi pada Heater II (E-202)............................................. IV-3 Tabel 4.8 Neraca Energi pada Kolom Destilasi (D-201) ................................. IV-3 Tabel 6.1 Daftar Instrumentasi pada Pra-Rancangan Pabrik Pembuatan Phenol ................................................................ VI-4 Tabel 7.1 Kebutuhan Uap pada Alat ................................................................ VII-1 Tabel 7.2 Kebutuhan Air Pendingin pada Alat ................................................ VII-2 Tabel 7.3 Pemakaian Air Untuk Berbagai Kebutuhan..................................... VII-4 Tabel 7.4 Kualitas Air Sungai Rokan,Riau...................................................... VII-4 Tabel 7.5 Perincian Kebutuhan Listrik ............................................................ VII-12 Tabel 8.1 Perincian Luas Areal Pabrik ............................................................ VIII-6 Tabel 9.1 Jumlah Tenaga Kerja Dan Kualifikasinya ....................................... IX-11 Tabel 9.2 Pengaturan Tugas Shift..................................................................... IX-13 Tabel 9.3 Gaji Karyawan ................................................................................. IX-14 Tabel LB.1 Nilai konstanta a,b,c,d dan e untuk Cp gas .......................................... LB-1 Tabel LB.2 Nilai konstanta a,b,c,d dan e untuk Cp cair ......................................... LB-1


Tabel LB.3 Kontribusi unsur untuk estimasi Cp.............................................. LB-2 Tabel LB.4 Kontribusi unsur untuk estimasi Cp.............................................. LB-3 Tabel LB.5 Estimasi Cp Cumene..................................................................... LB-4 Tabel LB.6 Estimasi Cp Cumene Hidroperoksida........................................... LB-4 Tabel LB.7 Nilai Panas laten ........................................................................... LB-4 Tabel LB.8 Nilai Panas pembentukkan............................................................ LB-5 Tabel LB. 9 Neraca panas masuk Heater (E-101) ........................................... LB-5 Tabel LB. 10 Neraca panas keluar Heater (E-101).......................................... LB-6 Tabel LB. 11 Neraca panas masuk alur 3 (R-101)........................................... LB-7 Tabel LB. 12 Neraca panas keluar reaktor (R-101) ......................................... LB-7 Tabel LB. 13 Neraca panas masuk alur 5 (R-201)........................................... LB-9 Tabel LB. 14 Neraca panas keluar reaktor netralizer (R-201) ......................... LB-10 Tabel LB. 15 Neraca panas alur 7.................................................................... LB-12 Tabel LB. 16 Neraca panas alur 9.................................................................... LB-13 Tabel LB. 17 Neraca panas alur 8.................................................................... LB-14 Tabel LB. 18 Neraca panas alur 10.................................................................. LB-16 Tabel LB. 19 Neraca panas masuk heater (E-202) .......................................... LB-17 Tabel LB.20 Neraca panas keluar heater (E-202)........................................... LB-18 Tabel LB.21 Titik didih umpan masuk destilasi .............................................. LB-20 Tabel LB. 22 Dew point destilasi..................................................................... LB-20 Tabel LB. 23 Panas kondensor ........................................................................ LB-21 Tabel LB. 24 Panas keluar kondensor (L) ....................................................... LB-21 Tabel LB. 25 Panas keluar kondensor (D) ....................................................... LB-22 Tabel LB.26 Boiling point reboiler.................................................................. LB-23 Tabel LB. 27 Panas Masuk (L) ........................................................................ LB-23 Tabel LB. 28 Panas Keluar Reboiler (V*) ...................................................... LB-24 Tabel LB. 29 Panas Keluar Reboiler (B*) ...................................................... LB-24 Tabel LD.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin.............................................................. LD-31 Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya.......................... LE-1 Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift................................................. LE-3 Table LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses Impor ........................................ LE-7


Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Proses Non-Impor................................ LE-8 Tabel LE.5 Estimisi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah Impor............................................................. LE-8 Tabel LE.6 Estimisi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah Non-Impor..................................................... LE-9 Tabel LE.7 Biaya Sarana Transportasi............................................................. LE-11 Tabel LE.8 Perincian Gaji Pegawai ................................................................. LE-15 Tabel LE.9 Perincian Biaya Kas ...................................................................... LE-17 Tabel LE.10 Perincian Modal Kerja ................................................................ LE-18 Tabel LE.11 Aturan Depresi Sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 ................................................................................... LE-19 Tabel LE.12 Perhitungan Biaya Depresiasi Sesuai UURI No. 17 Tahun 2000 ................................................................................ LE-20 Tabel LE.13 Data Perhitungan BEP ................................................................ LE-28 Tabel LE.14 Data Perhitungan IRR ................................................................. LE-30


DAFTAR GAMBAR

Gambar 2.1 Struktur Phenol............................................................................. II-1 Gambar 6.1 Instrumentasi Alat-alat Proses pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Phenol............................................................. VI-6 Gambar 9.1 Struktur Organisasi Pabrik Pembuatan Phenol ............................ IX-6 Gambar LD. 1 Sketsa sebagian bar screen, satuan mm (dilihat ari atas) ......... LD-2 Gambar LD. 2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)LD-31 ...................................... LD-31 Gambar LD.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*-Hy)................................................. LD-32 Gambar LE.1 Harga peralatan untuk Tangki Penyimpangan (storage) dan Tangki Pelarutan.................................................................... LE-5 Gambar LE.2 Harga Peralatan untuk Kolam Destilasi. 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 Saluran ................................... LE-7 Gambar LE.4 Grafik BEP ................................................................................ LE-29


BAB I PENDAHULUAN 1.1 Latar Belakang Sebagai negara berkembang, Indonesia melaksanakan pembangunan dan pengembangan di berbagai sektor, salah satunya adalah sektor industri. Dengan kemajuan dalam sektor industri diharapkan akan meningkatkan kesejahteraan rakyat. Dalam pembangunanya, sektor industri ini dikembangkan dalam beberapa tahap dan secara terpadu melalui peningkatan hubungan antara sektor industri dengan sektor lainnya. Industri kimia merupakan salah satu contoh sektor industri yang sedang dikembangkan di Indonesia, dan diharapkan dapat memberikan kontribusi yang besar bagi pendapatan negara. Dalam mengembangkan dan meningkatkan industri ini diperlukan ilmu pengetahuan dan teknologi. Untuk itu Indonesia harus mampu memanfaatkan potensi yang ada, karena industri kimia membutuhkan perangkatperangkat yang memang dibutuhkan dan juga membutuhkan sumber daya alam seefisien mungkin. Disamping itu perlu juga penguasaan teknologi baik yang sederhana maupun yang canggih, sehingga bangsa Indonesia dapat meningkatkan eksistensinya dan kredibilitasnya sejajar dengan bangsa-bangsa lain yang telah maju. Dengan kebutuhan industri-industri kimia saat ini, maka kebutuhan akan bahan baku industri kimia tersebut pun semakin meningkat. Bahan baku industri ada yang berasal dari dalam negeri dan ada juga yang masih di impor. Salah satu bahan baku yang masih di impor adalah phenol. Phenol pertama kali dikenal pada tahun 1834 melalui eksperimen pembuatan phenol yang dilakukan oleh F. Ronge, yang diperoleh dari tar batubara. Tar batubara merupakan satu-satunya bahan baku pembuatan phenol sampai pada Perang Dunia I. Penggunaan awal dari phenol dibatasi pada penggunaannya sebagai bahan pengawet kayu, dan sebagai fumigator atau desinfektan (pembunuh kuman). Phenol sintetik pertama kali diproduksi dengan cara sulfonasi benzen dan hidrolisa sulfonat. Setelah itu, metode lain telah dikembangkan untuk sintesa phenol, antara lain klorinasi benzen pada fase liquid diikuti hidrolisa fase uap pada temperatur tinggi. Namun, tak satupun yang sangat menarik karena semuanya


melibatkan bahan baku kimia yang mahal, resiko korosi dan secara umum tidak ekonomis untuk industri skala besar. Secara komersial, produksi phenol sintetik ditemukan di Jerman oleh Dr. Heinrich Hock dan koleganya Shon Lang pada tahun 1949 dan dipublikasikan di sebuah koran yang membuat tentang auto oksidasi senyawa organik. Dari laporan tersebut menunjukkan bahwa pada kondisi-kondisi yang telah ditetapkan cumene akan teroksidasi menjadi cumene peroksida, yang selanjutnya akan terdekomposisi menjadi phenol dan aseton. Berdasarkan data impor statistik tahun 2001-2003, kebutuhan phenol di Indonesia adalah sebagai berikut : Tabel 1.1 Data Impor Phenol di Indonesia Tahun

Jumlah Impor (Ton)

2001

44.640

2002

49.060

2003

53.640

Sumber : Biro Pusat Statistik Tahun (2001 – 2003) Untuk memproduksi phenol ini digunakan bahan baku cumene dan udara yang terdapat di sekitar lokasi pabrik. Dengan memperhatikan kebutuhan dalam negeri dan kegunaannya yang banyak menguntungkan maka pabrik pembuatan phenol ini sangat potensial untuk didirikan di Indonesia 1.2 Rumusan Masalah Kebutuhan phenol di Indonesia sangatlah besar dan pemenuhan terhadap kebutuhan phenol tersebut dilakukan dengan cara mengimpor. Untuk memenuhi kebutuhan phenol dalam negeri dilakukan pra rancangan pabrik kimia phenol di Indonesia dengan menggunakan proses Cumene Hidroperoksida (proses CHP) 1.3 Tujuan Pra Rancangan Pabrik Pra rancangan pabrik pembuatan phenol ini bertujuan untuk menerapkan disiplin ilmu Teknik Kimia, khususnya pada mata kuliah Perancangan Pabrik Kimia, Perancangan Proses Teknik Kimia, Teknik Reaktor dan Operasi Teknik Kimia


sehingga akan memberikan gambaran kelayakan pra rancangan pabrik pembuatan phenol. Tujuan lain dari pra rancangan pabrik pembuatan phenol ini adalah untuk memenuhi kebutuhan phenol dalam negeri yang selama ini masih diimpor dari negara lain dan selanjutnya dikembangkan untuk tujuan ekspor. Selain itu, diharapkan dengan berdirinya pabrik ini akan memberi lapangan pekerjaan dan memicu peningkatan produktivitas rakyat yang pada akhirnya akan meningkatkan kesejahteraan rakyat.


BAB II TINJAUAN PUSTAKA 2.1 Phenol Phenol, juga dikenal dengan nama lamanya asam karboksilat, merupakan padatan kristal bening yang beracun dengan bau yang khas. Rumus kimianya adalah C6H5OH dan memiliki struktur grup hidroksil (-OH) yang terikat dengan sebuah cincin phenyl; yang juga merupakan senyawa aromatis. Phenol dapat dibuat dari oksidasi parsial benzen atau asam benzoat, dengan proses cumene, atau dengan proses Raschig. Dapat juga ditemukan sebagai produk dari oksidasi batu. Phenol memiliki sifat antiseptik, dan digunakan oleh Sir Joseph Lister (18271912) pada teknik pembedahan antiseptiknya. Phenol juga merupakan bahan aktif anastesi oral seperti Chloraseptic spray. Phenol juga merupakan bahan utama dari Carbolic Smoke Ball, sebuah alat yang dipasarkan di London pada abad ke 19 sbagai pengaman pengguna terhadap influenza dan penyakit lainnya.

Gambar 2.1 Struktur Phenol (http://en. wikipedia.org/wiki/Phenol, 2008) Phenol juga digunakan dalam proses produksi obat obatan (merupakan bahan awal pada produksi aspirin), herbisida, dan resin sintetis (Bakelite, salah satu resin sintetis awal yang diproduksi, merupakan sebuah polimer dari phenol dengan formaldehid). (http://en. wikipedia.org/wiki/Phenol, 2008)


2.2 Sifat-sifat Reaktan dan Produk Pada pra rancangan pabrik pembuatan phenol bahan-bahan yang digunakan adalah cumene, cumene hydroperoxyde, air, aseton, asam sulfat, amonium hidroksida, sedangkan produk yang dihasilkan adalah phenol. Sifat-sifat fisika dan kimia bahan-bahan tersebut diuraikan sebagai berikut : 2.2.1 Cumene 1. Rumus molekul

: C9H12

2. Berat molekul

: 120,19 g/mol

3. Wujud

: Cair

4. Warna

: Bening

5. Titik didih

: 152 oC

6. Titik beku

: - 96,9 oC

7. Densitas (20 oC)

: 0,862 kg/m3

8. Viskositas (20 oC)

: 0,791

9. Tidak larut dalam air 10. Merupakan senyawa hidrokarbon aromatis yang mudah terbakar (Perry, 1999 & Kirk Othmer, 1969) 2.2.2 Air 1. Rumus molekul

: H2O

2. Berat molekul

: 18 gr/mol

3. Wujud

: Cair

4. Warna

: Bening

5. Titik didih

: 100 oC

6. Titik leleh

: 0 oC

7. Densitas

: 999 kg/m3

8. Specific Gravity (60 oF)

:1

(Perry, 1999 & Kirk Othmer, 1969) 2.2.3 Cumene Hydroperoxide 1. Rumus molekul

: C9H12OO

2. Berat molekul

: 152,193 g/mol


3. Wujud

: Cair

4. Warna

: Bening

5. Titik didih

: 153 oC

6. Titik leleh

: -10 oC

7. Densitas

: 653 kg/m3


: 1,055524

(http://en. wikipedia.org/wiki/Phenol, 2008)

2.2.4 Asam Sulfat 1. Rumus molekul

: H2SO4

2. Berat molekul

: 98,079 g/mol

3. Wujud

: Cair

4. Warna

: Bening

5. Titik didih

: 340 oC

6. Titik leleh

: 10,49 oC

7. Densitas

: 1,9224 gr/cm3


: 1,824

9. Merupakan senyawa asam kuat yang higroskopis dan sangat stabil (Perry, 1999 & Kirk Othmer, 1969) 2.2.5 Phenol 1. Rumus molekul

: C6H5OH

2. Berat molekul

: 94,113 gr/mol

3. Wujud

: Cair

4. Warna

: Tak berwarna

5. Densitas

: 1.07 gr/cm³

6. Titik didih

: 182 oC

7. Titik leleh

: 41 oC

8. Kelarutan dalam air (20 oC)

: 8,3 g/100 ml

9. Bersifat korosif (http://en. wikipedia.org/wiki/Phenol, 2008)


2.2.6 Aseton 1. Rumus molekul

: C3H6O

2. Berat molekul

: 58,08 gr/mol

3. Wujud

: Cair

4. Warna

: Bening

5. Titik didih

: 56 oC

6. Titik leleh

: -94,6 oC

7. Densitas

: 790 kg/m3

(http://en. wikipedia.org/wiki/Phenol, 2008) 2.2.7 Amonium Hidroksida 1. Rumus molekul

: NH4OH

2. Berat molekul

: 35,046 gr/mol

3. Wujud

: Cair

4. Densitas

: 1024,6 kg/m3

5. Specific Gravity (20 oC)

: 0,89

6. Mudah larut dalam air 7. Tidak mudah terbakar 8. Bersifat korosif (Perry, 1999)

2.2.8 Amonium Hidrogen Sulfat 1. Rumus molekul

:

NH4HSO4

2. Berat molekul

:

115,11 gr/mol

3. Specific Gravity

:

1,78

4. Wujud

:

Cair

5. Titik didih

:

490 oC

6. Titik leleh

:

40 oC

7. Larut dalam air 8. pH < 7,0 9. Merupakan senyawa katalis yang banyak digunakan


10. Sangat berbahaya (beracun, dapat mengakibatkan kematian) 11. Bersifat korosif (Perry, 1999) 2.3 Deskripsi Proses Proses pembuatan phenol ini terdiri dari dua tahap, yaitu proses pembuatan phenol dan proses pemurnian. 2.3.1 Proses Pembuatan Phenol Pada proses pembuatan phenol, larutan Cumene Hydroperoxide dari tangki (R – 101) ditambahkan dengan larutan H2SO4 (98%) dari tangki (T – 02) sebagai katalis untuk mempercepat dekomposisi. Reaksi dekomposisi ini berlangsung pada suhu 50 oC pada tekanan 1 atm dengan reaksi sebagai berikut : C6H5C(CH3)2OOH

C6H5OH

+

(CH3)2CO

2.3.2 Proses Pemurnian 2.3.2.1 Tahap Penetralan Katalis Proses selanjutnya adalah proses penetralan katalis H2SO4, yaitu dengan menambahkan larutan NH4OH. Reaksi ini berlangsung pada suhu 50 oC dan tekanan 1 atm dengan reaksi sebagai berikut : H2SO4

+

NH4OH

NH4HSO4

+

H2O

2.3.2.2 Tahap Pemurnian Produk Dari Reaktor – 201 (R – 201) selanjutnya produk dan reaktan yang tidak bereaksi dialirkan ke Vaporizer (VP – 201) untuk memisahkan antara produk phenol dan produk aseton. Keluar dari Vaporizer (VP – 201) larutan yang masih mengandung NH4OH dan NH4HSO4 dialirkan ke Decanter (DC – 201) untuk memisahkan campuran NH4OH, NH4HSO4, dan produk utama Phenol. Setelah dari Decanter (DC – 201) liquid produk dikirim ke unit Destilasi (KD – 201) guna mendapatkan kemurnian produk utama Phenol 99,9%. (US PATENT,1996)


BAB III NERACA MASSA Prarancangan pabrik pembuatan Phenol dari Cumene Hidrokperoksida dilaksanakan untuk kapasitas produksi sebesar 20.000 ton/tahun, dengan ketentuan sebagai berikut: 1 tahun operasi = 330 hari kerja 1 hari kerja

= 24 jam

Basis

= 1 jam operasi

Maka kapasitas produksi Phenol tiap jam adalah: =

20000 ton 1.000 kg 1 tahun 1 hari x x x 1 tahun 1 ton 330 hari 24 jam

= 2525,2525 kg/jam Pada proses pembuatan Phenol dari Cumene Hidroperoksida perubahan massa untuk setiap komponen terjadi pada alat-alat: − Tangki pencampur (M-101) − Reaktor (R-101) − Reaktor Netralizer (R-201) − Vaporizer (VP-201) − Decanter (DC-201) − Destilasi (D-201) Perhitungan pada neraca massa disajikan dalam lampiran A.


Neraca massa setiap komponen ditampilkan dalam Tabel 3.1 sampai dengan Tabel 3.7 Tabel 3.1 Reaktor (R-101) No

Komponen

1.

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 2

Alur 3

Alur 4

CHP

4344,3187

-

260,6591

2.

Cumene

1086,0797

-

1086,0797

3.

Asam Sulfat

-

1,7377

1,7377

4.

Air

-

0,0355

0,0355

5.

Phenol

-

-

2525,2525

6.

Aseton

-

-

1558,4084

Total (kg/jam)

5432,1716

5432,1729

Tabel 3.2 Neraca massa Reaktor Netralizer (R-201) No

Komponen

1.

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 4

Alur 5

Alur 6

CHP

260,6591

-

260,6591

2.

Cumene

1086,0797

-

1086,0797

3.

Phenol

2525,2525

-

2525,2525

4.

Aseton

1558,4084

-

1558,4084

5.

Asam Sulfat

1,7377

-

-

6.

Air

0,0355

-

0,3546

7.

Amonium Hidroksida

-

2,6066

1,9871

8.

Amonium Hidrogen Sulfat

-

-

2,0374

Total (kg/jam)

5434,7795

5434,7788


Tabel 3.3 Neraca massa Vaporizer (VP-201) No

Komponen

1.

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 6

Alur 7

Alur 9

CHP

260,6591

5,0376

255,6215

2.

Cumene

1086,0797

40,8285

1045,2512

3.

Phenol

2525,2525

20,7613

2504,4912

4.

Aseton

1558,4084

1246,7279

311,6805

5.

Air

0,3546

0,0792

0,2754

6.

NH4OH

1,9871

-

1,9871

7.

NH4HSO4

2,0374

-

2,0374

Total (kg/jam)

5434,7788

5434,7788

Tabel 3.4 Neraca massa Decanter (DC-201) No

Komponen

1.

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 10

Alur 11

Alur 12

CHP

255,6215

-

255,6215

2.

Cumene

1045,2512

-

1045,2512

3.

Phenol

2504,4912

-

2504,4912

4.

Aseton

311,6805

-

311,6805

5.

Air

0,2754

0,2742

0,0012

6.

NH4OH

1,9871

1,9871

-

7.

NH4HSO4

2,0374

2,0374

-

Total (kg/jam)

4121,3443

4121,3443


Tabel 3.5 Neraca massa Destilasi (D-201) No

Komponen

1.

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 13

Top

Bottom

CHP

255,6215

255,2124

0,4109

2.

Cumene

1045,2512

1045,2564

0,0000

3.

Phenol

2504,4912

2,5034

2501,9847

4.

Aseton

311,6805

311,6805

0,0000

5.

Air

0,0012

0,0018

0,0000

Total (kg/jam)

4117,0456

4117,0501

Tabel 3.6 Neraca massa Kodensor (E-202) No

Komponen

1.

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Feed (V)

Destilat (D)

Refluks (L)

CHP

255,3190

255,2124

0,0058

2.

Cumene

1045,3044

1045,2564

0,0238

3.

Phenol

2,5222

2,5034

0,0001

4.

Aseton

311,7212

311,6805

0,0071

5.

Air

0,0000

0,0018

0,0000

Total (kg/jam)

1614,8668

1614,6913

Tabel 3.7 Neraca massa Reboiler (E-203) No

Komponen

1.

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Feed (L*)

Destilat (V*)

Refluks (B*)

CHP

0,6392

0,2435

0,4046

2.

Cumene

-

-

-

3.

Phenol

3985,7326

1483,7385

2501,9886

4.

Aseton

-

-

-

5.

Air

-

-

-

Total (kg/jam)

3986,3718

3986,3752


BAB IV NERACA ENERGI

Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan operasi

: kJ/jam

Temperatur basis

: 25oC

4.1 Heater 1 (E-101) Tabel 4.1 Neraca Energi pada Heater I (E-101) No

Komponen

Panas Masuk

Panas Keluar

(kJ/jam)

(Kj/jam)

1.

Umpan

21.065,0612

2.

Produk

3.

Steam

84.260,2449

Total

105.325,3061

105.325,3061 105.325,3061

4.2 Reaktor (R-101) Tabel 4.2 Neraca Energi pada ReaktorI (R-101) No

Komponen

Panas Masuk

Panas Keluar

(kJ/jam)

(kJ/jam)

1.

Umpan

117.721,9948

2.

Produk

280.040,4269

3.

∆ Hr

52.865,8418

4.

steam

215.184,2739

Total

332.906,2687

332.906,2687


4.3 Reaktor Netralizer (R-201) Tabel 4.3 Neraca Energi pada Reaktor Netralizer I (R-201) No

Komponen

Panas Masuk

Panas Keluar

(kJ/jam)

(kJ/jam)

1.

Umpan

280.098,0466

2.

Produk

217.589,3899

3.

∆ Hr

-33.697,0416

4.

Air pendingin

-96.178,6983

Total

183.919,3483

183.919,3483

4.4 Vaporizer (VP-201) Tabel 4.4 Neraca Energi pada VaporizerI (VP-201) No

Komponen

Panas Masuk

Panas Keluar

(kJ/jam)

(Kj/jam)

1.

Umpan

217.589,38999

2.

Produk

3.

Steam

1.645.535,4610

Total

1.863.124,851

1.863.124,8505 1.863.110,851

4.5 Kondensor (CD-201) Tabel 4.5 Neraca Energi pada Kondensor (CD-201) No

Komponen

Panas Masuk (kJ/jam)

Panas Keluar (Kj/jam)

1.

Umpan

2.

Produk

3.

Air Pendingin Total

1.365.785,8771 13.751,3304 -1.352.034,5467 13.751,3304

13.751,3304


4.6 Cooler (E-201) Tabel 4.6 Neraca Energi pada Cooler (E-201) No

Komponen

1.

Umpan

2.

Produk

3.

Air Pendingin Total

Panas Masuk

Panas Keluar

(kJ/jam)

(Kj/jam)

497.338,9734 46.944,6588 --450.394,3146 46.944,6588

46.944,6588

4.7 Heater II (E-202) Tabel 4.7 Neraca Energi pada Heater II (E-202) No

Komponen

Panas Masuk

Panas Keluar

(kJ/jam)

(Kj/jam)

1.

Umpan

46.901,0803

2.

Produk

3.

Steam

904.116,9251

Total

951.018,0054

951.018,0054 951.018,0054

4.8 Kolom Destilasi (D-201) Tabel 4.8 Neraca Energi pada Kolom Destilasi (D-201) No

Komponen

Panas Masuk

Panas Keluar

(kJ/jam)

(kJ/jam)

1.

FHF

951.018,0054

2.

qR

123.529,3427

3.

DHD

6.928,3149

4.

BHB

792.639,6951

5.

qC

274.979,3381

Total

1.074.547,3481

1.074.547,3481


BAB V SPESIFIKASI PERALATAN 1. Tangki Penyimpanan Cumene (TK-101) Fungsi : Untuk menyimpan larutan Cumene untuk kebutuhan 10 hari Bentuk : silinder vertikal dengan tutup dan alas datar Bahan : Stainless steel, SA – 240 Tipe 304, 18 Cr – 8 Ni Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 10 hari Kondisi Operasi

:

-

Temperatur (T) = 25 oC

-

Tekanan ( P)

Kondisi fisik

= 1 atm :

Silinder - Diameter

: 12,0329 m

- Tinggi

: 20,0594 m

- Tebal

: 1 in

2. Tangki Penyimpanan Asam Sulfat (TK-102) Fungsi : Untuk menyimpan larutan Asam sulfat untuk kebutuhan 60 hari Bentuk : silinder vertikal dengan tutup dan alas datar Bahan : Stainless steel, SA – 240 tipe 304,18 Cr-8Ni Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 60 hari Kondisi Operasi

:

-


-

Tekanan ( P)

Kondisi fisik

= 1 atm :

Silinder - Diameter

: 1,0948 m

- Tinggi

: 1,8247 m

- Tebal

: 1/2 in


3. Tangki Penyimpanan Amonium Hidroksida (TK-201) Fungsi : Untuk menyimpan larutan Amonium Hidroksida untuk kebutuhan 30 hari Bentuk : silinder vertikal dengan tutup dan alas datar Bahan : Carbon steel, SA – 285 grade C Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 30 hari Kondisi Operasi

:

-


-

Tekanan ( P)

Kondisi fisik

= 1 atm :

Silinder - Diameter

: 1,1889 m

- Tinggi

: 1,9815 m

- Tebal

: 1/2 in

4. Tangki Penyimpanan Aseton (TK-202) Fungsi : Untuk menyimpan larutan Aseton untuk kebutuhan 30 hari Bentuk : silinder vertikal dengan tutup dan alas datar Bahan : Carbon steel, SA – 285 Grade. C Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 30 hari Kondisi Operasi

:

-


-

Tekanan ( P)

Kondisi fisik

= 1 atm :

Silinder - Diameter

: 10,2972 m

- Tinggi

: 14,2980 m

- Tebal

: 1 ½ in


5. Tangki Penyimpanan Sementara Keluaran Atas Destilasi (TK-203) Fungsi : Untuk menyimpan larutan yang keluar dari atas kolom destilasi untuk 30 hari Bentuk : silinder vertikal dengan tutup dan alas datar Bahan : Stainless steel, SA – 240 tipe 304,18 Cr – 8 Ni Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 30 hari Kondisi Operasi

:

-


-

Tekanan ( P)

Kondisi fisik

= 1 atm :

Silinder - Diameter

: 14,2314 m

- Tinggi

: 23,7190 m

- Tebal

: 2 in

6. Tangki Penyimpanan Phenol (TK-204) Fungsi : Untuk menyimpan larutan Phenol untuk kebutuhan 30 hari Bentuk : silinder vertikal dengan tutup dan alas datar Bahan : Carbon steel, SA – 285 grade C Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 30 hari Kondisi Operasi

:

-


-

Tekanan ( P)

Kondisi fisik

= 1 atm :

Silinder - Diameter

: 11,6003 m

- Tinggi

: 19,3339 m

- Tebal

: 1 ½ in


7. Pompa 1 (J-101) Fungsi

: Memompa CHP dan cumene dari tangki (TK-101) ke heater 1 (E101)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P

= 1 bar

T

= 30 oC

Kapasitas

: 34.411,9160 gpm

Daya motor

: ½ hp


: Memompa H2SO4 dari tangki H2SO4 (TK-102) ke reaktor 1 (R-101)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1 bar T = 30 oC Kapasitas

: 4,3420 gpm

Daya motor

: 1/8 hp


: Memompa campuran dari reaktor 1 (R-101) ke reaktor 2 (R-201)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


: 25.906,8465 gpm

Daya motor

: ½ hp



: Memompa NH4OH dari tangki (TK-201) ke reaktor 2 (R-201)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


: 11,2010 gpm

Daya motor

: 1/8 hp


: Memompa campuran dari reaktor 2 (R-201) ke vaporizer (VP-201).

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


: 25.914,2263 gpm

Daya motor

: ¼ hp


: Memompa campuran bahan dari condensor (CD-201) ke tangki penyimpanan (TK-202)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1 bar T = 83,55 oC Kapasitas

: 7.265,1523 gpm

Daya motor

: 1/8 hp



: Memompa campuran bahan dari vaporizer (VP-201) ke cooler (E201)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


: 18.853,2811 gpm

Daya motor

: ¼ hp


: Memompa campuran bahan dari decanter (DC-201) ke cooler 2 (E202)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


: 18.815,2704 gpm

Daya motor

: ¼ hp



Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1 bar T = 137,34 oC


Kapasitas

: 8.718,8742 gpm

Daya motor

: 1/8 hp


: Memompa campuran bahan dari reboiler (RB-201) ke tangki penyimpanan (TK-204)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


: 10.404,5544 gpm

Daya motor

: ¼ hp

17. Cooler (E-201) Fungsi

: Menurunkan temperatur produk bawah Vaporizer yang akan dimasukkan ke decanter

Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 4.121,3443 kg/jam

Diameter tube

: 3/4 in

Jenis tube

: 10 BWG

Panjang tube

: 15 ft

Pitch (PT)

: 1 in Square pitch

Jumlah tube

: 324

Diameter shell : 23 ¼ in 18. Kondensor (CD-201) Fungsi

: Mengubah fasa uap campuran aseton dengan senyawa yang lainnya menjadi fasa cair

Jenis


Jumlah

: 1 unit


Kapasitas

: 1.313,4345 kg/jam

Diameter tube

: 3/4 in

Jenis tube

: 10 BWG

Panjang tube

: 12 ft

Pitch (PT)

: 1 5/16 in triangular pitch

Jumlah tube

: 224

Diameter shell : 17 ¼ in 19. Kondensor (CD-202) Fungsi

: Mengubah fasa uap keluaran atas kolom destilasi menjadi fasa cair

Jenis


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 1.614,8704 kg/jam

Diameter tube

: ¾ in

Jenis tube

: 10 BWG

Panjang tube

: 12 ft

Pitch (PT)

: 1 in Square pitch

Jumlah tube

: 52

Diameter shell : 10 in 20. Rebolier (RB-201) Fungsi

:

Menaikkan

temperatur campuran Phenol dan CHP sebelum

dimasukkan ke kolom destilasi Jenis


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 62,4270 kg/jam

Diameter tube

: 1 in

Jenis tube

: 10 BWG

Panjang tube

: 20 ft

Pitch (PT)

: 1 1/4 in Square pitch

Jumlah tube

: 14

Diameter shell : 8 in


21. Heater 1 (E-101) Fungsi

: Menaikkan temperatur CHP sebelum dimasukkan ke reaktor (R-101)

Jenis

: DPHE

Dipakai

: pipa 1/4 x 1/8 in IPS, 12 ft hairpin

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 42,5819 kg/jam

Panjang pipa

: 13,1863 ft

Jumlah hairpin

:1

22. Heater 2 (E-202)

Fungsi

: Menaikkan temperatur CHP sebelum dimasukkan ke reaktor (R-101)

Jenis

: DPHE

Dipakai

: pipa 2 x 1 in IPS, 12 ft hairpin

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 456,9062 kg/jam

Panjang pipa

: 128,4855 ft

Jumlah hairpin

:6

23. Vaporizer

Fungsi

: Memekatkan larutan phenol

Jenis


Kapasitas

: 831,5909 kg/jam

Diameter tube

: 1 in

Jenis tube

: 12 BWG

Panjang tube

: 12 ft

Pitch (PT)

: 1 1/4 in Square pitch

Jumlah tube

: 40

Diameter shell : 12 in


24. Dekanter (DC-201)

Fungsi

: Memisahkan amonium hidroksida dan amonium sulfat dari campurannya berdasarkan perbedaan densitas komponennya

Bentuk

: horizontal silinder

Bahan

: Carbon steel, SA – 285, Gr.C

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

:

- Temperatur(T) : 30 oC - Tekanan (P)

: 1 atm = 14,696 psia

Laju alir massa (F) = 4.121,3443kg/jam Volume decanter

: 1,6758 m3

Diameter decanter : 0,7370 m Tebal decanter

: ½ in

25. Reaktor (R-101)

Fungsi

: Tempat berlangsungnya reaksi dekomposisi

Jenis

: Reaktor berpengaduk marine propeller tiga daun dengan tutup ellipsoidal, serta dilengkapi dengan jacket pemanas.

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Bahan

: Stainless steel, SA – 240 Tipe 316, 16 Cr – 10 Ni

Waktu Tinggal : 0,25 jam Kondisi operasi: - Temperatur (T) = 50 oC - Tekanan (P)

= 1 atm

Jumlah

: 1 unit

Volume reaktor

: 2,3741 m3

Diameter dalam reaktor

: 1,0429 m

Tebal dinding

: ¼ in


26. Reaktor Netralizer (R-201)

Fungsi


Jenis


Bentuk


Bahan



27.

= 1 atm

Volume reaktor

: 51,3185 m3

Diameter dalam reaktor

: 3,4562 m

Tebal dinding

: ¾ in

Kolom Distilasi (D-201)

Fungsi

: memisahkan Phenol

Jenis

: sieve – tray

Bentuk

: silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : carbon steel SA-283 grade C Jumlah

: 1 unit

Tray spacing (t)

= 0,4 m

Hole diameter (do)

= 4,5 mm

Space between hole center (p’)= 12 mm Weir height (hw)

= 5 cm

Pitch

= triangular ¾ in

Column Diameter (T)

= 1,3807 m

Weir length (W)

= 0,9665 m

Downsput area (Ad)

= 0,1317 m2

Active area (Aa)

= 1,2331 m2

Weir crest (h1)

= 0,0068 m

Spesifikasi kolom destilasi Tinggi kolom

= 7,6 m


Tinggi tutup

= 0,3452 m

Tinggi total

= 8,2903 m

Tekanan operasi

= 101,325 kPa

Tebal silinder

= ¾ in


BAB VI INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA 6.1

Instrumentasi

Instrumentasi adalah peralatan yang dipakai di dalam suatu proses kendali untuk mengatur jalannya suatu proses agar diperoleh hasil sesuai dengan yang diharapkan. Alat-alat instrumentasi dipasang pada setiap peralatan proses dengan tujuan agar para engineer dapat memantau dan mengendalikan kondisi di lapangan. Dengan adanya instrumentasi ini pula, para engineer dapat segera melakukan tindakan apabila terjadi kejanggalan dalam proses. Namun pada dasarnya, tujuan pengendalian tersebut adalah agar kondisi proses di pabrik mencapai tingkat kesalahan (error) yang paling minimum sehingga produk dapat dihasilkan secara optimal (Considine, 1985). Fungsi instrumentasi adalah sebagai pengendali, 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 dan dikendalikan secara manual atau disatukan dalam suatu ruang pengendali yang dikendalikan secara otomatis (Perry dan Green,1999). Variabel-variabel proses yang biasanya dikontrol/diukur oleh instrumen adalah (Considine,1985) : 1.

Variabel utama, seperti temperatur, tekanan, laju alir, dan level cairan.

2.

Variabel tambahan, seperti densitas, viskositas, panas spesifik, konduktivitas, pH, kelembapan, titik embun, komposisi kimia, dan variabel lainnya.


Pada dasarnya sistem pengendalian terdiri dari (Considine,1985): 1. Sensing Element / Elemen Perasa (Primary Element) Elemen yang merasakan (menunjukkan) adanya perubahan dari harga variabel yang diukur 2. Elemen pengukur (measuring element) Elemen pengukur adalah suatu elemen yang sensitif terhadap adanya perubahan temperatur, tekanan, laju aliran, maupun tinggi fluida. Perubahan ini merupakan sinyal dari proses dan disampaikan oleh elemen pengukur ke elemen pengendali. 3. Elemen pengendali (controlling element) Elemen pengontrol yang menerima sinyal kemudian akan segera mengatur perubahan-perubahan proses tersebut sama dengan nilai set point (nilai yang diinginkan). Dengan demikian elemen ini dapat segera memperkecil ataupun meniadakan penyimpangan yang terjadi. 4. Elemen pengendali akhir (final control element) Elemen ini merupakan elemen yang akan mengubah masukan yang keluar dari elemen pengendali ke dalam proses sehingga variabel yang diukur tetap berada dalam batas yang diinginkan dan merupakan hasil yang dikehendaki. 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 dikendalikan 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 dikendalikan. Untuk mengubah variabel-variabel ke nilai yang diinginkan dilakukan usaha secara manual, instrumen ini bekerja sebagai pencatat (indicatorer). Faktor-faktor yang perlu diperhatikan dalam instrumen-instrumen adalah (Peters dan Timmerhaus, 2004): 1. Range yang diperlukan untuk pengukuran 2. Level instrumentasi 3. Ketelitian yang dibutuhkan 4. Bahan konstruksinya Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

5. Pengaruh pemasangan instrumentasi pada kondisi proses Instrumentasi

yang

umum

digunakan

dalam

pabrik

adalah

(Considine,1985): 1. Untuk variabel temperatur: •

Temperature Controller (TC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati temperatur suatu alat dan bila terjadi perubahan dapat melakukan pengendalian •

Temperature Indicator Controller (TI) adalah instrumentasi yang digunakan

untuk mengamati temperatur dari suatu alat 2. Untuk variabel tinggi permukaan cairan •

Level Controller (LC) adalah instumentasi yang digunakan untuk

mengamati ketinggian cairan dalam suatu alat dan bila terjadi perubahan dapat melakukan pengendalian. •

Level Indicator Contoller (LI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati ketinggian cairan dalam suatu alat. 3. Untuk variabel tekanan •

Pressure Controller (PC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati tekanan operasi suatu alat dan bila terjadi perubahan dapat melakukan pengendalian. •

Pressure Indicator Controller (PI) adalah instrumentasi yang digunakan

untuk mengamati tekanan operasi suatu alat. 4. Untuk variabel aliran cairan •

Flow Controller (FC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati laju alir larutan atau cairan yang melalui suatu alat dan bila terjadi perubahan dapat melakukan pengendalian. •

Flow Indicator Controller (FI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati laju aliran atau cairan suatu alat.


Instrumentasi yang digunakan pada alat-alat proses dapat dilihat pada tabel dan gambar berikut: Tabel 6.1 Daftar Instrumentasi pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Phenol

No.

Nama Alat

1.

Tangki Penyimpanan

2.

Mixer

Jenis Instrumen Level Indicator (LI) Temperature Indicator (TI) Level Controller (LC) Temperature Controller (TC)

3.

Reaktor

Pressure Controller (PC) Level Controller (LC)

4.

Pompa

5.

Kondensor

6.

Heater

Flow Controller (FC) Temperature Controller (TC) Pressure Indicator (PI) Temperature Controller (TC) Pressure Indicator (LC) Temperature Controller (TC)

7.

Kolom Distilasi

Pressure Indicator (PI) Level Controller (LC) Pressure Controller (PC) Pressure Indicator (PI)

8.

Vaporizer

Level Controller (LC) Temperature Controller (TC)

TI

LC

Tangki Penyimpanan

Mixer


Steam TC

Produk Masuk

Produk keluar

PI

Kondensat

Kondensor

Heater

FC

PI

Pompa

Blower

PC

LC FC

LC

TC

PI FC

Reaktor

Kolom Distilasi


PI

VP - 201

LIC

TC

Vaporizer Gambar 6.1 Instrumentasi Alat-alat Proses pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Phenol 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. Salah satu faktor yang penting sebagai usaha menjamin keselamatan kerja adalah dengan menumbuhkan dan meningkatkan kesadaran karyawan akan pentingnya usaha untuk menjamin keselamatan kerja. Usaha-usaha yang dapat dilakukan antara lain (Peters dan Timmerhaus, 2004): 1. Meningkatkan spesialisasi ketrampilan karyawan dalam menggunakan peralatan secara benar sesuai tugas dan wewenangnya serta mengetahui cara-cara mengatasi kecelakaan kerja. 2. Melakukan pelatihan secara berkala bagi karyawan. Pelatihan yang dimaksud dapat meliputi :

Pelatihan untuk menciptakan kualitas Sumber Daya Manusia (SDM) yang tinggi dan bertanggung-jawab, misalnya melalui pelatihan kepemimpinan dan pelatihan pembinaan kepribadian.

Studi banding (workshop) antar bidang kerja, sehingga karyawan diharapkan memiliki rasa kepedulian terhadap sesama karyawan.


3. Membuat peraturan tata cara dengan pengawasan yang baik dan memberi sanksi bagi karyawan yang tidak disiplin Sebagai pedoman pokok dalam usaha penanggulangan masalah kerja, Pemerintah Republik Indonesia telah mengeluarkan Undang-Undang Keselamatan Kerja pada 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. Hal-hal yang perlu dipertimbangkan dalam perancangan pabrik untuk menjamin adanya keselamatan kerja adalah sebagai berikut (Peters dan Timmerhaus, 2004) : 1. Penanganan dan pengangkutan bahan menggunakan manusia harus seminimal mungkin. 2. Adanya penerangan yang cukup dan sistem pertukaran udara yang baik. 3. Jarak antar mesin-mesin dan peralatan lain cukup luas. 4. Setiap ruang gerak harus aman, bersih dan tidak licin . 5. Setiap mesin dan peralatan lainnya harus dilengkapi alat pencegah kebakaran. 6. Tanda-tanda pengaman harus dipasang pada setiap tempat yang berbahaya. 7. Penyediaan fasilitas pengungsian bila terjadi kebakaran. 6.3 Keselamatan Kerja pada Pabrik Pembuatan Phenol

Dalam rancangan pabrik pembuatan Phenol, usaha-usaha pencegahan terhadap bahaya-bahaya yang mungkin terjadi dilakukan sebagai berikut : 6.3.1

Pencegahan terhadap Kebakaran dan Peledakan

Proses produksi Phenol, menggunakan reaktor yang beroperasi pada suhu 8085°C dengan menggunakan bahan bakar minyak. Bahaya yang kemungkinan timbul adalah kebakaran atau peledakan yang berasal dari reaktor. Selain itu unit penghasil uap (boiler) juga dapat menciptakan hal yang serupa apabila pengendalian tidak berjalan optimal. Dari uraian di atas maka perlu dilakukan upaya pencegahan dan penanganan terhadap kebakaran dan ledakan sebagai berikut : 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 main 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 menggangu gerakan

karyawan. 4. Mobil pemadam kebakaran yang ditempatkan di fire station setiap saat dalam keadaan siaga. 5. Penyediaan racun api yang selalu siap dengan pompa hydran untuk jarak tertentu. Sesuai dengan peraturan yang tertulis dalam Peraturan Tenaga Kerja No. 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 detector yang bekerja berdasarkan terjadinya akumulasi asap dalam jumlah tertentu. b. Gas detector adalah detector 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 Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

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 7. Earplug (pelindung telinga) 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 suhu tinggi harus diisolasi secara khusus. 6.3.4

Pencegahan terhadap Gangguan Kesehatan

Upaya penjagaan 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 seperti asam sulfat, cumene, cumene hidroperoksida, ammonium hidroksida, aseton, dan ammonium hidrogen sulfat, 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 seperti reaktor, kolom distilasi, dan kolom ekstraktor. 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 seperti mixer. Untuk mencapai keselamatan kerja yang tinggi, maka ditambahkan nilai-nilai disiplin bagi para karyawan yaitu (Peters dan Timmerhaus, 2004): 1. Setiap karyawan bertugas sesuai dengan pedoman-pedoman yang diberikan. 2. Setiap peraturan dan ketentuan yang ada harus dipatuhi. 3. Setiap karyawan dibekali 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. Melakukan pemeriksaan terhadap setiap pengendali secara priodik oleh petugas maintenance.


BAB VII UTILITAS Utilitas merupakan unit penunjang utama dalam memperlancar jalannya suatu proses produksi. Dalam suatu pabrik, utilitas memegang peranan yang penting. Karena suatu proses produksi dalam suatu pabrik tidak akan berjalan dengan baik jika utilitas tidak ada. Oleh sebab itu, segala sarana dan prasarananya harus dirancang sedemikian rupa sehingga dapat menjamin kelangsungan operasi suatu pabrik. Berdasarkan kebutuhannya, utilitas pada pabrik Phenol adalah

sebagai

berikut: 1. Kebutuhan uap (steam) 2. Kebutuhan air 3. Kebutuhan tenaga listrik 7.1 Kebutuhan uap (steam)

Uap digunakan dalam pabrik sebagai media pemanas. Kebutuhan uap pada pabrik pembuatan Phenol dapat dilihat dari tabel di bawah ini. Tabel 7.1 Kebutuhan Uap pada Alat Jumlah Uap Nama Alat

Kg/Jam

Heater 1

42,5819

Reaktor 1

108,7459

Vaporizer

831,5909

Heater 2

456,9062

Reboiler

62,4270

Total

1.502,2520


Steam yang digunakan adalah saturated steam dengan temperatur 190 0C dan

tekanan 1254,4 kPa. Jumlah total steam yang dibutuhkan adalah 1.502,2520 kg/jam.Tambahan untuk faktor keamanan diambil sebesar 10 % dan faktor kebocoran sebesar 3 %. (perry, 1999) maka : Jadi total steam yang dibutuhkan

= 1,3 × 1.502,2520 kg/jam = 1.952,9276 kg/jam.

Diperkirakan 80 % dari kondensat dapat digunakan kembali. Kondensat yang digunakan kembali adalah: 80 % x 1.952,9276 = 1.562,3421 kg/jam Kebutuhan air tambahan untuk ketel: 20 % x 1.952,9276 = 390,5855 kg/jam 7.2 Kebutuhan Air

Dalam proses produksi, air memegang peranan penting, baik untuk kebutuhan proses maupun kebutuhan domestik. Adapun kebutuhan air pada pabrik pembuatan Phenol ini adalah sebagai berikut: •

Air untuk umpan ketel = 390,5855 kg/jam

•

Air Pendingin : Tabel 7.2 Kebutuhan Air Pendingin pada Alat Jumlah Air Nama Alat

Kg/Jam

Netralizer

1.535,5793

Condenser

21.586,4468

Cooler 1

7.190,9498

Kondensor 2

4.390,2923

Total

34.703,2683

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, 1997)


Air yang hilang karena penguapan dapat dihitung dengan persamaan: We = 0,00085 Wc (T2 – T1)

(Perry, 1997)

Di mana: Wc = jumlah air masuk menara = 34.703,2683 kg/jam T1 = temperatur air masuk = 30 °C = 86 °F T2 = temperatur air keluar = 45 °C = 113 °F

Maka, We = 0,00085 × 34.703,2683 × (113-86)

= 796,4400 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 x 34.703,2683 = 69,4065 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 796,4400 = S −1 5 −1

= 199,1100 kg/jam

Sehingga air tambahan yang diperlukan

(Perry, 1997)

= W e + Wd + Wb = 796,4400 + 69,4065 + 199,1100 = 1.064,9565 kg/jam

•

Air untuk berbagai kebutuhan Kebutuhan air domestik Kebutuhan air domestik untuk tiap orang/shift adalah 40 – 100 ltr/hari …... (Met Calf.et.all, 1984) Diambil 100 ltr/hari x

1 hari = 4.1667 ≈ 4 liter/jam 24 jam

ρair = 1000 kg/m3 = 1 kg/liter Jumlah karyawan = 184 orang Maka total air domestik = 4 x 184 = 736 ltr/jam x 1 kg/liter = 736 kg/jam Pemakaian air untuk kebutuhan lainnya dapat dilihat pada tabel 7.4 berikut:


Tabel 7.3 Pemakaian air untuk berbagai kebutuhan Kebutuhan

Jumlah air (kg/jam)

Domestik dan kantor

736

Laboratorium

200

Kantin dan tempat ibadah

210

Poliklinik

150

Total

1.296

Sehingga total kebutuhan air yang memerlukan pengolahan awal adalah = 390,5855 + 1.064,9565 + 1.296 = 2.751,5421 kg/jam Sumber air untuk pabrik pembuatan Phenol adalah dari Sungai Rokan, Kabupaten Bengkalis, Provinsi Riau. Dimana sungai Rokan dengan panjang 150 km memiliki potensi debit pada musim kemarau 60 m3/detik dan pada musim hujan 100 m3/detik. Adapun kualitas air Sungai Rokan, Riau dapat dilihat pada tabel berikut : Tabel 7.4 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.

II. KIMIA Total kesadahan dalam CaCO3 Chloride NO3-N Zat organik dalam KMnO4 (COD) SO4Sulfida Posfat (PO4) Cr+2 NO3*) NO2*) Hardness (CaCO3) pH Fe2+

Satuan

Hasil

TCU 0 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

150 1,3 0,2 65 16 0,245 95 6,6 10

NTU


14. 15. 16. 17. 18. 19. *

Mn2+ Zn2+ Ca2+ Mg2+ CO2 bebas Cu2+

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

0,016 0,0012 63 87 132 0,0032

) Analisa tidak bisa dilakukan, alat dan bahan kimia tidak tersedia

Sumber : Laboratorium PERTAMINA UP – II DUMAI 10 Februari 2005 Unit Pengolahan Air

Kebutuhan air untuk pabrik pembuatan phenol diperoleh dari sungai Rokan, yang terletak di kawasan pabrik. Untuk menjamin kelangsungan penyediaan air, maka di lokasi pengambilan air dibangun fasilitas penampungan air (water reservoar) 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 (Degremont, 1991) : 1. Screening 2. Koagulasi dan flokulasi 3. Filtrasi 4. Demineralisasi 5. Deaerasi 7.2.1 Screening

Tahap screening merupakan tahap awal dari pengolahan air. Adapun tujuan screening adalah (Degremont, 1991): − Menjaga struktur alur dalam utilitas terhadap objek besar yang mungkin merusak fasilitas unit utilitas. − Memudahkan pemisahan dan menyingkirkan partikel-partikel padat yang besar yang terbawa dalam air sungai.


Pada tahap ini, partikel yang besar akan tersaring tanpa bantuan bahan kimia. Sedangkan partikel-partikel yang lebih kecil akan terikut bersama air menuju unit pengolahan selanjutnya. 7.2.2

Koagulasi dan Flokulasi

Koagulasi dan flokulasi merupakan proses penghilangan kekeruhan di dalam air dengan cara mencampurkannya dengan larutan Al2(SO4)3 dan Na2CO3 (soda abu). Larutan Al2(SO4)3 berfungsi sebagai koagulan utama dan larutan Na2CO3 sebagai bahan koagulan tambahan yaitu berfungsi sebagai bahan pambantu 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

+ 3 H+

Dalam hal ini, pH menjadi faktor yang penting dalam penyingkiran koloid. Kondisi pH yang optimum penting untuk terjadinya koagulasi dan terbentuknya flok-flok (flokulasi). Koagulan yang biasa dipakai adalah larutan alum Al2(SO4)3. Sedangkan pengatur pH dipakai larutan soda abu Na2CO3 yang berfungsi sebagai bahan pembantu untuk mempercepat pengendapan dan penetralan pH. Dua jenis reaksi yang akan terjadi adalah (Degremont, 1991) : Al2(SO4)3 + 6 Na2CO3 + 6H2O

2Al(OH)3↓ + 12Na+ + 6HCO3- + 3SO43-

2Al2(SO4)3 + 6 Na2CO3 + 6H2O

4Al(OH)3↓ + 12Na+ + 6CO2 + 6SO43-

Reaksi koagulasi yang terjadi : Al2(SO4)3 + 3H2O + 3Na2CO3

2Al(OH)3 + 3Na2SO4 + 3CO2

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

Na2SO4 + CaCO3

CaCl2 + Na2CO3

2NaCl + CaCO3


Selanjutnya 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

= 2.751,5421 kg/jam

Pemakaian larutan alum

= 50 ppm

Pemakaian larutan soda abu

= 0,54 × 50 = 27 ppm

Larutan alum Al2(SO4)3 yang dibutuhkan = 50.10-6 × 2.751,5421 = 0,1376 kg/jam Larutan abu soda Na2CO3 yang dibutuhkan = 27.10-6 × 2.751,5421 = 0,0743 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, 1984). Material yang digunakan dalam medium filtrasi dapat bermacam-macam : 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, menimbang tipe lain cukup mahal (Kawamura, 1991). Unit filtrasi dalam pabrik pembuatan metil ester 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 ataupun Granular Active Carbon/GAC) (Degremont, 1991). Pada pabrik ini, 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 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. Perhitungan kebutuhan kaporit, Ca(ClO)2 : Total kebutuhan air yang memerlukan proses klorinasi = 1.056 kg/jam Kaporit yang digunakan direncanakan mengandung klorin 70 % Kebutuhan klorin

= 2 ppm dari berat air

Total kebutuhan kaporit

= (2.10-6 × 1.296)/0,7 = 0,0037 kg/jam

7.2.4 Demineralisasi

Air untuk umpan ketel dan proses harus murni dan bebas dari garam-garam terlarut. Untuk itu perlu dilakukan proses demineralisasi, dimana alat demineralisasi dibagi atas : a. Penukar kation Berfungsi untuk mengikat logam – logam alkali dan mengurangi kesadahan air yang digunakan. Proses yang terjadi adalah pertukaran antara kation Ca, Mg, dan Mn yang larut dalam air dengan kation hidrogen dan resin. Resin yang digunakan bertipe gel dengan merek IR–22 (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 Kation :

Air Sungai Rokan, Riau mengandung kation Fe2+, Pb+2, Mn2+, Ca2+, dan Mg2+, masing-masing 0,016 ppm, 63 ppm, 0,0012 ppm, 87 ppm, 132 ppm

(Tabel 7.3)

1 gr/gal = 17,1 ppm Total kesadahan kation = 0,016 + 63 + 0,0012 + 87 + 132 ppm = 282,0172 ppm = 282,0172 ppm / 17,1 = 16,4922 gr/gal Jumlah air yang diolah =

390,5855 kg/jam × 264,17 gal/m 3 996,24 kg/m 3

= 103,5704 gal/jam Kesadahan air = 16,4922 gr/gal × 103,5704 gal/jam × 24 jam/hari = 40.994,4911 gr/hari = 40,9945 kg/hari Perhitungan ukuran Cation Exchanger : Jumlah air yang diolah = 103,5704 gal/jam = 1,7262 gal/menit Dari Tabel 12.4, Nalco Water Treatment, 1988 diperoleh data – data sebagai berikut : -

Diameter penukar kation

= 3 ft

-

Luas penampang penukar kation = 9,62 ft2

-

Jumlah penukar kation

= 1 unit

Volume Resin yang Diperlukan Total kesadahan air = 40,9945 kg/hari Dari Tabel 12.2, Nalco, 1988 diperoleh :


= 20 kg/ft3

-

Kapasitas resin

-

Kebutuhan regenerant = 6 lb H2SO4/ft3 resin

Jadi, Kebutuhan resin = Tinggi resin =

40,9945 kg/hari = 2,0497 ft3/hari 3 20 kg/ft

2,0497 9,62

= 0,2131 ft

Tinggi minimum resin adalah 30 in = 2,5 ft

(Tabel 12.4, Nalco, 1988)

Sehingga volume resin yang dibutuhkan = 2,5 ft × 9,62 ft2 = 24,05 ft3 Waktu regenerasi =

24,05 ft 3 × 20 kg/ft 3 = 11,7333 hari 40,9945 kg/hari

Kebutuhan regenerant H2SO4 = 40,9945 kg/hari ×

6 lb/ft 3 20 kg/ft 3

= 12,2983 lb/hari = 5,5834 kg/hari = 0,2326 kg/jam b. Penukar anion Penukar anion berfungsi untuk menukar anion negatif yang terdapat dalam air dengan ion hidroksida dari resin. Resin yang digunakan bermerek IRA–410. Resin ini merupakan kopolimer stirena DVB (Lorch,1981). Reaksi yang terjadi: 2ROH + SO42ROH + Cl-

R2SO4 + 2OHRCl + OH-

Untuk regenerasi dipakai larutan NaOH dengan reaksi: R2SO4 + 2NaOH

Na2SO4 + 2ROH

RCl

NaCl

+ NaOH

+ ROH

Perhitungan Anion :

Air Sungai Rokan, Riau mengandung Anion Cl-, SO4-, NO32-, PO42- dan CO32sebanyak 1,3 ppm, 16 ppm, 95 ppm, 0,245 ppm, dan 0,2 ppm

(Tabel 7.3)

1 gr/gal = 17,1 ppm Total kesadahan anion = 1,3 + 16 + 95 + 0,245 + 0,2 ppm Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

= 112,745 ppm / 17,1 = 6,5933 gr/gal Jumlah air yang diolah = 103,5704 gal/jam Kesadahan air = 6,5933 gr/gal × 103,5704 gal/jam × 24 jam/hari = 16.388,8977 gr/hari = 16,3889 kg/hari Perhitungan Ukuran Anion Exchanger : Jumlah air yang diolah = gal/jam = 103,5704 gal/menit Dari Tabel 12.3 , Nalco, 1988, diperoleh : - Diameter penukar anion

= 3 ft

- Luas penampang penukar anion

= 9,62 ft2

- Jumlah penukar anion

= 1 unit

Volume resin yang diperlukan :

Total kesadahan air

= 16,3889 kg/hari

Dari Tabel 12.7, Nalco, 1988, diperoleh : - Kapasitas resin

= 12 kg/ft3

- Kebutuhan regenerant

= 5 lb NaOH/ft3 resin

Jadi, 16,3889 kg/hari = 1,3657 ft3/hari 12 kg/ft 3 1,3657 Tinggi resin = = 0,1420 ft 9,62 Tinggi minimum resin adalah 30 in = 2,5 ft (Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook)

Kebutuhan resin =

Volume resin

= 2,5 ft x 9,62 ft2 = 24,05 ft3

Waktu regenerasi

24,05 ft 3 x 12 kgr/ft 3 = = 17,6095 hari 16,3889 kg/hari

Kebutuhan regenerant NaOH = 16,3889 kg/hari ×

5 lb/ft 3 12 kg/ft 3

= 6,8287 lb/hari = 3,1002 kg/hari = 0,1292 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 gas-gas 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 Listrik

Tabel 7.6 Perincian Kebutuhan Listrik No.

Pemakaian

1.

Unit proses

2.

Unit utilitas

3.

Ruang kontrol dan Laboratorium

4.

Bengkel

5.

Penerangan Kantor

6.

Mess

Jumlah (hP)

Total

150 40 50 60 175 150 625

Total kebutuhan listrik = 150 + 40 + 50 + 60 + 175 + 150 = 625 hp × 0,7457 kW/hp = 466,0625 kW Kebutuhan listrik untuk cadangan 20%, sehingga: = 1,2 x 625 = 750 hp = 559,2750 kW Efisiensi generator 80 %, maka : Daya output generator = 559,2750/0,8 = 699,0938 kW


7.4

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 methyl ester ini meliputi: 1. Limbah proses akibat zat-zat yang terbuang, bocor atau tumpah. 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. 4. Limbah laboratorium Limbah yang berasal dari laboratorium ini mengandung bahan-bahan kimia yang digunakan untuk menganalisa mutu bahan baku yang dipergunakan dan mutu produk yang dihasilkan, serta yang dipergunakan untuk penelitian dan pengembangan proses. Pengolahan limbah cair pabrik ini dilakukan dengan menggunakan activated

sludge (sistem lumpur aktif), mengingat cara ini dapat menghasilkan effluent dengan BOD yang lebih rendah (20 – 30 mg/l) (Perry, 1999). Perhitungan untuk Sistem Pengolahan Limbah

Diperkirakan jumlah air buangan pabrik : 1.

Limbah proses yang berasal dari keluaran dekanter dan destilasi yang berupa NH4OH, NH4HSO4, Air, CHP, Cumene,Aseton dan Phenol sebesar 1.983,2924 L/jam.

2. Limbah akibat zat-zat yang terbuang, bocor atau tumpah diperkirakan 250 liter/jam. 3. Pencucian peralatan pabrik dan limbah proses diperkirakan 125 liter/jam 4. Limbah domestik dan kantor diperkirakan 375,6667 L/jam 5. Laboratorium

= 25 liter/jam


Total air buangan = 1.983,2924 + 250 + 125 + 375,6667 + 25 = 2.807,9591 liter/jam = 2,8080 m3/jam 7.4.1

Bak Penampungan

Fungsi : tempat menampung air buangan sementara Laju volumetrik air buangan

= 2,8080 m3/jam

Waktu penampungan air buangan

= 10 hari

Volume air buangan

= 2,8080 x 10 x 24 = 673,9102 m3

Bak terisi 90 % maka volume bak

=

673,9102 = 748,7891 m 3 0,9

Jika digunakan 2 bak penampungan maka : Volume 1 bak = 1/2 . 748,7891 m3 = 374,3945 m3 Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak (p)

= 1,5 x lebar bak (l)

- tinggi bak (t)

= lebar bak (l)

Maka : Volume bak = p x l x t 374,3945 m3 = 1,5 l x l x l l = 6,2962 m Jadi, panjang bak

7.4.2

= 9,4443 m

Lebar bak

= 6,2962 m

Tinggi bak

= 6,2962 m

Luas bak

= 59,4634 m2

Bak Pengendapan Awal

Fungsi : menghilangkan padatan dengan cara pengendapan Laju volumetrik air buangan = 2,8080 m3/jam = 67,3910 m3/hari Waktu tinggal air = 2 jam = 0,083 hari Volume bak (V)

(Perry, 1997)

= 67,3910 m3/hari x 0,083 hari = 5,6159 m3

Bak terisi 90 % maka volume bak =

5,6159 = 6,2399 m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut:


- panjang bak (p)

= 2 x lebar bak (l)

- tinggi bak (t)

= lebar bak (l)

Maka:

Jadi,

7.4.3

Volume bak

= pxlxt

6,2399 m3

= 2l x l x l

l

= 1,4612 m

panjang bak

= 2,9924 m

Lebar bak

= 1,4612 m

Tinggi bak

= 1,4612 m

Luas bak

= 4,2703 m2

Bak Netralisasi

Fungsi : tempat menetralkan pH limbah Laju volumetrik air buangan = 1,1696 m3/jam Direncanakan waktu penampungan air buangan selama 1 hari. Volume air buangan = 2,8080 m3/ jam x 1 hari x 24 jam/1 hari = 67,3910 m3 Direncanakan menggunakan 1 buah bak penetralan. Bak yang digunakan direncanakan terisi 90 % bagian. Volume bak =

67,3910 = 74,8789 m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak, p

= 2 × lebar bak, l

- tinggi bak, t = lebar bak maka; Volume bak

= p×l×t

74,8789 m3

= 2l × l × l

l = 3,3454 m Jadi, panjang bak

= 6,6907 m

Lebar bak

= 3,3454 m

Tinggi bak

= 3,3454 m

Luas bak

= 22,3829 m2


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 Men. 51/MENLH/10/2001) . Untuk menetralkan limbah digunakan soda abu (Na2CO3). Kebutuhan Na2CO3 untuk menetralkan pH air limbah adalah 0,0156gr

Na2CO3/ 30 ml air limbah (Lab. Analisa FMIPA

USU,1999). Jumlah air buangan = 74.878,9042 L/hari = 74,8790 m3/hari Kebutuhan Na2CO3 : = (74.878,9042 L/hari) x (12 mg/L) x (1 kg/106 mg) x (1 hari/24 jam) = 0,0374 kg/jam 7.4.4

Pengolahan Limbah dengan Sistem 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. Pada pra rancangan pabrik pembuatan Phenol ini terdapat limbah senyawa-senyawa yang sulit diuraikan oleh mikroorganisme. Tetapi dengan menggunakan pengolahan limbah lumpur aktif dengan sistem ozon maka senyawasenyawa yang sulit diuraikan dapat terurai dengan metode lumpur aktif tersebut. Sehingga effluent yang keluar tidak akan membahayakan lingkungan sekitarnya. Data: Laju volumetrik (Q) air buangan = 2,8080 m3/jam = 17.802,6851 gal/hari = 741,7785 gal/jam BOD5 (So)

= 783 mg/l

Efisiensi (E) = 0,95 Koefisien cell yield (Y) = 0,8 mg VSS/mg BOD5

(Metcalf & Eddy, 1991)

Koefisien endogenous decay (Kd) = 0,025 hari-1


Mixed Liquor Suspended Solid

= 441 mg/l

Mixed Liquor Volatile Suspended Solid (X) = 353 mg/l


Direncanakan: Waktu tinggal sel (θc) = 10 hari 1. Penentuan efisiensi pengolahan limbah =

E

So − S x100 So


0,95 = 783 – S x 100 783 So = 39,15 mg/l 2. Penentuan Volume aerator (Vr) Vr =

θ c .Q.Y(S o − S) X(1 + k d .θ c )

Vr

=


(10 hari)(17.802,6851 gal/hari)(0,8)(783 − 39,15)mg/l (353 mg/l)(1 + 0,025 x 10)

= 240.0091,1470 gal = 908,8509 m3 3. Penentuan Ukuran Kolam Aerasi Direncanakan Panjang bak

= 2 x tinggi bak

Lebar bak

= 2 x tinggi bak

Selanjutnya : V= pxlxt V = 2t x 2t x t 908,8509 m3 = 4 t3 t = 6,1021 m Jadi, ukuran aeratornya sebagai berikut: Panjang

= 12,2042 m

Lebar

= 12,2042 m

Faktor kelonggaran = 0,5 m di atas permukaan air Tinggi


= (6,1021 + 0,5 ) m = 6,6021 m


4. Penentuan Jumlah Flok yang Diresirkulasi (Qr)

Q

Tangki aerasi

Q + Qr X

Tangki sedimentasi

Qr Xr

Qe Xe

Qw Qw' Xr

Asumsi: Qe = Q = 17.802,6851 gal/hari Xe = 0,001 X = 0,001 x 353 mg/l = 0,353 mg/l Xr = 0,999 X = 0,999 x 353 mg/l = 352,647 mg/l Px = Qw x Xr


Px = Yobs .Q.(So – S)


Yobs =

Y 1 + k dθc


Yobs =

0,8 = 0,64 1 + (0,025).(10)

Px

= (0,64).( 17.802,6851 gal/hari).(783–39,15 )mg/l = 8.475.217,4887 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(0,001 − 1) + Px X (17.802,6851 )(353)(0,001 − 1) + 8.475.217,4887 = 353

Qr =

= 6.244,2323 gal/hari = 259,3430 gal/jam = 23,5615 m3/hari 5. Penentuan Waktu Tinggal di Aerator (θ) θ=

Vr 240.091,1470 = = 9,9926 hari = 239,8222 jam Q + Qr 17.802,6851 + 6.244,2323


6. Penentuan Daya yang Dibutuhkan Type aerator yang digunakan adalah surface aerator. Kedalaman air = 6,1021 m, dari Tabel 10-11, Metcalf & Eddy, 1991 diperoleh daya aeratornya 10 hp. 7.4.5

Tangki Sedimentasi

Fungsi

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

Laju volumetrik air buangan = Q + Qr = (17.802,6851 + 6.244,2323) gal/hari = 24.026,9174 gal/hari = 90,9525 m3/hari Diperkirakan kecepatan overflow maksimum = 33 m3/m2 hari

(Perry, 1999)

Waktu tinggal air = 2 jam = 0,0833 hari

(Perry, 1999)

Volume tangki (V) = 90,9525 m3/hari x 0,0833 hari = 7,5794 m3 Luas tangki (A)

= (90,9525 m3/hari) / (33 m3/m2 hari) = 2,7561 m2

A

= ¼ π D2

D = (4A/π)1/2 = (4 x 2,7581 / 3,14 )1/2 = 1,7555 m Kedalaman tangki, H = V/A = 7,5794 / 2,7581 = 2,7500 m.


BAB VIII LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK 8.1

Landasan Teori

Lokasi suatu pabrik dapat mempengaruhi kedudukan pabrik dalam persaingan. penentuan lokasi pabrik yang tepat tidak semudah yang diperkirakan, banyak faktor yang dapat mempengaruhinya. Idealnya, lokasi yang dipilih harus dapat memberikan

keuntungan untuk jangka panjang dan dapat memberikan

kemungkinan untuk memperluas pabrik. Lokasi pabrik yang baik akan menentukan hal-hal sebagai berikut: 1. Kemampuan untuk melayani konsumen. 2. Kemampuan untuk mendapatkan bahan mentah yang berkesinambungan dan harganya sampai di tempat relatif murah. 3. Kemudahan untuk mendapatkan tenaga karyawan. Oleh karenanya pemilihan tempat bagi berdirinya suatu pabrik harus memperhatikan beberapa faktor yang berperan yaitu faktor utama dan faktor khusus. 8.2

Lokasi Pabrik

Penentuan lokasi pabrik sangat menentukan kemajuan dan kelangsungan dari industri, baik pada masa sekarang maupun pada masa yang akan datang, karena hal ini berpengaruh terhadap faktor produksi dan distribusi dari pabrik yang didirikan. Pemilihan yang tepat mengenai lokasi pabrik harus memberikan suatu perhitungan biaya produksi dan distribusi yang minimal serta pertimbangan sosiologi, yaitu pertimbangan dalam mempelajari sikap dan sifat masyarakat di sekitar lokasi pabrik. Berdasarkan faktor-faktor tersebut, maka Pabrik Pembuatan Phenol ini direncanakan berlokasi di daerah Kab. Kerinci Propinsi Riau. Kabupaten Kerinci sudah merupakan salah satu kota dengan banyak kegiatan baik itu di bidang perindustrian, ekonomi, dan pendidikan. Dasar pertimbangan dalam pemilihan lokasi pabrik adalah: 1. Bahan baku Suatu pabrik sebaiknya berada di daerah yang dekat dengan sumber bahan baku dan daerah pemasaran sehingga transportasi dapat berjalan dengan lancar. Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

Bahan baku direncanakan diperoleh melalui pabrik-pabrik yang ada di Jawa dan diimpor dari Singapura. 2. Letak dari pasar dan kondisi pemasaran Produk Phenol ini dapat diangkut ataupun dikapalkan dengan mudah ke daerah pemasaran dalam dan luar negeri. Kebutuhan Phenol menunjukkan peningkatan dari tahun ke tahun, Daerah Kab. Kerinci, Riau, tidak akan mengalami hambatan dalam hal pemasaran. Dengan sarana transportasi darat yang baik, mempermudah transportasi produk menuju pelabuhan Dumai yang relatif dekat dengan negara lain seperti Singapura, Malaysia. Selain itu, kawasan ini juga merupakan daerah industri sehingga produknya dapat dipasarkan kepada pabrik yang membutuhkannya di kawasan industri tersebut atau diekspor ke manca negara. 3. Fasilitas transportasi Lokasi yang dipilih dalam rencana pendirian pabrik ini merupakan kawasan industri, yang telah memiliki sarana pelabuhan dan pengangkutan darat sehingga pembelian bahan baku dan pelemparan produk dapat dilakukan melalui jalan darat maupun laut. 4. Kebutuhan tenaga listrik dan bahan bakar Dalam pendirian suatu pabrik, tenaga listrik dan bahan bakar adalah faktor penunjang yang paling penting. Kebutuhan tenaga listrik untuk operasi pabrik dapat diperoleh Perusahaan Listrik Negara (PLN) wilayah III Riau - Sumbar. Disamping itu juga digunakan generator diesel (apabila listrik mati) yang bahan bakarnya diperoleh dari Pertamina. 5. Kebutuhan air Air merupakan kebutuhan penting bagi suatu pabrik industri kimia, baik itu untuk keperluan proses maupun untuk keperluan lainnya. Berdasarkan monograf daerah Riau yang menyebutkan bahwa didaerah ini terdapat sungai besar,


dimana diantaranya dekat dengan lokasi pabrik. Kebutuhan air ini berguna untuk proses, sarana utilitas, dan keperluan domestik. 6. Tenaga kerja Tenaga kerja merupakan modal untuk pendirian suatu pabrik. Dengan didirikannya pabrik di Kab. Kerinci ini diharapkan akan dapat menyerap tenaga kerja potensial yang cukup banyak terdapat didaerah tersebut. Tenaga kerja pada daerah ini tersedia tenaga kerja terdidik maupun tidak terdidik serta tenaga kerja yang terlatih maupun tidak terlatih. Tenaga kerja untuk pabrik ini direkrut dari : -

Perguruan tinggi lokal, masyarakat sekitar dan perguruan tinggi lainnya.

-

Tenaga ahli yang berasal dari daerah sekitar dan luar daerah.

7. Harga tanah dan bangunan Tanah yang tersedia untuk lokasi pabrik masih cukup luas, biaya tanah bangunan untuk pendirian pabrik relatif terjangkau. 8. Kemungkinan perluasan dan ekspansi Ekspansi pabrik dimungkinkan karena tanah yang tersedia cukup luas dan disekeliling pabrik belum banyak berdiri pabrik serta tidak mengganggu pemukiman penduduk. 9. Kondisi Iklim dan Cuaca Seperti kebanyakan daerah lain di Indonesia, maka kondisi cuaca dan iklim di sekitar lokasi pabrik relatif stabil. Untuk daerah ini belum pernah terjadi bencana alam yang berarti sehingga memungkinkan pabrik berjalan dengan lancar. Temperatur udara tidak pernah mengalami penurunan maupun kenaikan yang cukup tajam dimana temperatur udara berada diantara 30 – 350C dan tekanan udara berkisar pada 760 mmHg dan kecepatan udaranya sedang. 10. Masyarakat di sekitar pabrik Sikap masyarakat diperkirakan akan mendukung pendirian pabrik Phenol ini karena selain akan menyediakan lapangan kerja bagi mereka, pabrik Phenol ini


ramah lingkungan, karena limbah yang dihasilkan tidak berbahaya dan diperkirakan tidak akan mengganggu keselamatan dan keamanan masyarakat di sekitarnya. 11. Perumahan Mengingat di daerah lokasi pabrik merupakan daerah padat industri, maka direncanakan untuk mendirikan fasilitas perumahan karyawan (mess) beserta lapangan olah raga (terbuka maupun tertutup) di sekitarnya sebagai salah satu daya tarik bagi karyawan yang akan bekerja di pabrik. Hal ini tentu akan meningkatkan biaya investasi perusahaan. 8.3 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. Tata letak suatu pabrik memainkan peranan yang penting dalam menentukan biaya konstruksi, biaya produksi, serta efisiensi dan keselamatan kerja. Oleh karena itu tata letak pabrik harus disusun secara cermat untuk menghindari kesulitan di kemudian hari. Suatu rancangan tata letak pabrik yang rasional mencakup penyusunan area proses, storage (persediaan) dan area pemindahan/area alternatif (area handling) pada posisi yang efisien dan dengan melihat faktor-faktor sebagai berikut : 1. Urutan proses produksi dan kemudahan / aksebilitas operasi, jika suatu produk perlu diolah lebih lanjut maka pada unit berikutnya disusun berurutan sehingga sistem perpipaan dan penyusunan letak pompa lebih sederhana. 2. Pengembangan lokasi baru atau penambahan / perluasan lokasi yang telah ada sebelumnya. 3. Distribusi ekonomis dari fasilitas logistik (bahan baku dan bahan pelengkap), fasilitas utilitas (pengadaan air, steam, tenaga listrik dan bahan bakar), bengkel untuk pemeliharaan / perbaikan alat serta peralatan pendukung lainnya. 4. Bangunan, menyangkut luas bangunan, kondisi bangunan dan konstruksinya yang memenuhi syarat.


5. Pertimbangan kesehatan, keamanan dan keselamatan seperti kemungkinan kebakaran/peledakan. 6. Masalah pembuangan limbah. 7. Alat-alat yang dibersihkan / dilepas pada saat shut down harus disediakan ruang yang cukup sehingga tidak mengganggu peralatan lainya. 8. Pemeliharaan dan perbaikan. 9. Fleksibilitas, dalam perencanaan tata letak pabrik harus dipertimbangkan kemungkinan perubahan dari proses / mesin, sehingga perubahan-perubahan yang dilakukan tidak memerlukan biaya yang tinggi. 10. Service area, seperti kantin, tempat parkir, ruang ibadah, dan sebagainya diatur sedemikian rupa sehingga tidak terlalu jauh dari tempat kerja. Jadi penyusunan tata letak peralatan proses, tata letak bangunan dan lain-lain akan berpengaruh secara langsung pada industri modal, biaya produksi, efisiensi kerja dan keselamatan kerja. Pengaturan tata letak pabrik yang baik akan memberikan beberapa keuntungan, seperti :

Mengurangi jarak transportasi bahan baku dan produksi, sehingga mengurangi material handling.

Memberikan ruang gerak yang lebih leluasa sehingga mempermudah perbaikan mesin dan peralatan yang rusak atau di-blowdown.

Mengurangi ongkos produksi.

Meningkatkan keselamatan kerja.

Mengurangi kerja seminimum mungkin.

Meningkatkan pengawasan operasi dan proses agar lebih baik.


8.4 Perincian Luas Tanah

Luas tanah yang digunakan sebagai tempat berdirinya pabrik diuraikan dalam Tabel 8.1 berikut ini : Tabel 8.1 Perincian Luas Areal Pabrik No 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23

Nama Bangunan Areal proses Areal produk Bengkel Areal bahan baku Pengolahan limbah Laboratorium Stasiun operator Pengolahan air Unit pembangkit uap Pembangkit listrik Unit pemadam kebakaran Perpustakaan Kantin Parkir Perkantoran Daerah perluasan Pos keamanan Aula Tempat ibadah Poliklinik Perumahan karyawan Taman Jalan TOTAL

Luas (m2) 5.000 500 300 500 1000 200 300 1200 300 500 250 100 250 200 800 2.000 24 200 150 300 2.500 200 800 17.574

Luas areal antara bangunan diperkirakan 10 % dari luas total = 1.757 m2 Sehingga luas areal seluruhnya adalah = 17.574 + 1.757 = 19.331 m2


¾ Faktor utama

a. Bahan baku Suatu pabrik sebaiknya berada di daerah yang dekat dengan sumber bahan baku dan daerah pemasaran sehingga transportasi dapat berjalan dengan lancar. Hal-hal yang perlu diperhatikan mengenai bahan baku adalah : •

Lokasi sumber bahan baku

•

Besarnya kapasitas sumber bahan baku dan berapa lama sumber tersebut dapat diandalkan pengadaannya

•

Cara mendapatkan bahan baku tersebut dan cara transportasi

•

Harga bahan baku serta biaya pengangkutan

•

Kemungkinan mendapatkan sumber bahan baku yang lain

b. Tenaga listrik dan bahan baku Dalam pendirian suatu pabrik, tenaga listrik dan bahan bakar adalah faktor penunjang yang paling penting. Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam pengadaan tenaga listrik dan bahan bakar adalah : •

Kemungkinan pengadaan tenaga listrik dan bahan bakar di lokasi pabrik untuk saat sekarang dan masa yang akan datang

•

Harga bahan bakar tersebut

c. Sumber air Air merupakan kebutuhan penting bagi suatu pabrik industri kimia, baik itu untuk keperluan proses maupun untuk keperluan lainnya. Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam penyediaan air adalah : a. Kapasitas sumber air b. Kualitas sumber air c. Jarak sumber air dari lokasi pabrik d. Pengaruh musim terhadap kemampuan penyediaan air sesuai dengan kebutuhan rutin pabrik d. Iklim alam sekitarnya Hal-hal yang perlu diperhatikan pada faktor ini adalah : a. Keadaan lingkungan alam yang sulit akan memperbesar biaya konstruksi pembangunan pabrik b. Keadaan angin, kecepatan dan arahnya


c. Kemungkinan terjadinya gempa d. Pengaruh alam terhadap perluasan di masa mendatang e. Daerah pemasaran Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam pemasaran adalah : a. Daerah pemasaran produk b. Pengaruh dan jumlah saingan yang ada c. Kemampuan daya serap pasar d. Jarak pemasaran dari lokasi pabrik dengan daerah yang dituju e. Sistem pemasaran yang dipakai ¾

Faktor khusus

a. Transportasi Fasilitas-fasilitas yang perlu diperhatikan : •

Jalan raya yang dapat dilalui mobil dan angkutan darat lainnya

•

Sungai atau laut yang dapat dilalui perahu maupun kapal

•

Pelabuhan laut dan lapangan udara yang terdekat dengan lokasi pabrik

b. Tenaga kerja Masalah tenaga kerja sangat berpengaruh didalam kelangsungan suatu pabrik/perusahaan. Hal-hal yang perlu diperhatikan : •

Kemungkinan untuk mendapatkan tenaga kerja yang diinginkan

•

Pendidikan/keahlian tenaga kerja yang tersedia

•

Tingkat/penghasilan tenaga kerja disekitar lokasi pabrik

•

Adanya ikatan perburuhan (peraturan perburuhan)

•

Terdapatnya lokasi untuk lembaga training tenaga kerja

c. Limbah pabrik Buangan pabrik harus mendapat perhatian yang cermat, terutama dampaknya terhadap kesehatan masyarakat sekitar lokasi pabrik. Hal-hal yang perlu diperhatikan adalah : •

Cara menangani limbah tersebut agar tidak menimbulkan pencemaran terhadap lingkungan

•

Biaya yang diperlukan untuk menangani masalah polusi bagi lingkungan


d. Undang-undang dan Peraturan-peraturan Undang-undang dan peraturan-peraturan perlu diperhatikan dalam pemilihan lokasi pabrik, karena jika dalam pendirian suatu pabrik ada hal yang bertentangan dengan undang-undang dan peraturan-peraturan maka kelangsungan suatu pabrik terancam. e. Perpajakan dan asuransi Hal ini perlu diperhatikan agar jangan sampai pajak memberi beban yang berat bagi perusahaan. Demikian pula untuk menjaga agar tidak terjadi kerugian akibat kecelakaan terhadap pabrik seperti kebakaran, maka perusahaan sebaiknya diasuransikan. f. Pengontrolan terhadap bahaya banjir dan kebakaran Hal-hal yang perlu diperhatikan : •

Lokasi pabrik harus jauh dari lokasi perumahan penduduk

•

Lokasi pabrik diusahakan tidak berada di lokasi rawan banjir


7

2

J

19

20

A

1

L S U N G A I

A 14 5

22

14

13

N

4

18

6 17 9

11

12

16

8 16 3

R

10

A Y

21

20

A

18

15

17

18

Keterangan gambar: No. Jenis Area 1 Area Proses 2 Area Produk 3 Unit Pengolahan Air 4 Unit Pembangkit Uap 5 Unit Pembangkit Listrik 6 Gudang Bahan 7 Unit Pengolahan Limbah 8 Ruang Kontrol 9 Laboratorium 10 Bengkel 11 Gudang Peralatan 12 Perkantoran 13 Perpustakaan 14 Ruang Ibadah 15 Poliklinik 16 Area Parkir 17 Taman 18 Pos Jaga 19 Area Perluasan 20 Perumahan Karyawan 21 Unit Pemadam Kebakaran 22 Kantin

PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SUMATERA UTARA MEDAN TATA LETAK PABRIK PEMBUATAN PHENOL

PRA – RANCANGAN PABRIK PEMBUATAN PHENOL DARI CUMENE HYDROPEROSIIDA KAPASITAS PRODUKSI 81.600 TON/TAHUN Skala : Tanpa Skala Nama : Arifin Ferdinand B. Marpaung Digambar NIM : 030405014 1. Nama : Dr. Ir. Salmah, Msc. Diperiksa/ Disetujui 2. Nama : Ir. M. Yusuf Ritonga, MT Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

Tanggal

Tanda Tangan

BAB IX ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN Setiap orang tentu memiliki tujuan dan akan selalu berusaha untuk mencapainya. Perbedaan tujuan tersebut disebabkan oleh pengaruh pengetahuan, pengalaman dan lingkungan yang berbeda. Dalam suatu kondisi, ada saat-saat dimana suatu tujuan tidak dapat dicapai hanya oleh seseorang. Oleh karena manusia secara kodrat terbatas kemampuannya, maka dia harus bekerja sama dengan orang lain untuk mencapai tujuannya, dengan kata lain berorganisasi. 9.1 Organisasi dan Manajemen

Masalah organisasi dan manajemen merupakan salah satu faktor yang penting diperhatikan dalam suatu perusahaan karena akan menentukan kelangsungan hidup dan keberhasilan suatu perusahaan. Menurut James A. Stoner, manajemen adalah suatu proses perencanaan, pengorganisasian, kepemimpinan, dan pengendalian upaya dari anggota organisasi serta penggunaan sumua sumber daya yang ada pada organisasi untuk mencapai tujuan organisasi yang telah ditetapkan sebelumnya. Sedangkan organisasi adalah suatu pola hubungan dimana orang-orang berada di bawah pengarahan manajer untuk mencapai tujuan bersama (www.malstin2007.blogspot.com).

9.2 Bentuk Badan Usaha

Badan

usaha

adalah

lembaga

berbadan

hukum tempat

pengusaha

melaksanakan tugasnya, yaitu mengelola perusahaan secara teratur untuk mencapai tujuan. Berdasarkan status kepemilikannya, bentuk badan usaha dibedakan atas: 1. Perusahaan Perorangan (PO) 2. Persekutuan Firma/Fa. (Partnership) 3. Persekutuan Komanditer/CV (Commanditaire Verrotschap) 4. Perseroan Terbatas (PT) 5. Koperasi 6. Usaha Daerah Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

7. Perusahaan Negara Berdasarkan sistematika tertentu, yaitu apabila dilihat dari segi tanggung jawab para peserta maka perusahaan (badan usaha) itu pada prinsipnya dapat dibagi menjadi tiga golongan. Sistematika pembagian ketiga golongan itu biasanya sebagai berikut: 1. Badan usaha (perusahaan) dimana anggotanya bertanggung jawab penuh terhadap seluruh harta bendanya. Contoh: Perusahaan perseorangan, Firma 2. Badan

usaha (perusahaan) dimana anggotanya tidak bertanggung jawab

penuh terhadap seluruh harta kekayaan, dimana harta milik dan utang perusahaan terpisah dari harta milik dan utang para pemilik saham. Contoh: PT 3. Suatu badan usaha dengan bentuk peralihan.

Bentuk badan usaha yang cocok bagi pabrik ini adalah Perseroan Terbatas (PT). Pemilihan ini didasarkan pada pertimabangan-pertimbangan berikut: 1. Mudah mendapatkan modal, yaitu dari bank maupun dengan menjual saham perusahaan. 2. Adanya tanggung jawab yang terbatas dari pemegang saham terhadap hutang perusahaan, sehingga pemegang saham hanya menderita kerugian sebesar jumlah saham yang dimilikinya. 3. Kelangsungan hidup perusahaan lebih terjamin sebab kehilangan seorang pemegang saham tidak begitu mempengaruhi jalannya perusahaan. 4. Terdapat efisiensi yang baik dalam kepemimpinan karena dalam perusahaan yang berbentuk PT dipekerjakan tenaga-tenaga yang ahli pada bidangnya masingmasing. 5. Adanya pemisahan antara pemilik dan pengurus, sehingga merupakan faktor pendorong positif bagi perusahaan untuk memperoleh keuntungan besar. 9.3 Struktur Organisasi

Struktur Organisasi adalah suatu susunan dan hubungan antara tiap bagian serta posisi yang ada pada suatu organisasi atau perusahaan dalam menjalankan Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

kegiatan operasional untuk mencapai tujuan. Struktur Organisasi menggambarkan dengan jelas pemisahan kegiatan pekerjaan antara yang satu dengan yang lain dan bagaimana hubungan aktivitas dan fungsi dibatasi. Dalam struktur organisasi yang baik harus menjelaskan hubungan wewenang siapa melapor kepada siapa (www.organisasi.org). Empat elemen penting dalam struktur organisasi (www.geocities.yahoo.com): 1. Spesialisasi kegiatan Spesialisasi kegiatan ini berkaitan dengan spesaialisasi, baik tugas individu maupun

tugas

kelompok

dalam

organisasi

(pembagian

kerja)

dan

mengelompokkan tugas-tugas tersebut ke dalam unit kerja (departementasi). 2. Standarisasi kegiatan-kegiatan Standarisasi kegiatan-kegiatan ini berkaitan dengan standarisasi tata kerja, prosedur kerja dan sistem kerja yang digunakan dalam organisasi. Banyak sistem dan prosedur kerja, termasuk didalamnya struktur organisasi dan bagan organisasi, yang dikembangkan melalui peraturan-peraturan tentang kegiatankegiatan dan hubungan-hubungan kerja yang ada dalam organisasi. 3. Koordinasi kegiatan Koordinasi kegiatan ini berkaitan dengan pengintegrasian dan penyelarasan fungsi-fungsi dan unit-unit dalam organisasi yang berkaitan dan saling ketergantungan. 4. Sentralisasi dan desentralisasi Sentralisasi dan desentralisasi ini berkaitan dengan letak pengambilan keputusan. Dalam struktur organisasi yang disentralisasikan, pengambilan keputusan dilakukan oleh para pimpinan puncak saja. Dalam dsentralisasi, kekuasaan pengambilan keputusan didelegasikan kepada individu-individu pada tingkat-tingkat manajemen menengah dan menengah bawah

Menurut pola hubungan kerja struktur organisasi 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 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. Kebaikan bentuk organisasi garis, yaitu : a. Kesatuan komando terjamin dengan baik, karena pimpinan berada di atas satu tangan. b. Proses pengambilan keputusan berjalan dengan cepat karena jumlah orang yang diajak berdiskusi masih sedikit atau tidak ada sama sekali. c. Rasa solidaritas di antara para karyawan umumnya tinggi karena saling mengenal. Keburukan bentuk organisasi garis, yaitu : a. Seluruh kegiatan dalam organisasi terlalu bergantung kepada satu orang sehingga kalau seseorang itu tidak mampu, seluruh organisasi akan terancam kehancuran. b. Kecenderungan pimpinan bertindak secara otoriter. c. Karyawan tidak mempunyai kesempatan untuk berkembang. 1. 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. Kebaikan bentuk organisasi fungsionil, yaitu : a. Pembagian tugas-tugas jelas b. Spesialisasi karyawan dapat dikembangkan dan digunakan semaksimal mungkin c. Digunakan tenaga-tenaga ahli dalam berbagai bidang sesuai dengan fungsifungsinya Keburukan bentuk organisasi fungsionil, yaitu : a. Karena adanya spesialisasi, sukar mengadakan penukaran atau pengalihan tanggung jawab kepada fungsinya.


b. Para karyawan mementingkan bidang pekerjaannya, sehingga sukar dilaksanakan koordinasi. 2. Bentuk Organisasi Garis dan Staf

Kebaikan bentuk organisasi garis dan staf adalah : a. Dapat digunakan oleh setiap organisasi yang besar, apapun tujuannya, betapa pun luas tugasnya dan betapa pun kompleks susunan organisasinya. b. Pengambilan keputusan yang sehat lebih mudah diambil, karena adanya staf ahli. Keburukan bentuk organisasi garis dan staf, adalah : a. Karyawan tidak saling mengenal, solidaritas sukar diharapkan. b. Karena rumit dan kompleksnya susunan organisasi, koordinasi kadang-kadang sukar diharapkan. 3. 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 Phenol menggunakan bentuk organisasi garis dan staf.



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 : 1. Meminta pertanggung-jawaban Dewan Komisaris dan Direktur lewat suatu sidang. 2. Mengangkat dan memberhentikan 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 dari calon-calon yang diusulkan oleh pemegang saham. Dewan Komisaris ini bertanggung jawab kepada RUPS. Tugas-tugas Dewan Komisaris adalah: 1. Mengawasi kebijaksanaan Direktur dalam menjalankan perusahaan serta memberikan nasehat kepada Direktur. 2. Mengadakan rapat tahunan para pemegang saham. 3. Meminta laporan pertanggungjawaban Direktur Utama secara berkala. 4. Melaksanakan pembinaan dan pengawasan terhadap seluruh kegiatan dan pelaksanaan tugas Direktur 9.4.3 Direktur

Direktur merupakan pimpinan tertinggi yang diangkat oleh Dewan Komisaris. Adapun tugas-tugas Direktur 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, Direktur dibantu oleh Manajer Umum dan SDM, Manajer Bisnis dan Keuangan, Manajer Teknik dan Manajer Produksi 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 utama untuk menangani masalah suratmenyurat untuk pihak perusahaan, menangani kearsipan dan pekerjaan lainnya untuk membantu direktur dalam menangani administrasi perusahaan. 9.4.6 Manajer

Dalam perusahaan ini terdapat empat orang manajer, yaitu: 1. Manajer Umum dan Sumber Daya Manusia (SDM)

Manajer Umum dan Sumber Daya Manusia (SDM) bertanggung jawab langsung kepada Direktur. Tugasnya mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan sumber daya manusia dan umum. Manajer ini dibantu oleh dua kepala bagian, yaitu kepala bagian umum dan kepala bagian sumber daya manusia (sdm). 2. Manajer Bisnis dan Keuangan

Manajer Bisnis dan Keuangan bertanggung jawab langsung kepada Direktur dalam mengawasi dan mengatur masalah bisnis dan keuangan. Manajer ini dibantu oleh dua kepala bagian, yaitu kepala bagian bisnis dan kepala bagian bisnis. 3. Manajer Teknik

Manajer Teknik bertanggung jawab langsung kepada Direktur dalam mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan masalah teknik baik di Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

lapangan maupun di kantor. Dalam menjalankan tugasnya Manajer Teknik dibantu oleh dua kepala bagian, yaitu kepala bagian mesin dan kepala bagian listrik. 4. Manajer Produksi

Manajer Produksi bertanggung jawab langsung kepada Direktur dalam mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan proses baik di bagian produksi maupun utilitas. Dalam menjalankan tugasnya Manajer Produksi dibantu oleh dua kepala bagian, yaitu kepala bagian proses dan kepala bagian utilitas. 5. Manajer Keselamatan Kerja (Safety)

Manajer Keselamatan Kerja bertanggung jawab langsung kepada Direktur dalam mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan keselamatan kerja diseluruh lingkungan pabrik. Dalam menjalankan tugasnya Manajer Keselamatan Kerja mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan aspek keselamatan kerja di pabrik, dimana dia mengkoordinir seluruh kepala bagian di pabrik apabila terjadi suatu kecelakaan kerja di pabrik. 9.4.7 Kepala Bagian

Setiap manajer dibantu oleh kepala bagian. Kepala-kepala bagian tersebut adalah: 1. Kepala Bagian Umum

Kepala Bagian Umum bertanggungjawab kepada Manajer Umum dan Sumber Daya Manusia (SDM). Tugasnya adalah menjalin menciptakan hubungan yang baik antara karyawan-karyawan, karyawan-perusahaan dan perusahaanpihak luar. Selain itu, Kabag Umum juga bertugas mengurusi segala hal yang berhubungan dengan keamanan industri. 2. Kepala Bagian Sumber Daya Manusia (SDM)

Kepala Bagian Sumber Daya Manusia (SDM) bertanggungjawab kepada Manajer Umum dan Sumber Daya Manusia (SDM). Tugasnya adalah mengurusi personalia, pengembangan sumber daya manusia dan kesehatan kerja karyawan.


3. Kepala Bagian Bisnis

Kepala Bagian Bisnis bertanggungjawab kepada Manajer Bisnis dan Keuangan. Tugasnya adalah mengkoordinir dan mengawasi masalah pengadaan bahan baku, bahan penolong dan segala kebutuhan perusahaan serta mengurusi masalah pemasaran produk dan promosi. 4. Kepala Bagian Keuangan

Kepala Bagian Keuangan bertanggungjawab kepada Manajer Bisnis dan Keuangan. Tugasnya adalah mengkoordinir dan mengawasi segala kegiatan pembukuan baik administrasi maupun akuntansi. 5. Kepala Bagian Mesin

Kepala Bagian Mesin bertanggung jawab kepada Manajer Teknik. Tugasnya adalah menyusun program perawatan, pemeliharaan serta penggantian peralatan proses. Dalam melaksanakan tugasnya Kepala Bagian Mesin dibantu oleh dua kepala seksi, yaitu seksi instrumentasi dan seksi pemeliharaan pabrik. 6. Kepala Bagian Listrik

Kepala Bagian Listrik bertanggung jawab kepada Manajer Teknik. Tugasnya adalah mengkoordinir segala kegiatan pemeliharaan, pengamanan, perawatan dan perbaikan peralatan listrik. 7. Kepala Bagian Proses

Kepala Bagian Proses bertanggung jawab kepada Manajer Produksi. Tugasnya adalah untuk mengkoordinir dan mengawasi segala kegiatan proses meliputi operasi, laboratorium dan riset dan pengembangan. 8. Kepala Bagian Utilitas

Kepala Bagian Utilitas bertanggung jawab kepada Manajer Produksi. Tugasnya adalah untuk mengkoordinir dan mengawasi segala kegiatan utilitas meliputi pengolahan air dan limbah.


9. Kepala Bagian Keselamatan Kerja

Kepala Bagian Keselamatan Kerja bertanggung jawab kepada Direktur. Tugasnya adalah untuk mengkoordinir dan mengawasi segala hal yang berkaitan dengan keselamatan kerja para karyawan di pabrik, baik secara langsung maupun tidak langsung. 9.5 Sistem Kerja 9.5.1 Tenaga Kerja dan Jam Kerja

Jumlah tenaga kerja pada pabrik pembuatan ABS ini direncanakan sebanyak 165 orang. Status tenaga kerja pada perusahaan ini dibagi atas: 1. Tenaga kerja bulanan dengan pembayaran gaji sebulan sekali. 2. Tenaga kerja harian dengan upah yang dibayar 2 minggu sekali. 3. Tenaga kerja honorer/kontrak dengan upah dibayar sesuai perjanjian kontrak. 9.5.2

Jumlah dan Tingkat Pendidikan Tenaga Kerja

Dalam melaksanakan kegiatan perusahaan di pabrik pembuatan PET dibutuhkan susunan tenaga kerja seperti pada susunan struktur organisasi. Adapun jumlah tenaga kerja beserta tingkat pendidikan yang disyaratkan dapat dilihat pada Tabel 9.1 Tabel 9.1 Jumlah Tenaga Kerja dan Kualifikasinya Jabatan Jumlah

Pendidikan

Dewan Komisaris

3

-

Direktur

1

Teknik Kimia (S1)

Staf Ahli

2

Teknik/ Ekonomi (S1)

Sekretaris

1

Akutansi (S1)/ Kesekretariatan (D3)

Manajer Umum dan SDM

1

Psikologi (S1)

Manajer Bisnis dan Keuangan

1

Manajer Teknik

1

Teknik Mesin/ Teknik Elektro (S1)

Manajer Produksi

1

Teknik Kimia (S1)

Kepala Bagian Keselamatan Kerja

1

Teknik Kimia (S1)

Ekonomi/

Akuntansi/

Manajemen/

Hukum (S1)


Kepala Bagian Umum

1

Teknik Industri (S1)

Kepala Bagian SDM

1

Psikologi (S1)/

Kepala Bagian Bisnis

1

Manajemen (S1)

Kepala Bagian Keuangan

1

Ekonomi/ Akuntansi (S1)

Kepala Bagian Mesin

1

Teknik Fisika/ Teknik Mesin (S1)

Kepala Bagian Listrik

1

Teknik Elektro (S1)

Kepala Bagian Proses

1

Teknik Kimia (S1)

Kepala Bagian Utilitas

1

Teknik Kimia/ Teknik Lingkungan (S1)

Kepala Seksi

15

Teknik/ Ekonomi/ MIPA (S1)

Karyawan Umum dan SDM

15

SMEA/Politeknik

Karyawan Bisnis dan Keuangan

12

SMEA/Politeknik

Karyawan Teknik

15

STM/SMU/Politeknik

Karyawan Produksi

75

STM/SMU/Politeknik

Dokter

2

Kedokteran (S1)

Perawat

5

Akademi Keperawatan (D3)

Petugas Keamanan

10

SMU/ Pensiunan ABRI

Petugas Kebersihan

10

SMU

Supir

5

SMU/STM

Jumlah 9.5.3

184

-

Pengaturan Jam Kerja

Pabrik pembuatan Phenol ini direncanakan beroperasi 330 hari per tahun secara kontinu 24 jam sehari. Berdasarkan pengaturan jam kerja, karyawan dapat digolongkan menjadi dua golongan, yaitu: 1. Karyawan non-shift Karyawan non-shift adalah karyawan yang tidak berhubungan langsung dengan proses produksi, misalnya bagian administrasi, bagian gudang, dan lainlain. Jam kerja karyawan non-shift ditetapkan 43 jam per minggu dan jam kerja selebihnya dianggap lembur. Perincian jam kerja non-shift adalah: a. Senin – Kamis -

Pukul 08.00 – 12.00 WIB → Waktu kerja

-

Pukul 12.00 – 13.00 WIB → Waktu istirahat


-


b. Jumat -


-

Pukul 12.00 – 14.00 WIB → Waktu istirahat

-


c. Sabtu: Pukul 08.00 – 12.00 WIB → Waktu kerja 2. Karyawan shift Karyawan shift adalah karyawan yang berhubungan langsung dengan proses produksi yang memerlukan pengawasan secara terus-menerus selama 24 jam, misalnya bagian produksi, utilitas, kamar listrik (genset), keamanan, dan lain-lain. Perincian jam kerja shift adalah: a. Shift I

: Pukul 08.00 – 16.00 WIB

b. Shift II

: Pukul 16.00 – 00.00 WIB

c. Shift III

: Pukul 00.00 – 08.00 WIB

Karyawan shift bekerja secara bergiliran. Untuk memenuhi kebutuhan pabrik maka karyawan shift dibagi menjadi empat tim dimana tiga tim kerja dan satu tim istirahat. Pada hari Minggu dan libur nasional karyawan shift tetap bekerja dan akan mendapatkan libur setelah setelah tiga kali shift. Tabel 9.2 Pengaturan Tugas Shift Hari

Senin dan Selasa

Rabu dan Kamis

Jumat dan Sabtu

Minggu dan Senin

A

I

II

LIBUR

III

B

II

LIBUR

III

I

C

LIBUR

III

I

II

D

III

I

II

LIBUR

Tim

9.6 Sistem Penggajian

Penggajian karyawan didasarkan kepada jabatan, tingkat pendidikan, pengalaman kerja, keahlian, resiko kerja. Perincian gaji karyawan adalah sebagai berikut : Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

Tabel 9.3 Gaji Karyawan Jabatan

Jumlah

Gaji/bln (Rp)

Jumlah Gaji/bln (Rp)

Dewan Komisaris

3

25.000.000

75.000.000

Direktur

1

15.000.000

15.000.000

Staf Ahli

2

10.000.000

20.000.000

Sekretaris

1

3.000.000

3.000.000


1

7.000.000

7.000.000


1

7.000.000

7.000.000

Manajer Teknik

1

7.000.000

7.000.000

Manajer Produksi

1

7.000.000

7.000.000


1

5.000.000

5.000.000

Kepala Bagian Umum

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Bagian SDM

1

5.000.000

5.000.000


1

5.000.000

5.000.000


1

5.000.000

5.000.000

Kepala Bagian Mesin

1

5.000.000

5.000.000


1

5.000.000

5.000.000


1

5.000.000

5.000.000


1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi

15

4.000.000

60.000.000


15

2.500.000

37.500.000


12

2.500.000

30.000.000

Karyawan Teknik

15

2.500.000

37.500.000

Karyawan Produksi

75

2.500.000

187.500.000

Dokter

2

4.000.000

8.000.000

Perawat

5

1.500.000

7.500.000

Petugas Keamanan

10

1.500.000

15.000.000

Petugas Kebersihan

10

1.300.000

13.000.000

Supir

5

1.300.000

6.500.000

Jumlah

184

574.500.000


9.7 Kesejahteraan Tenaga Kerja

Tujuan utama prusahaan adalah untuk memperoleh keuntungan maksimal. Untuk mencapai tujuan tersebut aset-aset peusahaan harus mendapat prhatian. Salah satu aset besar perusahaan adalah karyawan yang seharusnya didukung dengan fasilitas kehidupan yang memadai. Fasilitas yang disediakan perusahaan untuk menunjang kesejahteraan staf dan karyawan: 1. Fasilitas perumahan yang dilengkapi dengan sarana air dan listrik. 2. Penyediaan seragam dan alat-alat pengaman (sepatu, seragam, helm, kaca mata dan sarung tangan). 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. Penyediaan sarana transportasi/bus karyawan. 5. Fasilitas cuti tahunan. 6. Tunjangan hari raya dan bonus akhir tahun. 7. Penyediaan tempat ibadah, balai pertemuan, dan sarana olah raga. 8. Pelayanan kesehatan secara cuma-cuma bagi karyawan dan keluarga (1 istri/suami dan 3 anak). 9. Pemberian beasiswa kepada anak-anak karyawan yang berprestasi.


BAB X ANALISA EKONOMI Untuk mengevaluasi kelayakan berdirinya suatu pabrik dan tingkat pendapatannya, maka dilakukan analisa perhitungan secara teknik. Selanjutnya perlu juga dilakukan analisa terhadap aspek ekonomi dan pembiayaannya. Dari 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

-

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 163.352.843.830,2. 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 untuk 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 9.784.649.416,Maka total modal investasi tetap, MIT = MITL + MITTL = Rp 163.352.843.830,- + Rp 22.861.345.794,= Rp 186.214.189.624,-


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, MK sebesar Rp 201.284.378.445,Maka, total modal investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 186.214.189.624,- + Rp 201.284.378.445,= Rp 387.498.568.069,Modal investasi berasal dari: -

Modal sendiri/saham-saham sebanyak 60 % dari modal investasi total Dari Lampiran E diperoleh modal sendiri = Rp 232.499.140.841,-


-

Pinjaman dari bank sebanyak 40 % dari modal investai total Dari Lampiran E diperoleh pinjaman bank = Rp. 154.999.427.228,-

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

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

10.1.3 Biaya Tetap (BT) / Fixed Cost (FC)

Biaya tetap adalah biaya yang jumlahnya tidak tergantung pada jumlah produksi, meliputi: -

Gaji tetap karyawan

-

Depresiasi dan amortisasi

-

Pajak bumi dan bangunan

-

Bunga pinjaman bank

-

Biaya perawatan tetap

-

Biaya tambahan

-

Biaya administrasi umum

-

Biaya pemasaran dan distribusi

-

Biaya asuransi

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya tetap, BT sebesar Rp 66.499.462.409,10.1.4 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 karyawan tidak tetap/tenaga kerja borongan

-

Biaya pemasaran

-

Biaya laboratorium serta penelitian dan pengembangan (litbang)

-

Biaya pemeliharaan

-

Biaya tambahan


Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya variabel, BV sebesar Rp 473.115.058.988,Maka, biaya produksi total, BPT = Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 66.499.462.409,- + Rp 473.115.058.988,= Rp 539.614.521.396,-

10.2 Total Penjualan (Total Sales)

Penjualan diperoleh dari hasil penjualan produk phenol yaitu sebesar Rp 647.372.585.367,10.3 Perkiraan Rugi/Laba Usaha

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

= Rp 107.758.063.971,-

2. Pajak penghasilan

= Rp 32.148.282.095,-

3. Laba setelah pajak

= Rp 75.070.991.556,-

10.4 Analisa Aspek Ekonomi 10.4.1 Profit Margin (PM)

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

Laba sebelum pajak × 100 % total penjualan

PM = Rp. 107.219.273.651,- x 100% Rp 647.372.585.367,= 16,562 % Dari hasil perhitungan diperoleh profit margin sebesar 16,593 % maka pra rancangan pabrik ini memberikan keuntungan.


10.4.2 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. BEP =

Biaya Tetap × 100 % Total Penjualan − Biaya Variabel Rp 66.499.462.402,Rp 647.372.585.367,- - 473.115.058.988,-

BEP =

x 100%

= 38,16% Kapasitas produksi pada titik BEP = 7.632,3203 ton/tahun Nilai penjualan pada titik BEP

= Rp 247.047.744.791,-

Dari data feasibilities, (Timmerhaus, 2004) -

BEP ≤ 50 %, pabrik layak (feasible)

-

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

Dari perhitungan diperoleh BEP = 38,16 %, maka pra rancangan pabrik ini layak. 10.4.3 Return On Investment (ROI)

Return on Investment adalah besarnya persentase pengembalian modal tiap tahun dari penghasilan bersih. ROI

=

Laba setelah pajak × 100 % Total modal investasi

ROI

=

Rp 75.070.991.556 x 100% Rp. 387.498.568.069

= 19,37 % 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 19,37%, sehingga pabrik yang

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


10.4.4 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 x 1 tahun 0,1937

POT

=

POT

= 5,16 tahun

Dari harga di atas dapat dilihat bahwa seluruh modal investasi akan kembali setelah 5,16 tahun operasi.

10.4.5 Return on Network (RON)

Return on Network merupakan perbandingan laba setelah pajak dengan modal sendiri. RON = RON =

Laba setelah pajak × 100 % Modal sendiri Rp 75.070.991.556 x 100% Rp 232.499.140.841

RON = 32,29 % 10.4.6 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 = 20,01%, sehingga pabrik akan menguntungkan karena IRR yang diperoleh lebih besar dari bunga pinjaman bank saat ini yang sebesar 8,25 % (Bank Mandiri, 2009).


BAB XI KESIMPULAN

Hasil analisa perhitungan pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Phenol dari Cumene Hidroperoksida dengan Katalis Asam Sulfat diperoleh beberapa kesimpulan, yaitu : 1.

Kapasitas rancangan pabrik Phenol direncanakan 20.000 ton/tahun.

2.

Bentuk hukum perusahaan yang direncanakan adalah Perseroan Terbatas (PT).

3.

Bentuk organisasi yang direncanakan adalah organisasi sistem garis dengan jumlah tenaga kerja yang dibutuhkan 184 orang.

4.

Luas tanah yang dibutuhkan adalah 17.574 m2

5.

Analisa Ekonomi : Modal Investasi

: Rp 186.214.189.624,-

Biaya Produksi per tahun

: Rp 539.614.521.396,-

Hasil Jual Produk per tahun

: Rp 647.372.585.367,-

Laba Bersih per tahun

: Rp 75.070.991.556,-

Profit Margin

: 16,56 %

Break Event Point

: 38,16 %

Return of Investment

: 19,37 %

Pay Out Time

: 5,16 tahun

Return on Network

: 32,29 %

Internal Rate of Return

: 20,01 %

Dari hasil analisa aspek ekonomi dapat disimpulkan bahwa pabrik pembuatan

phenol ini layak untuk didirikan.


DAFTAR PUSTAKA Anonim. 2007. Asosiasi Asuransi jiwa Indonesia-AAJI Anonim. 2008. http://en.wikipedia.org/wiki/phenol Anonim. 2008. http://leighlabs.com/phenol Anonim. 2008. http://mids.chem.com/phenol-spec-mids.html Anonim. 2008. www.organic-chemistry.org/ cumene-hydroperoksida. html Anonim. 2009. www.google.com/phenol producer price. html Anonim. 2009. www.google.com/Dirjen-Bea-Cukai/ Informasi-Kurs-Terbaru.html Anonim. 2009. www.icis.pricing.com/US-gulf-price report/ Asetonl. html Anonim. 2009. www.icis.pricing.com/US-gulf-price report/ phenol. html Anonim.2009. http://indonetwork.co.id/ Bank Mandiri. 2009. Cicilan Ringan KPR dan Kredit Usaha. Jakarta. Bernasconi, G. 1995. Teknologi Kimia. Bagian 1 dan 2. PT. Pradnya Paramita. Jakarta. BPS. 2003. Data Impor Indonesia. Badan Pusat Statistik. Brownell, L.E., Young E.H.. 1959. Process Equipment Design. Wiley Eastern Ltd. New Delhi. Considine, Douglas M. 1974. Instruments and Controls Handbook. 2rd Edition. USA:

Mc.Graw-

Hill, Inc. Degremont. 1991. Water Treatment Hadbook. 5th Edition, New York: John Wiley & Sons.

Fessenden & Fessenden. 1989. Kimia Organik. Jilid 1. Edisi 3. Erlangga: Jakarta. Geankoplis, C.J.. 1997. Transport Processes and Unit Operations. 3

rd

editions.

Prentice-Hall of India. New Delhi. Kawamura. 1991. An Integrated Calculation of Wastewater Engeneering. John Willey and Sons. Inc. New York. Kern, D.Q.. 1965. Process Heat Transfer. McGraw-Hill Book Company. New York Kirk, R.E. dan Othmer, D.F. 1967. Encyclopedia of Chemical Engineering

Technology. New York: John Wiley and Sons Inc. Kirk, R.E. dan Othmer, D.F. 1981. Encyclopedia of Chemical Engineering

Technology. New York: John Wiley and Sons Inc.


Lyman, 1982. Handbook of Chemical Property Estimation Methods. Jhon Wiley and Sons Inc, New York. Mc Cabe, W.L, Smith, J.M., 1983. Operasi Teknik Kimia. Jilid I, Edisi Keempat. Penerbit Erlangga, Jakarta. Mc Cabe, W.L., Smith, J.M. 1999. Operasi Teknik Kimia. Edisi Keempat. Penerbit Erlangga. Jakarta. Metcalf dan Eddy, 1984. Wastewater Engineering Treatment, Disposal, Reuse. McGraw-HillBook Company, New Delhi. Metcalf dan Eddy, 1991. Wastewater Engineering Treatment, Disposal, Reuse. McGraw-HillBook Company, New Delhi. Nalco. 1988. The Nalco Water Handbook. 2nd Edition. McGraw-Hill Book Company. New York. Perry, Jhon H. (Ed). 1999. Perry’s Chemical Engeneers’ Handbook. Edisi Ketujuh, McGraw-Hill Book Company, New York. Peters, M.S; Klaus D. Timmerhaus dan Ronald E.West. 1991. Plant Design and

Economics for Chemical Engineer. 4th Edition. International Edition. Mc.Graw-Hill. Singapore. Peters, M.S; Klaus D. Timmerhaus dan Ronald E.West. 2004. Plant Design and

Economics for Chemical Engineer. 5th Edition. International Edition. Mc.Graw-Hill. Singapore. PT. Bratachem chemical. 2009. Price Product List. Jakarta. PT.Pertamina.2009. Reklaitis, G.V., 1983. Introduction to Material and Energy Balance. McGraw-Hill Book Company, New York. Rusjdi, Muhammad. 1999. PPh Pajak Penghasilan. PT. Indeks Gramedia. Jakarta. Rusjdi, Muhammad. 2004. PPN dan PPnBM. PT. Indeks Gramedia. Jakarta. Smith, J.M., Van Ness, H.C.. 2001. Chemical Engineering Thermodynamics. Edisi Keenam, McGraw-Hill Book Company, New York. Treybal, R.E.. 1984. Mass Transfer Operation. McGraw-Hill Book Company, New York. Ulrich, Gael D.. 1984. A Guide to Chemical Engineering Process Design Economics. Jhon Wiley and Sons Inc, USA. New York.


US.PATENT.1996. Process Production of Phenol. Van,Winkle M..1967. Distillation. Mc Graw-Hill Book Company, Texas. Walas, Stanley M. 1988. Chemical Process Equipment. United States of America : Butterworth Publisher. Waluyo. 2000. Perubahan Perundangan-undangan Perpajakn Era Reformasi. Penerbit Salemba Empat. Jakarta.


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

A.1 Perhitungan Pendahuluan

Prarancangan pabrik pembuatan Phenol dilaksanakan untuk kapasitas produksi sebesar 20.000 ton/tahun, dengan ketentuan sebagai berikut: 1 tahun operasi = 330 hari kerja 1 hari kerja

= 24 jam

Basis

= 1 jam operasi

Maka kapasitas produksi Phenol tiap jam adalah: =

20000 ton 1.000 kg 1 tahun 1 hari x x x 1 tahun 1 ton 330 hari 24 jam

= 2525,2525 kg/jam Mol phenol tiap jam adalah : =

2525,2525 kg jam 94,113 g mol

= 26,8321 kmol/jam Berat Molekul (Wikipedia, 2007; Perry, 1999; Mark 1998 dan US PATENT, 2007) : − Phenol (C6H5OH)

= 94,113 g/mol

− Cumene Hidroperoksida (C6H5C(CH3)2OOH)

= 152,193 g/mol

− Cumene

= 120,19 g/mol

− Amonium Hidrogen Sulfat (NH4HSO4)

= 115,11 g/mol

− Amonium Hidroksida (NH4OH)

= 35,046 g/mol

− Aseton (CH3COCH3)

= 58,08 g/mol

− Air (H2O)

= 18 g/mol

− Asam Sulfat (H2SO4)

= 98,079 g/mol


A.2 Reaktor (R-101) 3

CHP Cumene

Asam Sulfat Air

R-101

2

4

Phenol Aseton CHP Cumene Asam Sulfat Air

Reaksi : C6H5C(CH3)2OOH

C6H5OH + (CH3)2CO

Cumene hidroperoksida

Phenol

Aseton

-

Mula-mula

:

1

-

Bereaksi

:

0,94

0,94

0,94

Sisa

:

0.06

0,94

0,94

N

4 phenol

=

4 Fphenol

Mrphenol

=

2525,2525 kg/jam = 26,8321 kmol/jam 94,113 kg/kmol

Konversi reaksi yang terjadi sebesar 94 % (US PATENT,1996) maka dapat diperoleh:

N

2 CHP

=

N 4phenol

2 N CHP =

(94100) 26,8321 94

kmol/jam = 28,5448 kmol/jam

100

2 2 FCHP = N CHP x Mr CHP 2 FCHP = 28,5448 kmol/jam x 152,193 kg/kmol = 4344,3187 kg/jam 4 2 = FCHP FCHP x 0,6 = 4344,3221 kg/jam x 0,6 = 260,6593 kg/jam

Diketahui komposisi CHP : • CHP

= 80%

• Cumene

= 20%

2 FCumene =

20 2 x FCHP 80

2 FCumene =

20 x 4344,3187 kg/jam = 1086,0797 kg/jam 80

1 1 N 4Aseton = x N 4phenol = x 26,8321 kmol/jam = 26,8321 kmol/jam 1 1


4 FAseton = N 4Aseton x Mr aseton 4 = 26,8321kmol/jam x 58,08 kg/mol = 1558,4084 kg/jam FAseton

Katalis H2SO4 yang digunakan sebanyak 0,04 % berat dari feed CHP. (US Patent,1996) 3 2 FAsam sulfat = 0,04 % x FCHP

3 FAsam sulfat = 0,04 % x 4344,3187 kg/jam = 1,7377 kg/jam

Diketahui komposisi Asam sulfat : •

Asam sulfat

: 98%

•

Air

: 2%

3 FAir =

2 3 x FAsam sulfat 98

3 FAir =

2 x 1,7377 kg/jam = 0,0355 kg/jam 98

A.3 Reaktor (R-201) Amonium hidroksida 5 Phenol Aseton CHP Cumene Asam Sulfat Air

4

R-201

6

Phenol Aseton CHP Cumene Asam Sulfat Air Amonium Hidroksida Amonium Hidrogen Sulfat

Ratio Massa Asam Sulfat : Amonium Hidroksida = 1,5 : 1 3 4 FAsam sulfat = FAsam sulfat 5 FAmonium Hidroksida =

1,5 4 x FAsam sulfat 1

5 FAmonium Hidroksida =

1,5 x 1,7377 kg/jam = 2,6066 kg/jam 1

5 NAmoni um Hidroksida =

N 4Asam Sulfat =

5 FAmoni 2,6066 kg/jam um Hidroksida = = 0,0744 kmol/jam Mr 35,046 kg/kmol

4 FAsam 1,7377 kg/jam Sulfat = = 0,0177 kmol/jam Mr 98,079 kg/kmol


N 4Air =

4 FAir 0,0355 kg/jam = = 0,0020 kmol/jam Mr 18 kg/kmol

Reaksi : H2SO4 + NH4OH

NH4HSO4 + H2O

Asam

Amonium

Amonium

Sulfat

Hidroksida

Sulfat

-

Air

Mula-mula

:

0,0177

0,0744

0,0020

Bereaksi

:

0,0177

0,0177

0,0177

0,0177

Sisa

:

-

0,0567

0,0177

0,0197

6 N Amoni um Hidroksida = 0,0567 kmol/jam 6 6 FAmonium Hidroksida = N Amonium Hidroksida x Mr 6 FAmonium Hidroksida = 0,0567 kmol/jam x 35,046 kg/kmol = 1,9871 kg/jam

N 6Amonium Hidrogen Sulfat = 0,0177 kmol/jam 6 6 FAmonium Hidrogen Sulfat = N Amonium Hidrogen Sulfat x Mr 6 FAmonium Hidrogen Sulfat = 0,0177 kmol/jam x 115,11 kg/kmol = 2,0374 kg/jam

N 6Air = 0,0197 kmol/jam 6 = N 6Air x Mr = 0,0197 kmol/jam x 18 kg/kmol = 0,3546 kg/jam FAir 6 4 Fphenol = Fphenol = 2525,2525 kg/jam

6 4 FAseton = FAseton = 1558,4084 kg/jam 6 4 FCHP = FCHP = 260,6591 kg/jam 6 4 FCumene = FCumene = 1086,0797 kg/jam


A.4 Vaporizer Phenol Aseton CHP Cumene Air

7 Phenol Aseton CHP Cumene Air Amonium Hidroksida Amonium Hidrogen Sulfat

6

VP-201

9

Phenol Aseton CHP Cumene Air Amonium Hidroksida Amonium Hidrogen Sulfat

Komposisi Bahan Masuk Komponen

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

Fraksi mol

CHP

260,6591

1,7127

0,0266

Cumene

1086,0797

9,0364

0,1401

Phenol

2525,2525

26,8321

0,4160

Aseton

1558,4084

26,8321

0,4160

Air

0,3546

0,0197

0,0003

NH4OH

1,9871

0,0567

0,0009

NH4HSO4

2,0374

0,0177

0,0003

Total

5434,7788

64,5074

1,0000


Maksimum penguapan = 80% N 7Aseton = 80% x N 6Aseton = 80% x 26,8321 kmol/jam = 21,4657 kmol/jam 7 FAseton = N 7Aseton x Mr aseton 7 FAseton = 21,4657 kmol/jam x 58,08 kg/mol = 1246,7279 kg/jam

9 6 7 FAseton = FAseton - FAseton 9 FAseton = 1558,4084 kg/jam - 1246,72879 kg/jam = 311,6805 kg/jam

N 7CHP = N 7Aseton x

YCHP 0,0015 = 21,4657 kmol/jam x = 0,0331 kmol/jam YAseton 0,9731

7 FCHP = 0,0331 kmol/jam x 152,193 kg/mol = 5,0376 kg/jam

9 6 7 FCHP = FCHP - FCHP 9 FCHP = 260,6591kg/jam - 5,0376 kg/jam = 255,6215 kg/jam

N 7Cumene = N 7Aseton x

YCumene 0,0154 = 21,4627 kmol/jam x = 0,3397 kmol/jam YAseton 0,9731

7 FCumene = 0,3397 kmol/jam x 120,19 kg/mol = 40,8285 kg/jam

9 6 7 FCumene = FCumene - FCumene 9 FCumene = 1086,0797 kg/jam - 40,8285 kg/jam = 1045,2512 kg/jam

N 7Air = N 7Aseton x

YAir 0,0002 = 21,4627 kmol/jam x = 0,0044 kmol/jam YAseton 0,9731

7 FAir = 0,0044 kmol/jam x 18 kg/mol = 0,0792 kg/jam

9 6 7 FAir = FAir - FAir 9 FAir = 0,3546 kg/jam - 0,0792 kg/jam = 0,2754 kg/jam

N 7Phenol = N 7Aseton x

YPhenol 0,0100 = 21,4627 kmol/jam x = 0,2206 kmol/jam YAseton 0,9731

7 FPhenol = 0,2206 kmol/jam x 94,113 kg/mol = 20,7613 kg/jam

9 6 7 FPhenol = FPhenol - FPhenol 9 FPhenol = 2525,2525 kg/jam - 20,7613 kg/jam = 2504,4912 kg/jam


A.5 Decanter

Diketahui :

•

CHP, Cumene dan Acetone tidak larut didalam air

•

NH4OH terlarut sempurna dalam air

•

Kelarutan NH4HSO4 air = 100 kg / 100 kg air = 100%

•

Kelarutan Air dalam Phenol (zat organik) = 0,421%

Maka : 11 FAmoni um Hidroksida = 1,9871 kg/jam 11 10 FAmonium Hidrogen Sulfat = FAmonium Hidrogen Sulfat x 100% 11 FAmonium Hidrogen Sulfat = 2,0374 kg/jam x 100% = 2,0374 kg/jam

12 10 FAir = FAir x 0,421% 12 FAir = 0,2754 kg/jam x 0,421% = 0,0012 kg/jam


A.5 Destilasi

Komposisi bahan masuk : Material

Kg

Kmol

XF

CHP

255,6215

1,6796

0,0397

Cumene

1045,2512

8,6967

0,2053

Phenol

2504,4912

26,6115

0,6283

Aseton

311,6805

5,3664

0,1267

Air

0,0012

0,0001

0,0000

Total

4117,0456

42,3543

1,0000

Diinginkan produk atas mengandung CHP sebanyak 99,9% dan phenol mengandung produk bawah 99,9% Key Point

- Light Key

:

- Heavy Key :

CHP Phenol


Kondisi feed pada bubble point

Untuk menentukan temperatur umpan masuk dilakukan trial and error Temperatur

=

157,55 oC

Tekanan

=

1 atm

Komponen

Xi

Pi

Ki = Pi/Pt

Yi = Xi.Ki

CHP

0,0397

341,5179

0,4494

0,0178

Cumene

0,2053

328,5536

0,4323

0,0888

Phenol

0,6283

108,5488

0,1428

0,0897

Asetone

0,1267

4820,8233

6,3432

0,8037

Air

0,0000

1616,1467

2,1265

0,0000

Total

1,0000

1,000

Menentukan distribusi masing-masing komponen

α= dimana :

K lk K = f K hk K hk Kf

=

Ki tiap komponen feed

Khk

=

Ki komponen heavy key, Phenol

Komponen

Ki = Pi/Pt

α

Log α

CHP

0,4494

3,1462

0,4978

Cumene

0,4323

3,0268

0,4810

Phenol

0,1428

1,0000

0,0000

Asetone

6,3432

44,4116

1,6475

Air

2,1265

14,8887

1,1729

Light key log

(CHP )D (CHP )B

= log

0,999 × 0,0397 0,001 × 0,0397

...................… (1)

= 2.9996


Maka

(CHP )D (CHP )B

= 1000

Heavy key

log

(Phenol)D (Phenol)B

= log

0,001 × 0,6283 0,999 × 0,6283 ............................… (2)

= −2,9996 Maka

(CHP )D (CHP )B

= 0,0010

Dengan menggunakan persamaan Hengstebeek, log

iD = m log α + b ..................................… (3) iB

Dari substitusi persamaan (1) dan (2) didapat : m

=

12,0514

b

=

-2,9996

Sehingga persamaan menjadi : log

iD = 12,9996 log α - 2,9996 iB

Maka diperoleh harga

iD untuk komponen non key, yaitu : iB

iD iB

iD iB

Komponen

Log α

log

Cumene

0,4810

2,7971

626,7582

Acetone

1,6475

16,8551

7,1631x1016

Air

1,1729

11,1355

1,3662x1011

iD =A iB

................................... (4)

iD + iB = iF

................................... (5)


Dari persamaan (4) dan (5) didapat : iB ⋅ A + iB = iF iB =

................................... (6)

iF A +1

Dari persamaan (5) didapat : iD = iF − iB

....................................... (7)

Komposisi destilat dan bottom Komposisi Bottom Komponen

Kmol

Kg

XD

CHP

0,0027

0,4109

0,0001

Cumene

-

-

-

Phenol

26,5849

2501,987

0,9999

Acetone

-

-

-

Air

-

-

-

Total

26,5876

2502,3956

1,0000

Trial pada Bottom, didapat T = 181,8 oC dan P = 1 atm Komponen

Xi

Pi

Ki = Pi/Pt

Yi = Xi.Ki

CHP

0,0001

3246,0690

4,2711

0,0004

Cumene

-

1537,7875

2,0234

-

Phenol

0,9999

760,5182

1,0007

1,0006

Acetone

-

15252,5198 20,0691

-

Air

-

7822,0348

10,2922

-

Total

1,0000

1,0010


Komposisi Destilat Komponen

Kmol

Kg

XD

CHP

1,6769

255,2124

0,1063

Cumene

8,6967

1045,2564

0,5516

Phenol

0,0266

2,5034

0,0017

Acetone

5,3664

311,6805

0,3404

Air

0,0001

0,0018

0,0000

Total

15,7667

1614,6545

1,0000

Trial pada Top, didapat T = 137,34 oC dan P = 1 atm Komponen

Yi

Pv

Ki = Pv/Pt

Yi /Ki

CHP

0,1064

646,2588

0,8503

0,1251

Cumene

0,5516

505,6274

0,6653

0,8291

Phenol

0,0017

188,2367

0,2477

0,0069

Acetone

0,3404

6631,5908

8,7258

0,0390

Air

0,0000

2503,8880

3,2941

0,0000

Total

1,0001

1,0001

Neraca Massa Kolom Destilasi Input

Output

Aliran 14

Top

Bottom

CHP

255,6215

255,2124

0,4109

Cumene

1045,2512

1042,2564

-

Phenol

2504,4912

2,5034

2501,9847

Aseton

311,6805

311,6805

-

Air

0,0012

0,0018

-

Total

4117,0456

Komponen

4117,0501


Condensor – 01 (CD – 01) 14 Vd Air pendingin

Air pendingin bekas

CD 202

L

D 16

15

Neraca massa : Dimana :

V

=

L

V

=

Aliran uap dari kolom destilasi

L

=

Aliran refluks

D

=

Aliran destilat

R=

+

D

L = 0,00002 kmol/jam D

V = (R + 1) × D = ((0,00002 + 1) × 15,7667 ) kmol/jam = 15,7671 kmol/jam

L = V−D

= (15,7671 − 15,7667 ) kmol/jam = 0,0004 kmol/jam

Komposisi umpan masuk (V) Condensor Komponen

Kmol

Kg

Xi

CHP

1,6776

255,3190

0,1063

Cumene

8,6971

1045,3044

0,5516

Phenol

0,0268

2,5222

0,0017

Acetone

5,3371

311,7212

0,3404

Air

0,0000

0,0000

0,0000

Total

15,7686

1614,8668

1,0000


Komposisi Refluks (L) Condensor Komponen

Kmol

Kg

Xi

CHP

0,0001

0,0058

0,1064

Cumene

0,0002

0,0238

0,5515

Phenol

0,0000

0,0001

0,0017

Acetone

0,0001

0,0071

0,3404

Air

0,0000

0,0000

0,0000

Total

0,0004

0,0368

1,0000

Komposisi Destilat (D) Condensor Komponen

Kmol

Kg

Xi

CHP

1,6769

255,2124

0,1064

Cumene

8,6967

1042,2564

0,5515

Phenol

0,0266

2,5034

0,0017

Acetone

5,3664

311,6805

0,3404

Air

0,0001

0,0018

0,0000

Total

15,7667

1614,6545

1,0000

Neraca Massa Condensor Input

Output

Feed (V)

Destilat (D)

Refluks (L)

CHP

255,3190

255,2124

0,0058

Cumene

1043,3044

1045,2564

0,0238

Phenol

2,5222

2,5034

0,0001

Aseton

311,7212

311,6805

0,0071

Air

0,0000

0,0018

0,0000

Komponen

Total

1613,9799

1614,6913


Reboiler – 01 (RB – 01)

Neraca Massa :

(L − L) Q= *

F

Feed masuk pada kondisi bubble point, maka q = 1 Sehingga : Dimana :

L*

=

F

L*

=

trap out

F

=

komposisi feed KD –201

L

=

komposisi liquid KD –201

+

L

Maka : L* = (42,3543 + 0,0004) kmol/jam = 42,3547 kmol/jam V* = F ⋅ (q − 1) + V = (42,3543 ⋅ (1 − 1) + 15,7671) kmol/jam = 15,7671 kmol/jam

B* = L* − V* = (42,3547 − 15,7671) kmol/jam = 26,5876 kmol/jam


Komposisi trap out (L*) Reboiler Komponen

Kmol

Kg

Xi

CHP

0,0042

0,6392

0,0001

Cumene

-

-

-

Phenol

42,3505

3985,7326

0,9999

Acetone

-

-

-

Air

-

-

-

Total

42,3547

3986,3718

1,0000

Komposisi uap keluar (V*) Condensor Komponen

Kmol

Kg

Xi

CHP

0,0016

0,2435

0,0001

Cumene

-

-

-

Phenol

15,7655

1483,7385

0,9999

Acetone

-

-

-

Air

-

-

-

Total

15,7671

1483,9820

1,0000

Komposisi Bottom (B*) Condensor Komponen

Kmol

Kg

Xi

CHP

0,0027

0,4046

0,0001

Cumene

-

-

-

Phenol

26,5849

2501,9886 0,9999

Acetone

-

-

-

Air

-

-

-

Total

26,5876

2502,3932 1,0000


Neraca Massa Reboiler Input

Output

Feed (L*)

Destilat (V*)

Refluks (B*)

CHP

0,6392

0,2435

0,4046

Cumene

-

-

-

Phenol

3985,7326

1483,7385

2501,9886

Aseton

-

-

-

Air

-

-

-

Total

3986,3718

Komponen

3986,3752


LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan operasi

: kJ/jam

Temperatur acuan

: 25 oC = 298,15 K

Perhitungan beban panas pada alur masuk dan keluar dihitung dengan rumus: Q=n

.......................................................................................................................... (Smith,2001)

Dimana: Q = kJ/jam n = kmol/jam Cp = kJ/kmol K

B.1 Data Perhitungan Cp Tabel B.1 Nilai konstanta a, b, c, d dan e untuk perhitungan Cp gas Komponen

A

B

C

D

E

Air

3,40471E+01

-9,65604E-03

3,29883E-05

-2,04467E-08

4,30228E-12

Aseton

-2,31317E+01

1,62824E-01

8,0154E-05

-1,60497E-07

5,81406-11

Phenol

-3,61498+01

5,66519E-01

-4,11357E-04

9,39030E-08

1,808687E-11

(Reklaitis, 1983) Perhitungan kapasitas panas gas dihitung dengan rumus: Cpg = A + BT + CT2 + DT3 + ET4 ......................................... (Reklaitis, 1983) Dimana Cpg = kJ/kmol.K Tabel B.2 Nilai konstanta a, b, c, d dan e untuk perhitungan Cp cair Komponen

A

B

C

D

E

Air

1,82964E+01

4,72118E-01

-1,33878E-03

1,31424E-06

-

Phenol

-3,61614E+01 1,15354E+00

-2,12291E-03

1,74183E-06

-

Aseton

1,68022E+01

8,48409E-01

-2,64114E-03

3,39139E-06

-

H2SO4

5,9830E+04

3,9520E+02

-5,2067E-01

-1,60497E-07

5,81406E-11

Perhitungan kapasitas panas cairan dihitung dengan rumus: Cpl = A + BT + CT2 + DT3 + ET4 .....................................(Chemcad database) Dimana Cpl = J/kmol.K Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

B.2 Estimasi Cp Cairan dengan metode Hurst dan Harrison Tabel B.3 Kontribusi unsur untuk estimasi Cp Grup

ΔCp (kJ/kmol.K) 36,82

CH3

30,38

CH2

15,90

C

C

24,69

CH2OH

73,22

CH

24,69

CH

21,34

O

35,15

(Perry, 1999) Perhitungan kapasitas panas dihitung dengan rumus: Cp = Σi=1 Ni ∆Cp................................................................(Perry, 1999) Dimana: Cp

= Kapasitas panas (kJ/kmol.K)

Ni

= Jumlah grup i dalam senyawa

∆Cp

= Nilai kontribusi grup i

1. Cumene

Cpcumene = 1 (

CH ) + 1 (

C

) + 2 ( CH

)+3(

CH3

)+2(

C

)

= 1 (24,69) + 1 (24,69) + 2 (21,34) + 3 (36,82) + 2 (15,90) = 234,32 J/mol.K


2. Cumene Hidroperoksida

CH ) + 1(

CpCHP = 1( + 2(

) + 1(

C

C

CH

) + 2( O

)+1(

) + 2(

CH3

) + 1(

CH2 )

CH2OH )

= 1(24,69) + 1(24,69) + 2(21,34) + 2(36,82) + 1(30,38) + 2(15,90) + 1(35,15) + 1(73,22) = 263,03 J/mol.K

B.3 Estimasi Cp Gas dengan metode Rihani dan Doraiswamy Tabel B.4 Kontribusi unsur untuk estimasi Cp a

b x 102

c x 104

d x 106

0.3945

2.1363

-0.1197

0.002596

0.4736

3.5183

-0.3150

0.009205

C

2.8443

1.0172

-0.0690

0.001866

OH

6.5128 -0.1347

0.0414

-0.001623

Group CH2

C

C

A = Σi=1 Ni . Ai B = Σi=1 Ni . Bi C = Σi=1 Ni . Ci D = Σi=1 Ni . Di Subtitusi ke persamaan : Cpg = A + BT + CT2 + DT3 Dimana: Cp

= Kapasitas panas (kal/mol.oC)

Ni

= Jumlah grup i dalam senyawa

ai, bi, ci, di

= Nilai kontribusi grup i


Tabel B.5 Estimasi Cp Cumene Jumlah ikatan

Cumene C

2

1

C

C

Cpg = A + BT + CT2 + DT3

b x 102

a

c x 104

d x 106

0.4736 3.5183 -0.3150 0.009205

2.8443 1.0172 -0.0690 0.001866 3.7195 8.0538

-0.699

0.0203

Tabel B.6 Estimasi Cp Cumene Hidroperoksida Jumlah ikatan

CHP

2

a

b x 102

c x 104

d x 106

C

0.4736

3.5183

-0.3150

0.009205

C

2.8443

1.0172

-0.0690

0.001866

0.3945

2.1363

-0.1197

0.002596

6.5128

-0.1347

0.0414

10.6988

10.0554

-0.7773

C

1 1

CH2

1

OH

Cpg = A + BT + CT2 + DT3

0.001623 0.0212

B.4 Nilai Panas Laten Tabel B.7 Nilai panas laten Komponen

ΔHvl (kJ/kmol)

Air

40.656,2

Aseton

29.087,2

Phenol

45.693

CHP

27.781,76

Cumene

37.530,48

(Chemcad database)


B.5 Nilai Panas Reaksi Pembentukan Tabel B.8 Nilai panas pembentukan Komponen

ΔHf (kJ/kmol)

Phenol

-158,1552

Aseton

-250,1195

CHP

-174,3054

Air

241.820

NH4HSO4

-1.019,850

H2SO4

-813,9972

NH4OH

-361,2047

(Reklaitis, 1983)

B.6 Heater 1 saturated steam 190 oC

Cumene CHP

25 oC

50 oC

Cumene CHP

Kondensat pada 190 oC

Neraca Panas Masuk

Alur 1 (P = 1 atm, T = 303,15 K) Panas masuk = Tabel B.9 Neraca panas masuk Heater (E-101) Komponen

Qin (kJ/jam)

N (kmol/jam)

CHP

28,5448

648,5500

18.512,7300

Cumene

9,0364

282,4500

2.552,3312

Jumlah

21.065,0612


Neraca Panas Keluar

Alur 2 (P = 1 atm, T = 323,15 K) 323,15 n Panas keluar = Qout = ∑i =1 N o ⎡ ∫ Cp dT ⎤ ⎢⎣ 298,15 ⎥⎦

Tabel B.10 Neraca panas keluar Heater (E-101) Komponen

N (kmol/jam)

∫

323,15

298 ,15

Qout (kJ/jam)

Cp dT

CHP

28,5448

3242,7500

92.563,6502

Cumene

9,0364

1412,2500

12.761,6559

Jumlah

105.325,3061

Steam yang diperlukan adalah

F=

Qout − Qin λ (190 o C ) =

84.260,2449 kJ / jam 1978,7800 kJ / kg

= 42,5819 kg/jam

B.7 Reaktor (R-101)

3

CHP Cumene

2

Asam Sulfat Air

R-201

4

Phenol Aseton CHP Cumene Asam Sulfat Air

Neraca Panas Masuk Panas masuk reaktor = panas keluar heater I + panas Alur 3 Panas keluar heater I = 105.325,3061 kJ/jam 303,15 n Panas masuk = Qout = ∑i =1 N i ⎡ ∫ Cp dT ⎤ ⎢⎣ 298,15 ⎥⎦


Tabel B.11 Neraca panas masuk alur 3 (R-101) Komponen

∫

N (kmol/jam)

303,15

298 ,15

Cp dT

Qin (kJ/jam)

H2SO4

0,0177

700.335,5527

12.395,9393

Air

0,0020

374,7055

0,7494

Jumlah

12.396,6887

Maka total panas masuk = 105.325,3061 kJ/jam + 12.396,6887 kJ/jam = 117.721,9948 kJ/jam Neraca Panas Keluar


Maka total panas keluar dapat dilihat pada tabel berikut: Tabel B.12 Neraca panas keluar reaktor (R-101) Komponen

N (kmol/jam)

∫

323,15

298 ,15

Cp dT

Qout (kJ/jam)

H2SO4

0,0177

3542496,4087

62.702,1864

Air

0,0020

1878,9098

3,7578

Cumene

9,0364

1412,2500

12.761,6559

CHP

1,7127

3242,7500

5.553,8579

Phenol

26,8321

4237,7413

113.707,4983

Aseton

26,8321

3179,4556

85.311,4706

Jumlah

280.040,4269

Reaksi: C6H5C(CH3)2OOH

Cumene hidroperoksida

C6H5OH + (CH3)2CO Phenol

Aseton

r = 13,4161 kmol/jam


Panas reaksi pada keadaan standard: ΔHr298,15 = Σ σ.ΔHf = (1 x ΔHfphenol + 1 x ΔHfaseton) – 1 x ΔHfcumene hidroperoksida = (1 x -158,1552 + 1 x -250,1195) – 1 x -174,3054 = -233,9693 Panas reaksi pada keadaan operasi (323,15 K): 323,15

323,15

298,15

298,15

ΔHr323,15 = ΔHr298,15 + (σ. ∫

σ. ∫

Cp pheno l dT + σ. ∫

Cp aseton dT ) –

323,15

298,15

Cp cumenehidroperoksida dT

= -233,9693 + (1 x 4237,7413 + 1 x 3179,4556) – 1 x 3242,7500 = 3940,4776 kJ/kmol

Maka panas reaksi untuk memproduksi 13,4161 kmol/jam phenol r. ΔHr323,15 = 13,4161 kmol/jam x (3940,4776) kJ/kmol = 52865,8418 kJ/jam

Perubahan panas yang terjadi di dalam reaktor adalah: Q

r. ΔHr323,15 + Qout – Qin = (52865,8418 + 280.040,4269 – 117.721,9948) kJ/jam = 215.184,2739 kJ/jam


F=

Qout − Qin λ (190 o C )


=

215.184,2739 kJ / jam 1978,7800 kJ / kg

= 108,7459 kg/jam


B.8 Reaktor Netralizer (R-102) Amonium hidroksida 5 Phenol Aseton CHP Cumene Asam Sulfat Air

4

R-201

6

Phenol Aseton CHP Cumene Asam Sulfat Air Amonium Hidroksida Amonium Hidrogen Sulfat

Neraca Panas Masuk Panas masuk reaktor = panas keluar reaktor I + panas Alur 5 Panas keluar reaktor I = 280.040,4269 kJ/jam 303,15 n Panas masuk = Qi = ∑i =1 N i ⎡ ∫ Cp dT ⎤ ⎢⎣ 298,15 ⎥⎦

Tabel B.13 Neraca panas masuk alur 5 (R-102) Komponen NH4OH

N (kmol/jam) 0,0744

∫

303,15

298 ,15

Cp dT

Qin (kJ/jam)

774,4584

Jumlah

57,6197 57,6197

Maka total panas masuk = 280.040,4269kJ/jam + 57,6197kJ/jam = 280.098,0466 kJ/jam


Neraca Panas Keluar


Maka total panas keluar dapat dilihat pada tabel berikut: Tabel B.14 Neraca panas keluar reaktor netralizer (R-102) Komponen

N (kmol/jam)

∫

323,15

298 ,15

Qout (kJ/jam)

Cp dT

Air

0,0197

1878,9098

37,0145

Cumene

9,0364

1412,2500

12.761,6559

CHP

1,7127

3242,7500

5.553,8579

Phenol

26,8321

4237,7413

113.707,4983

Aseton

26,8321

3179,4556

85.311,4706

NH4OH

0,0567

3872,2920

219,5590

NH4HSO4

0,0177

-94,1400

-1,6663

Jumlah

217.589,3899

Reaksi: H2SO4 + NH4OH

Asam Sulfat

Amonium Hidroksida

NH4HSO4 + H2O

Amonium Sulfat

Air

r = 0,0089 kmol/jam Panas reaksi pada keadaan standard: ΔHr298,15 = Σ σ.ΔHf = (1 x ΔHfamonium sulfat + 1 x ΔHfair) – (1 x ΔHfasam sulfat + 1 x ΔHfamonium hidroksida) = (1 x -1019,8500 + 1 x -241820,0000) – (1 x -813,9972 + 1 x -361,2047) = -241664,6481


Panas reaksi pada keadaan operasi (323,15 K): 323,15

323,15

298,15

298,15

ΔHr323,15 = ΔHr298,15 + (σ. ∫

(σ. ∫

Cp amonium sulfat dT + σ. ∫

323,15

298,15

Cp asamsulfat dT

σ. ∫

Cp air dT ) –

323,15

298,15

Cp amonium hidroksida dT )

= -241664,6481 + (1 x -94,1400 + 1 x 1878,9098) – (1 x 3542496,4087 + 1 x 774,4584) = -3783150,7454 kJ/kmol

Maka panas reaksi untuk memproduksi 0,0089 kmol/jam phenol r. ΔHr323,15 = 0,0089 kmol/jam x (-3783150,7454) kJ/kmol = -33670,0416 kJ/jam

Perubahan panas yang terjadi di dalam reaktor adalah: Q

r. ΔHr323,15 + Qout – Qin = (-33670,0416 + 217.589,3899– 280.098,0466) kJ/jam = -96.178,6983 kJ/jam

Tanda Q negatif, berarti sistem melepas panas sebesar 96.178,6983 kJ/jam. Maka untuk menyerap panas ini digunakan air pendingin. Data air pendingin yang digunakan: T masuk

= 30 oC

T keluar

= 45 oC

∫

318 ,15

303,15

Cp dT

= 1127,4029 kJ/kmol

Jumlah air pendingin yang digunakan adalah:


F = =

96.178,6983 kJ / jam x 18 kg / kmol 1127,4029 kJ / kmol

= 1.535,5793 kg/jam


B.9 Vaporizer (VP-201)

8 Phenol Aseton CHP Cumene Air Amonium Hidroksida Amonium Hidrogen Sulfat

Phenol Aseton CHP Cumene Air

VP-201

7

10

Phenol Aseton CHP Cumene Air Amonium Hidroksida Amonium Hidrogen Sulfat

Neraca Panas Masuk Panas masuk vaporizer = panas keluar reaktor netralizer Panas keluar reaktor netralizer = 217.589,3899 kJ/jam Neraca Panas Keluar 356 , 7 356 , 7 n n Panas keluar = Qout = ∑i =1 N 7 ⎡ ∫ Cp dT ⎤ + ∑i =1 N 9 ⎡ ∫ Cp dT ⎤ ⎢⎣ 298,15 ⎥⎦ ⎢⎣ 298,15 ⎥⎦

Alur 7 (P = 1 atm, T = 356,7 K) Maka total panas keluar alur 7 dapat dilihat pada tabel berikut: Tabel B.15 Neraca panas alur 7 Komponen

N (kmol/jam)

∫

BP

298,15

Cpl dT

∫

356 , 7

298,15

Cpg dT

Qout ΔHvl

(kJ/jam)

Air

0,0044

4.418,8884

19,4431

Cumene

0,3397

3.307,4895

1.123,5542

CHP

0,0331

7.594,5205

251,3786

Phenol

0,2206

-24.362,4004

-5.374,3455

Aseton

21,4657

3.960,8053

982,2367 29087,2000 730.482,9657

Jumlah

726.502,9961


Alur 9 (P = 1 atm, T = 356,7 K) Total panas keluar alur 9 dapat dilihat pada tabel berikut: Tabel B.16 Neraca panas alur 9 Komponen

N (kmol/jam)

∫

BP

298,15

Cpl dT

∫

356 , 7

BP

Cpg dT

Qout ΔHvl

(kJ/jam)

Air

0,0153

4.418,8884

67,6090

Cumene

8,6967

3.307,4895

28.764,2439

CHP

1,6796

7.594,5205

12.755,7566

Phenol

26,6115

10244,4871

648.320,0182

Aseton

5,3664

3.960,8053

982,2367 29087,2000 182.619,8907

NH4OH

0,0567

9.068,9090

514,2071

NH4HSO4

0,0177

-220,4759

-3,9024

Jumlah

497.338,9734

Maka panas total keluar Vaporizer = (726.502,9961+ 497.338,9734) kJ/jam

Panas penguapan di Alur 7 Panas penguapan H2O pada alur 7, Hvapair 7

= Hvap H2O x n H2O = 40.657,015 x 0,0044 = 178,8909

Panas penguapan aseton pada alur 7, Hvap aseton 7

= Hvap Aseton x n Aseton = 29.121,415 x 21,4657 = 625.111,558

Panas penguapan CHP pada alur 7, Hvap CHP 7

= Hvap CHP x n CHP = 37.552,618 x 0,0331 = 1.242,9917

Panas penguapan cumene pada alur 7, Hvap cumene 7 = Hvap Cumene x n Cumene = 37.531,470 x 0,3397 Panas penguapan total alur 7 = 639.282,881 Q

= (Q7 + Q9 + Hvap7) – Q6 = 1.645.535,461 kJ/jam



F=


1.645.535,461 kJ / jam 1978,7800 kJ / kg

= 831,5909 kg/jam

B.10 Kondensor (CD-201)

Neraca Panas Masuk Panas masuk Kondensor = Q7 + Hvap7 Panas keluar reaktor vaporizer = 1.365.785,877 kJ/jam Neraca Panas Keluar Total panas keluar alur 8 dapat dilihat pada tabel berikut: Tabel B.17 Neraca panas alur 8 Komponen

N (kmol/jam)

Qout (kJ/jam)

Air

0,0044

374,7055

1,6487

Cumene

0,3397

282,4500

95,9483

CHP

0,0331

648,5500

21,4670

Phenol

0,2206

30.4714

183,2020

Aseton

21,4657

3.523,9481

13.449,0644

Jumlah

13.751,3304

Q = Qo – Qi = -1.352.034,5467 KJ/jam Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

Data air pendingin yang digunakan: T masuk

= 30 oC

T keluar

= 45 oC

∫

318 ,15

303,15

Cp dT

= 1127,4029 kJ/kmol

Jumlah air pendingin yang digunakan adalah: F = =

- 1.352.034,5467 kJ / jam x 18 kg / kmol 1127,4029 kJ / kmol

= 21.586,4469 kg/jam

B.11 Cooler (E-201) Air pendingin 30 OC Phenol Aseton CHP Cumene Air NH4OH NH4OHSO4

9

10

Phenol Aseton CHP Cumene Air NH4OH NH4OHSO4

Air pendingin bekas 45 OC

Neraca Panas Masuk Panas masuk cooler = Panas keluar vaporizer Panas masuk cooler = 497.338,9734 kJ/jam


Neraca Panas Keluar Total panas keluar alur 10 dapat dilihat pada tabel berikut: Tabel B.18 Neraca panas alur 10 Komponen

N (kmol/jam)

∫

303,15

298 ,15

Cp dT

Qout (kJ/jam)

Air

0,0001

374,7055

0,0375

Cumene

8,6967

282,4500

2.456,3829

CHP

1,6796

648,5500

1089,3046

Phenol

26,6115

830,4714

22.100,0897

Aseton

5,3664

3.960,8053

21.255,2656

NH4OH

0,0567

774,4585

43,9118

NH4HSO4

0,0177

-18,8280

-0,3333

Jumlah

46.944,6558

Q = Qo – Qi = (46.944,6558- 497.338,9734) Kj/jam = -450.394,3146 KJ/jam Data air pendingin yang digunakan:

T masuk

= 30 oC

T keluar

= 45 oC

∫

318 ,15

303,15

Cp dT

= 1127,4029 kJ/kmol


473.866,1474 kJ / jam x 18 kg / kmol 1127,4029 kJ / kmol

= 7190,9498 kg/jam


B.12 Heater 2 (E-202) saturated steam 190 oC

CHP Cumene Aseton Phenol Air

CHP Cumene 157,55 C Aseton Phenol Air

o

o

30 C

Kondensat pada 190 oC

Neraca Panas Masuk

Alur 12 (P = 1 atm, T = 303,15 K) Panas masuk = Tabel B.19 Neraca panas masuk Heater (E-202) Komponen

Qin (kJ/jam)

N (kmol/jam)

Air

0,0001

374,7055

0,0375

Cumene

8,6967

282,4500

2.456,3829

CHP

1,6796

648,5500

1.089,3046

Phenol

26,6115

830,4714

22.100,0897

Aseton

5,3664

3.960,8053

21.255,2656

Jumlah

46.901,0803


Neraca Panas Keluar

Alur 13 (P = 1 atm, T = 323,15 K) 430 , 7 n Panas keluar = Qout = ∑i =1 N o ⎡ ∫ Cp dT ⎤ ⎢⎣ 298,15 ⎥⎦

Tabel B.20 Neraca panas keluar Heater (E-202) Komponen

N (kmol/jam)

∫

BP

298 ,15

Cpl dT

∫

430 , 7

BP

Cpg dT

Qout ΔHvl

Air

0,0001

5.671,8679 846.383,6594

Cumene

8,6967

7.487,7495

65118,7111

CHP

1,6796

17.193,0605

28.877,4644

Phenol

26,6115

24.689.2356

657017,5932

Aseton

5,3664

3.960,8053

4.205,0816

Jumlah

40.656,2

(kJ/jam) 89,2712

29.087,2 199.914,9655 951.018,0054

Q = Qo – Qi = (951.018,0054- 46.901,0803) Kj/jam = 904.116,9251 KJ/jam Steam yang diperlukan adalah

F=


904.116,9251 kJ / jam 1978,7800 kJ / kg

= 456,9062 kg/jam


B.12 Destilasi

Panas masuk kolom destilasi = panas keluar heater II = 951.018,0054 kJ/jam

LB.12.1 Kondensor

Menentukan Komposisi umpan Temperatur

=

157,55 oC

Tekanan

=

1 atm

Temperatur

=

157,55 oC

Tekanan

=

1 atm


Tabel B.21 Titik didih umpan masuk destilasi Komponen

Xi

Pi

Ki = Pi/Pt

Yi = Xi.Ki

CHP

0,0397

341,5179

0,4494

0,0178

Cumene

0,2053

328,5536

0,4323

0,0888

Phenol

0,6283

108,5488

0,1428

0,0897

Asetone

0,1267

4820,8233

6,3432

0,8037

Air

2 x 10-6

1616,1467

2,1265

4 x 10-6

Total

1,0000

1,000

Maka suhu umpan 157,55oC = 430,7 K Menentukan Kondisi operasi atas (kondensor total) Tabel B.22 Dew point destilasi Komponen

Yi

Pv

Ki = Pv/Pt

Yi /Ki

CHP

0,1064

646,2588

0,8503

0,1251

Cumene

0,5515

505,6274

0,6653

0,8291

Phenol

0,0017

188,2367

0,2477

0,0069

Acetone

0,3404

6631,5901

8,7258

0,0390

Air

1 x 10-5

2503,8880

3,2946

3 x 10-6

Total

1,0000

1,0001

Maka suhu destilat (D) adalah 137,34 oC dan P = 1 atm

Panas kondenser merupakan panas pada titik embun bagian atas kolom destilasi Alur 14 (T =137,34 oC = 410,49 K) P = 1 atm


Tabel LB.23 Panas kondensor Komponen

Vd (kmol/jam)

∫

BP

298 ,15

Cpl dT

∫

430 , 7

BP

Cpg dT

ΔHvl

Qin (kJ/jam)

CHP

1,6776

14.571,6214

24.446,0165

Cumene

8,6971

6.346,0866

55.192,5498

Phenol

0,0268

20.585,2084

551,7760

Aseton

5,3671

3.960,8053

3.243,3920 29.087,2000 194.779,5584

Air

0,0002

5.671,8679

859,1305 40.656,2000

Jumlah

9,4374 274.979,3381

Kondensor melepaskan panas sehingga: Panas kondensor

= qc = - 274.979,3381 kJ/mol

Alur 16 (T =30 oC = 303,15 K) P = 1 atm Tabel B. 24 Panas keluar kondensor (D) Komponen

L (kmol/jam)

∫

BP

298,15

Cpl dT

Qout (kJ/jam)

CHP

0,0001

648,5500

0,0446

Cumene

0,0004

282,4500

0,1006

Phenol

1 x 10-6

830,4714

0,0009

Aseton

0,0002

626,5374

0,1377

1 x 10-8

374,7055

2 x 10-6

Air

0,2175


Alur 16 (T =30 oC = 303,15 K) P = 1 atm Tabel B. 25 Panas keluar kondensor (D) Komponen

D (kmol/jam)

∫

BP

298,15

Cpl dT

Qout (kJ/jam)

CHP

1,6769

648,5500

1.087,5535

Cumene

8,6967

282,4500

2.456,3829

Phenol

0,0266

830,4714

22,0905

Aseton

5,3664

626,5374

3.362,2504

Air

0,0001

374,7055

0,0375 6928,3149

Qo = 6928,3149 + 0,2175 = 6.928,5987 kJ/jam Qin = 274.979,3381 kJ/jam Q = Qo – Qin = -268.050,7394 kJ/jam Data air pendingin yang digunakan: T masuk

= 30 oC

T keluar

= 45 oC

∫

318 ,15

303,15

Cp dT

= 1127,4029 kJ/kmol


- 268.050,7394 kJ / jam x 18 kg / kmol 1127,4029 kJ / kmol = 4.390,2923 kg/jam


LB.13.2 Reboiler

Menentukan kondisi operasi bottom (reboiler) Tabel LB.26 Boiling point reboiler Trial pada Bottom, didapat T = 181,8 oC dan P = 1 atm Komponen

Xi

Pi

Ki = Pi/Pt

Yi = Xi.Ki

CHP

0,0001

1706,0640

3,9150

0,0002

Cumene

-

983,5112

2,2569

-

Phenol

0,9999

435,7024

0,9998

0,9998

Acetone

-

10894,3581

25,0000

-

Air

-

4941,0877

11,3386

-

Total

1,0000

1,0000

Maka suhu vapor bottom (Vb) adalah 181,8 oC Panas Masuk

Alur 17 (T =181,8 oC = 454,93 K) Tabel B. 27 Panas masuk (L) Komponen CHP Phenol Jumlah

L (kmol/jam)

∫

BP

298,15

Cpl dT

0,0042

20.335,9338

42,3505

29.815,3442

∫

454 , 93

BP

Cpg dT

ΔHvl

1.200,5891 27.781,7600 -46,8670

45.693,000

Qin (kJ/jam) 207,1368 3.195.831,29 3.196.038,427


Panas Keluar

Alur 18 (T =30 oC = 303,15 K) P = 1 atm Tabel B. 28 Panas keluar Reboiler (VB) Komponen

V* (kmol/jam)

CHP Phenol

∫

BP

298,15

Qout

Cpl dT

(kJ/jam)

0,0016

648,5500

1,0377

15,7655

29.815,3442

470.053,809 470.054,8467

Alur 19 (T =30 oC = 303,15 K) P = 1 atm Tabel B. 29 Panas keluar Reboiler (B*) Komponen

B* (kmol/jam)

CHP Phenol

∫

BP

298,15

Qout

Cpl dT

(kJ/jam)

0,0027

648,5500

1,7511

26,5849

29.815,3442

792.637,944 792.639,695

Untuk mencari neraca energi reboiler yaitu dengan menggunakan rumus: F HF + qr

=

D HD + B HB + qc

(Mc. Cabe, 1983)

Keterangan: F HF

= panas umpan masuk kolom destilasi

qr

= Panas reboiler

D HD = Panas keluaran kondenser (Destilat) B HB = Panas keluaran boiler (Buttom) qc

= Panas kondenser

sehingga qr = D HD + B HB + qc - F HF qr = D ∫CpdT + B ∫CpdT + qc – N13 ∫CpdT


qr = 6928,3149 + 792.639,695 + 274.979,3381 – 951.018,0054 qr = 123.529,3427 kJ/jam Steam yang diperlukan adalah

F=


123.529,3427 kJ / jam 1978,7800 kJ / kg

= 62,4270 kg/jam


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

C.1 Tangki Penyimpanan Cumene (TK-101) Fungsi : Untuk menyimpan larutan Cumene untuk kebutuhan 10 hari Bentuk : silinder vertikal dengan tutup dan alas datar Bahan : Stainless steel, SA – 240 Tipe 304, 18 Cr – 8 Ni Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 10 hari Kondisi Operasi

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1 atm

Volume Tangki

Total volume bahan dalam tangki

= 7.912,8150 liter/jamx10 hari x 24 jam = 1.899.075,5912 liter = 1.899,0756 m3

Faktor kelonggaran = 20 %

(Perry dan Green, 1999)

Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 1.899,0756 m3 = 1,2 x 1.899,0756 m3

= 2.278,8907 m3 B.

Spesifikasi Tangki Silinder (Shell) Volume silinder V

=

1 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2) 4

Vs

=

3 π D3 8

V

=

1 π D2 Hs (Hh = 1/6) 4

Vh

=

1 π D3 24

Vt = Vs + Vh


Vt = D=

10 π D3 24 3

24 π Vt 10

D = 12,0329 m = 39,4777 ft Tebal Silinder dan Tutup Tangki Tinggi cairan dalam tangki, Hc =

4Vl πD 2

Hc = 16,7082 m Tebal shell, t =

PD + Cc SE − 0,6P

Pdesain = Poperasi + Ph =

(Peters, 2004)

( H c − 1) ρ 144

, psi

Pdesain = 30,7073 psi P = 30,7073 × 1,2 = 36,8488 psi (faktor kelonggaran 20%)

Joint efficiency (E)

= 0,85

Allowable stress (S)

= 12.650 psi

Allowable corrosion (Cc) = 0,042 in/thn

(Peters, 2004) (Brownell,1959) (Perry, 1999)

= 0,042 in (untuk 10 tahun) R

= 19,7388 ft

Maka, tebal shell: (36,8488 psi) x 15,6667 x12 + 0,42 (12.650 psi)(0,85) − 0,6(36,8488 psi) = 1,2334 in

t=

Tebal shell standar yang digunakan = 1 ½ in

(Brownell)


C.2 Tangki Penyimpanan Asam Sulfat (TK-102) Fungsi : Untuk menyimpan larutan Asam sulfat untuk kebutuhan 60 hari Bentuk : silinder vertikal dengan tutup dan alas datar Bahan : Stainless steel, SA – 240 tipe 304,18 Cr – 8 Ni Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 60 hari Kondisi Operasi

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1 atm

Volume Tangki Total volume bahan dalam tangki

= 0,9933 liter/jamx60 hari x 24 jam = 1.430,3494 liter = 1,4303 m3


(Perry dan Green, 1999) 3

Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 1,4303 m = 1,2 x 1,4303 m3

= 1,7164 m3 B.

Spesifikasi Tangki Silinder (Shell) V

=

1 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2) 4

Vs

=

3 π D3 8

V

=

1 π D2 Hs (Hh = 1/6) 4

Vh

=

1 π D3 24

Vt = Vs + Vh Vt = D=

10 π D3 24 3

24 π Vt 10

D = 1,09648 m = 3,5919 ft


Tebal Silinder dan Tutup Tangki Tinggi cairan dalam tangki, Hc =

4Vl πD 2

Hc= 1,5202 m Tebal shell, t =

PD + Cc SE − 0,6P

Pdesain = Poperasi +

(Peters, 2004)

( H c − 1) ρ 144

, psi

Pdesain = 17,7819 P = 17,7819 × 1,2 = 21,3383 psi (faktor kelonggaran 20%) Joint efficiency (E)

= 0,85


= 12.650 psi




= 1,7959 ft

Maka, tebal shell:

(21,3383 psi) x 1,7959 x12 + 0,42 (12.650 psi)(0,85) − 0,6(21,3383 psi) = 0,4628 in

t=

Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in

(Brownell,1959)

C.3 Tangki Penyimpanan Amonium Hidroksida (TK-201) Fungsi : Untuk menyimpan larutan Amonium Hidroksida untuk kebutuhan 30 hari Bentuk : silinder vertikal dengan tutup dan alas datar Bahan : Carbon steel, SA – 285 grade C Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 30 hari Kondisi Operasi

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1 atm


A.


= 2,5440 liter/jamx 30 hari x 24 jam = 1.831,6572 liter = 1,8317 m3



Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 1,8317 m3 = 1,2 x 1,8317 m3

= 2,1980 m3 B.


=

1 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2) 4

Vs

=

3 π D3 8

V

=

1 π D2 Hs (Hh = 1/6) 4

Vh

=

1 π D3 24


10 π D3 24 3

24 π Vt 10


4Vl πD 2

Hc =

4 x 1,8317 = 1,6508 m π ⋅ 1,1889 2

Tebal shell, t =

PD + Cc SE − 0,6P


( H c − 1) ρ 144

(Peters, 2004) , psi


Pdesain = 16,6575 P = 16,6575 × 1,2 = 19,9890 psi (faktor kelonggaran 20%) Joint efficiency (E)

= 0,85


= 12.650 psi

(Peters, 2004) (Brownell,1959)


(Perry, 1999)


= 1,9502 ft


t=

Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in

(Brownell,1959)

C.4 Tangki Penyimpanan Aseton (TK-202) Fungsi : Untuk menyimpan larutan Aseton untuk kebutuhan 30 hari Bentuk : silinder vertikal dengan tutup dan alas datar Bahan : Carbon steel, SA – 285 grade C Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 30 hari Kondisi Operasi

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1 atm


= 1.652,9 liter/jamx 30 hari x 24 jam = 1.190.087,9751 liter = 1.190,0880 m3




= 1.428,1056 m3 B.

Spesifikasi Tangki Silinder (Shell)


V

=

1 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2) 4

Vs

=

3 π D3 8

V

=

1 π D2 Hs (Hh = 1/6) 4

Vh

=

1 π D3 24


10 π D3 24 3

24 π Vt 10


4Vl πD 2

Hc =

4 x1.190,0880 = 14,2980 m π ⋅ 10,2972 2

Tebal shell, t =

PD + Cc SE − 0,6P


( H c − 1) ρ 144

(Peters, 2004)

, psi

Pdesain = 30,5111 P = 30,5111 × 1,2

= 36,6133 psi (faktor kelonggaran 20%)


= 0,85


= 12.650 psi

Allowable corrosion (Cc)

= 0,042 in/thn



= 13,4068 ft

Maka, tebal shell:


(36,6133 psi) x 16,8915 x12 + 0,42 2(12.650 psi)(0,85) − 1,2(36,6133 psi) = 1,1116 in

t=

Tebal shell standar yang digunakan = 1 1/2 in

(Brownell,1959)

C.5 Tangki Penyimpanan Sementara Keluaran Atas Destilasi (TK-203) Fungsi : Untuk menyimpan larutan yang keluar dari atas kolom destilasi untuk 30 hari Bentuk : silinder vertikal dengan tutup dan alas datar Bahan : Stainless steel, SA – 240 tipe 304,18 Cr – 8 Ni Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 30 hari Kondisi Operasi

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1 atm

Volume Tangki Total volume bahan dalam tangki = 4.363,5376 liter/jamx 30 hari x 24 jam = 3.141.747,1016 liter = 3.141,7471 m3 Faktor kelonggaran = 20 %



= 3.770,0965 m3 B.


=

1 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2) 4

Vs

=

3 π D3 8

V

=

1 π D2 Hs (Hh = 1/6) 4

Vh

=

1 π D3 24

Vt = Vs + Vh Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

Vt = D=

10 π D3 24 3

24 π Vt 10


4Vl πD 2

Hc =

4 x 3.141,7471 = 19,7608 m π ⋅ 14,2314 2

Tebal shell, t =

PD + Cc SE − 0,6P


(Peters, 2004)

( H c − 1) ρ 144

, psi

Pdesain = 40,8053 psi P = 40,8053 × 1,2 = 48,9664 psi (faktor kelonggaran 20%) Joint efficiency (E)

= 0,85


= 12.650 psi




= 23,3452 ft


t=

Tebal shell standar yang digunakan = 2 in

(Brownell,1959)


C.6 Tangki Penyimpanan Phenol (TK-204) Fungsi : Untuk menyimpan larutan Phenol untuk kebutuhan 30 hari Bentuk : silinder vertikal dengan tutup dan alas datar Bahan : Carbon steel, SA – 285 grade C Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 30 hari Kondisi Operasi

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1 atm

Volume Tangki Total volume bahan dalam tangki = 2.363,2210 liter/jamx 30 hari x 24 jam = 1.701.519,1447 liter = 1.701,5191 m3 Faktor kelonggaran = 20 %

(Perry dan Green, 1999) 3

Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 1.701,5191 m = 1,2 x 1.701,5191 m3

= 2.041,8230 m3 B.


=

1 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2) 4

Vs

=

3 π D3 8

V

=

1 π D2 Hs (Hh = 1/6) 4

Vh

=

1 π D3 24


10 π D3 24 3

24 π Vt 10

D = 11,6003 m = 38,0583 ft


Tebal Silinder dan Tutup Tangki Tinggi cairan dalam tangki, Hc =

4Vl πD 2

Hc =

4 x 1.701,5191 = 16,1075 m π ⋅ 11,6003 2

Tebal shell, t =

PD + Cc SE − 0,6P


(Peters, 2004)

( H c − 1) ρ 144

, psi

Pdesain = 38,4959 psi P = 38,4959 × 1,2 = 46,1951 psi (faktor kelonggaran 20%) Joint efficiency (E)

= 0,85


= 12.650 psi




= 19,0292 ft


t=

Tebal shell standar yang digunakan = 1 ½ in

(Brownell,1959)


C.7 Pompa 1 (J-101) Fungsi

: Memompa CHP dan cumene dari tangki (TK-101) ke heater 1 (E101)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P

= 1 bar

T

= 30 oC

Laju alir massa (F)

= 5.430,3984 kg/jam = 3,3256 lbm/s

Densitas (ρ)

= 694,8000 kg/m3

= 43,3748 lbm/ft3

Viskositas (μ)

= 0,1271 cP

= 0,0001 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) =

3,3256 lbm/s 43,3748 lbm/ft 3

= 0,0767 ft3/s = 34.411,9160 gal/mnt

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

(Walas, 1988)

Untuk aliran laminar , De = 3,0 × Q0,36 × μ0,18 dengan : D = diameter optimum (in) Q = laju volumetrik (ft3/s)

(Walas, 1988)

ρ

= densitas (lbm/ft3)

μ

= viskositas (cP)

Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa : Di,opt

= 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,0767 ft3/s )0,45 (43,3748 lbm/ft3)0,13 = 2,0044 in


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

: 2 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,0670 in

= 0,1723 ft = 0,0525 m

Diameter Luar (OD)

: 2,3750 in

= 0,1979 ft

Inside sectional area

: 0,0233 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A = =

Bilangan Reynold : NRe

0,0767 ft 3 /s = 3,2906 ft/s 0,0233 ft 2

ρ ×v× D μ

(43,3748 lbm/ft 3 )(3,2906 ft/s)(0,1723 ft ) = 10 -4 lbm/ft.s = 287.795,8450 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5

(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 287.795,8450 dan ε/D =

4,6.10 −5 m = 0,0009 0,0525 m

maka harga f = 0,0040 (Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A ⎞ v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ A1 ⎠ 2α .g c ⎝

= 0,5 (1 − 0 ) 2 elbow 90° = hf = n.Kf.

v2 2.g c

1 check valve = hf = n.Kf. Pipa lurus 40 ft = Ff = 4f

3,2906 2 2(1)(32,174 )

= 2(0,75)

3,2906 2 2(32,174)

3,2906 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2.g c

= 0,0841 ft.lbf/lbm = 0,2524 ft.lbf/lbm = 0,3365 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 D.2.g c


= 4(0,0040)

(40)(. 3,2906)2 (0,1723) .2.(32,174)

= 0,6252 ft.lbf/lbm

2

1 Sharp edge exit = hex

⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝

= (1 − 0)

3,2906 2 2(1)(32,174 )

Total friction loss : ∑ F

= 0,1683 ft.lbf/lbm = 1,4666 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 ≈ P2 = 100 kPa = 2.088,5547 lbf/ft² ΔP

ρ

= 0 ft.lbf/lbm

ΔZ = 50 ft Maka : 0+

32,174 ft/s 2 (50 ft ) + 0 ft.lbf/lbm + 1,4666 ft.lbf/lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = -51,4666 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 75 % Ws

= - η x Wp

-51,4666

= -0,75 x Wp

Wp

= 68,6221 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp =

1 hp 5.430,3984 lbm/s × 68,6221 ft.lbf/lbm x (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s

= 0,4149 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/2 hp



: Memompa H2SO4 dari tangki H2SO4 (TK-102) ke reaktor 1 (R-101)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1 bar T = 30 oC Laju alir massa (F)

=1,7732 kg/jam

= 0,0011 lbm/s

Densitas (ρ)

= 1.798,0295 kg/m3

= 112,2471 lbm/ft3

Viskositas (μ)

= 0,1030 cP

= 0,0001 lbm/ft.s


0,0011 lbm/s 112,2471 lbm/ft 3

= 0,000010 ft3/s = 4,3420 gal/mnt


(Walas, 1988)


(Walas, 1988)

ρ


μ

= viskositas (cP)

Asumsi aliran laminar, maka diameter pipa pompa : Desain pompa : Di,opt

= 3,0 (Q)0,36 (μ)0,18 = 3,0 (0,000010 ft3/s)0,36 (0,1030 cP)0,18 = 0,0312 in



: 0,125 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


: 0,0004 ft2

0,000010 ft 3 /s Kecepatan linear, v = Q/A = = 0,0242 ft/s 0,0004 ft 2


=

ρ ×v× D μ

=

(112,2471 lbm/ft 3 )(0,0242 ft/s)(0,0224 ft ) 10 -4 lbm/ft.s

= 879,3460 (Laminar) Pada NRe = 879,3460 maka harga f = 0,0180

(Geankoplis,1997)



= 0,5 (1 − 0 ) v2 2.g c

0,0242 2 2(1)(32,174 )

= 4,5.10-5 ft.lbf/lbm

0,0242 2 2(32,174)

= 1,4.10-4 ft.lbf/lbm

0,0242 2 v2 = 1(2,0) 1 check valve = hf = n.Kf. 2.g c 2(32,174)

= 1,8.10-4 ft.lbf/lbm

2 elbow 90° = hf = n.Kf.

Pipa lurus 70 ft = Ff = 4f

= 2(0,75)

ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,0180)

(70)(. 0,0242)2 (0,0224).2.(32,174)

= 0,0020 ft.lbf/lbm

2


⎛ A1 ⎞ v2 ⎜ ⎟ = ⎜1 − A2 ⎟⎠ 2.α .g c ⎝

= (1 − 0 )

0,0242 2 2(1)(32,174 )


= 9.10-6 ft.lbf/lbm = 0,0021 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ρ

= 0 ft.lbf/lbm


32,174 ft/s 2 (50 ft ) + 0 + 0,0021 ft.lbf/lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = -50,0021 ft.lbf/lbm


Effisiensi pompa , η= 75 % Ws

= - η x Wp

-50,0021

= -0,75 x Wp

Wp



1 hp 1,7732 lbm/s × 66,6695 ft.lbf/lbm x (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s



: Memompa campuran dari reaktor 1 (R-101) ke reaktor 2 (R-201)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 5.432,1729 kg/jam = 3,3267 lbm/s

Densitas (ρ)

= 923,2006 kg/m3

= 57,6334 lbm/ft3

Viskositas (μ)

= 0,4005 cP

= 0,0003 lbm/ft.s


3,3267 lbm/s 57,6334 lbm/ft 3

= 0,0577 ft3/s = 25.906,8465 gal/mnt


(Walas, 1988)

Untuk aliran laminar , De = 3,0 × Q0,36 × μ0,18 dengan : D = diameter optimum (in)

ρ

(Walas, 1988) = densitas (lbm/ft3)


Q = laju volumetrik (ft3/s)

μ

= viskositas (cP)


= 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,0577 ft3/s)0,45 (57,6334 lbm/ft3)0,13 = 1,8304 in


: 2 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,0670 in

Diameter Luar (OD)

: 2,3750 in

= 0,1723 ft = 0,0525 m = 0,1979 ft 2


: 0,0233 ft

Kecepatan linear, v = Q/A =

0,0577 ft 3 /s = 2,4773 ft/s 0,0233 ft 2


=

ρ ×v× D μ

=

(57,6334 lbm/ft 3 )(2,4773 ft/s)(0,1723 ft ) 3.10 -4 lbm/ft.s

= 91.386,3059 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5

(Geankoplis,1997)

4,6.10 −5 m Pada NRe = 91.386,3059 dan ε/D = = 0,0009 0,0525 m

maka harga f = 0,0040 (Geankoplis,1997)



= 0,5 (1 − 0 ) 3 elbow 90° = hf = n.Kf.

v2 2.g c

v2 1 check valve = hf = n.Kf. 2.g c Pipa lurus 60 ft = Ff = 4f

2,4773 2 2(1)(32,174 )

= 0,0477 ft.lbf/lbm

2,4773 2 2(32,174)

= 0,2146 ft.lbf/lbm

2,4773 2 = 1(2,0) 2(32,174)

= 0,1907 ft.lbf/lbm

(60)(. 2,4773)2 (0,1723 ).2.(32,174)

= 0,5315 ft.lbf/lbm

= 3(0,75)

ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,0040)

2


⎛ A1 ⎞ v2 ⎜ ⎟ = ⎜1 − A2 ⎟⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0)

2,4773 2 2(1)(32,174 )




(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ρ

= 0 ft.lbf/lbm


32,174 ft/s 2 (60 ft ) − 0 ft.lbf/lbm + 1,0799 ft.lbf/lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2




= - η x Wp

-61,0799

= -0,75 x Wp

Wp






: Memompa NH4OH dari tangki (TK-201) ke reaktor 2 (R-201)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 2,6066 kg/jam

= 0,0016 lbm/s

Densitas (ρ)

= 1.024,6000 kg/m3

= 63,9635 lbm/ft3

Viskositas (μ)

= 0,1010 cP

= 0,0001 lbm/ft.s


0,0016 lbm/s 63,9635 lbm/ft 3

= 0,00002 ft3/s = 11,2010 gal/mnt


(Walas, 1988)


(Walas, 1988)

ρ


μ

= viskositas (cP)


Asumsi aliran laminar, maka diameter pipa pompa : Desain pompa : Di,opt

= 3,0 (Q)0,36 (μ)0,18 = 3,0 (0,00002 ft3/s )0,36 (0,1010 cP)0,18 = 0,0437 in


: 0,125 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in

= 0,0224 ft = 0,0068 m

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in

= 0,0338 ft


: 0,0004 ft2


0,00002 ft 3 /s = 0,0624 ft/s 0,0004 ft 2


ρ ×v× D μ

=

(63,9635 lbm/ft 3 )(0,0624 ft/s)(0,0224 ft ) = 10 -4 lbm/ft.s = 1.318,0407 (Laminar) Pada NRe = 1.318,0407 maka harga f = 0,0135

(Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A ⎞ v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ A1 ⎠ 2α .g c ⎝ 0,0624 2 = 0,5 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 )


v2 2.g c

1 check valve = hf = n.Kf.

= 2(0,75)

0,0624 2 2(32,174)

0,0624 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2.g c

= 3.10-5 ft.lbf/lbm = 9,1.10-5 ft.lbf/lbm = 1,21.10-4 ft.lbf/lbm



ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,0135)

(40)(. 0,0624)2 (0,0224 ).2.(32,174)

= 0,0058 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝

= (1 − 0 )

0,0624 2 2(1)(32,174 )


= 6.10-5 ft.lbf/lbm = 0,0061 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ρ

= 0 ft.lbf/lbm

ΔZ = 60 ft Maka : 32,174 ft/s 2 (60 ft ) − 0 ft.lbf/lbm + 0,0061 ft.lbf/lbm + Ws = 0 0+ 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = -60,0061 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 75 % = - η x Wp

Ws -60,0061

= -0,75 x Wp

Wp



1 hp 2,6066 lbm/s × 80,0082 ft.lbf/lbm x (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s

= 0,0002 hp


Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/8 hp


: Memompa campuran dari reaktor 2 (R-201) ke vaporizer (VP-201).

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 5.434,7788 kg/jam = 3,3282 lbm/s

Densitas (ρ)

= 923,3781 kg/m3

= 57,6445 lbm/ft3

Viskositas (μ)

= 0,4002 cP

= 0,0003 lbm/ft.s


3,3282 lbm/s 57,6445 lbm/ft 3

= 0,0577 ft3/s = 25.914,2263 gal/mnt


(Walas, 1988)


(Walas, 1988)

ρ


μ

= viskositas (cP)


= 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,0577 ft3/s)0,45 (57,6445 lbm/ft3)0,13 = 1,8307 in


: 2 in


Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,0670 in

= 0,1723 ft = 0,0525 m

Diameter Luar (OD)

: 2,3750 in

= 0,1979 ft


: 0,0233 ft2

0,0577 ft 3 /s = 2,4780 ft/s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,0233 ft 2


=

ρ ×v× D μ

=


= 91.485,3321 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5 Pada NRe = 91.485,3321 dan ε/D =

(Geankoplis,1997)

4,6.10 −5 m = 0,0009 0,0525 m

maka harga f = 0,0040

(Geankoplis,1997)


= 0,5 (1 − 0 ) v2 1 elbow 90° = hf = n.Kf. 2.g c 1 check valve = hf = n.Kf. Pipa lurus 30 ft = Ff = 4f

v2 2.g c

2,4780 2 2(1)(32,174 )

= 0,0477 ft.lbf/lbm

2,4780 2 = 1(0,75) 2(32,174)

= 0,0716 ft.lbf/lbm

2,4780 2 2(32,174)

= 0,1909 ft.lbf/lbm

= 1(2,0)

ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,0040)

(30)(. 2,4780)2 (0,1723 ).2.(32,174)

= 0,2659 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝


2,4780 2 2(1)(32,174 )

= 0,0954 ft.lbf/lbm


= 0,6715 ft.lbf/lbm

= (1 − 0)


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ρ

= 0 ft.lbf/lbm




= - η x Wp

-25,6715

= -0,75 x Wp

Wp








Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1 bar T = 83,55 oC Laju alir massa (F)

= 1.313,4345 kg/jam = 0,8043 lbm/s

Densitas (ρ)

= 795,9773 kg/m3

= 49,6911 lbm/ft3

Viskositas (μ)

= 0,1756 cP

= 0,0001 lbm/ft.s


0,8043 lbm/s 49,6911 lbm/ft 3

= 0,0162 ft3/s = 7.265,1523 gal/mnt


(Walas, 1988)


(Walas, 1988)

ρ


μ

= viskositas (cP)


= 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,0162 ft3/s )0,45 (49,6911 lbm/ft3)0,13 = 1,0132 in



: 1,25 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,3800 in

= 0,1150 ft = 0,0351 m

Diameter Luar (OD)

: 1,6600 in

= 0,1383 ft


: 0,0104 ft2



=

ρ ×v× D μ

=

(49,6911 lbm/ft 3 )(1,5564 ft/s)(0,1150 ft ) 0,0001 lbm/ft.s


(Geankoplis,1997)

4,6.10 −5 m = 0,0013 0,0351 m


(Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A2 ⎞ v 2 ⎟⎟ ⎜ 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜1 − A 1 ⎠ 2α .g c ⎝

= 0,5 (1 − 0) 1 elbow 90° = hf = n.Kf.

v2 2.g c

1,5564 2 2(1)(32,174 )

= 1(0,75)

1,5564 2 2(32,174)

1,5564 2 v2 1 check valve = hf = n.Kf. = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)



ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,0045)

(40)(. 1,5564)2 (0,1150 ).2.(32,174)

= 0,2357 ft.lbf/lbm


2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝

1,5564 2 = (1 − 0) 2(1)(32,174 )

= 0,0376 ft.lbf/lbm


= 0,3957 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ρ

= 0 ft.lbf/lbm




= - η x Wp

-25,3957

= -0,75 x Wp

Wp







: Memompa campuran bahan dari vaporizer (VP-201) ke cooler (E201)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 4.121,3443 kg/jam = 2,5239 lbm/s

Densitas (ρ)

= 962,4769 kg/m3

= 60,0853 lbm/ft3

Viskositas (μ)

= 0,5204 cP

= 0,0003 lbm/ft.s


2,5239 lbm/s 60,0853 lbm/ft 3

= 0,0420 ft3/s = 18.853,2811 gal/mnt


(Walas, 1988)


(Walas, 1988)

ρ


μ

= viskositas (cP)


= 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,0420 ft3/s )0,45 (60,0853 lbm/ft3)0,13 = 1,5951 in



: 2 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,0670 in

= 0,1723 ft = 0,0525 m

Diameter Luar (OD)

: 2,3750 in

= 0,1979 ft


: 0,0233 ft2



=

ρ ×v× D μ

=



(Geankoplis,1997)

4,6.10 −5 m = 0,0009 Pada NRe = 53.352,9469 dan ε/D = 0,0525 m


(Geankoplis,1997)


= 0,5 (1 − 0) 1 elbow 90° = hf = n.Kf.

v2 2.g c


1,8028 2 2(1)(32,174 )

= 1(0,75)

1,8028 2 2(32,174)

1,8028 2 v2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)


ΔL.v 2 D.2.g c

2 ( 40)( . 1,8028) = 4(0,0040) (0,1723 ).2.(32,174)

= 0,1877 ft.lbf/lbm


2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝

1,8028 2 = (1 − 0) 2(1)(32,174 )

= 0,0505 ft.lbf/lbm


= 0,4023 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ρ

= 0 ft.lbf/lbm




= - η x Wp

-30,4023

= -0,75 x Wp

Wp







: Memompa campuran bahan dari decanter (DC-201) ke cooler 2 (E202)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 4.117,0456 kg/jam = 2,5213 lbm/s

Densitas (ρ)

= 963,4136 kg/m3

= 60,1438 lbm/ft3

Viskositas (μ)

= 0,5213 cP

= 0,0004 lbm/ft.s


2,5213 lbm/s 60,1438 lbm/ft 3

= 0,0419 ft3/s = 18.815,2704 gal/mnt


(Walas, 1988)


(Walas, 1988)

ρ


μ

= viskositas (cP)


= 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,0419 ft3/s )0,45 (60,1438 lbm/ft3)0,13 = 1,5939 in



: 2 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,0670 in

= 0,1723 ft = 0,0525 m

Diameter Luar (OD)

: 2,3750 in

= 0,1979 ft


: 0,0233 ft2


0,0419 ft 3 /s = 1,7992 ft/s 0,0233 ft 2


=

ρ ×v× D μ

=



(Geankoplis,1997)

4,6.10 −5 m = 0,0009 0,0525 m


(Geankoplis,1997)


= 0,5 (1 − 0) 1 elbow 90° = hf = n.Kf.

v2 2.g c

1,7992 2 2(1)(32,174 )

= 1(0,75)

1,7992 2 2(32,174)




ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,0050)

(40)(. 1,7992)2 (0,1723 ).2.(32,174)

= 0,2336 ft.lbf/lbm


2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝

1,7992 2 = (1 − 0) 2(1)(32,174 )

= 0,0503 ft.lbf/lbm


= 0,4474 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ρ

= 0 ft.lbf/lbm




= - η x Wp

-30,4474

= -0,75 x Wp

Wp








Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 1.614,6545 kg/jam = 0,9888 lbm/s

Densitas (ρ)

= 815,3739 kg/m3

= 50,9020 lbm/ft3

Viskositas (μ)

= 0,2354 cP

= 2.10-4 lbm/ft.s


0,9888 lbm/s 50,9020 lbm/ft 3

= 0,0194 ft3/s = 8.718,8742 gal/mnt


(Walas, 1988)


(Walas, 1988)

ρ


μ

= viskositas (cP)


= 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,0194 ft3/s )0,45 (50,9020 lbm/ft3)0,13 = 1,1033 in



: 1,25 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,38 in

= 0,1150 ft = 0,0351 m

Diameter Luar (OD)

: 1,66 in

= 0,1383 ft


: 0,0104 ft2



=

ρ ×v× D μ

=



(Geankoplis,1997)

4,6.10 −5 m = 0,0013 Pada NRe = 69.126,4082 dan ε/D = 0,0351 m


(Geankoplis,1997)


= 0,5 (1 − 0) 1 elbow 90° = hf = n.Kf.

v2 2.g c


1,8679 2 2(1)(32,174 )

= 1(0,75)

1,8679 2 2(32,174)

1,8679 2 v2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)


ΔL.v 2 D.2.g c

2 ( 40 )( . 1,8679) = 4(0,0050) (0,1150).2.(32,174)

= 0,3772 ft.lbf/lbm


2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝

1,8679 2 = (1 − 0) 2(1)(32,174 )

= 0,0542 ft.lbf/lbm


= 0,6076 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ρ

= 0 ft.lbf/lbm




= - η x Wp

-40,6076

= -0,75 x Wp

Wp







: Memompa campuran bahan dari reboiler (RB-201) ke tangki penyimpanan (TK-204)

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 2.502,3932 kg/jam = 1,5325 lbm/s

Densitas (ρ)

= 1.058,9309 kg/m3

= 66,1067 lbm/ft3

Viskositas (μ)

= 0,8707 cP

= 6.10-4 lbm/ft.s


1,5325 lbm/s 66,1067 lbm/ft 3

= 0,0232 ft3/s = 10.404,5544 gal/mnt


(Walas, 1988)


(Walas, 1988)

ρ


μ

= viskositas (cP)


= 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,0232 ft3/s )0,45 (66,1067 lbm/ft3)0,13 = 1,2360 in



: 1,25 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,38 in

= 0,1150 ft = 0,0351 m

Diameter Luar (OD)

: 1,66 in

= 0,1383 ft


: 0,0104 ft2


0,0232 ft 3 /s = 2,2290 ft/s 0,0104 ft 2


=

ρ ×v× D μ

=



(Geankoplis,1997)

4,6.10 −5 m = 0,0013 0,0351 m


(Geankoplis,1997)


= 0,5 (1 − 0 ) 1 elbow 90° = hf = n.Kf.

v2 2.g c

2,2290 2 2(1)(32,174 )

= 1(0,75)

2,2290 2 2(32,174)




ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,0050)

(40)(. 2,2290)2 (0,1150 ).2.(32,174)

= 3,5832 ft.lbf/lbm


2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝

2,2290 2 = (1 − 0) 2(1)(32,174 )

= 0,0772 ft.lbf/lbm


= 3,9114 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ρ

= 0 ft.lbf/lbm




= - η x Wp

-43,9114

= -0,75 x Wp

Wp






C.17 Cooler (E-201) Fungsi

: Menurunkan temperatur produk bawah Vaporizer yang akan dimasukkan ke decanter

Jenis


Dipakai

: 1 OD tube10 BWG, panjang = 15 ft, 2 pass

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 4.121,3443 kg/jam = 9.085,9981 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 83,55 oC = 4543,0137 °F Temperatur akhir (T2) = 31 °C = 87,8 °F Fluida dingin Laju alir air pendingin = 7.190,9498 kg/jam = 15.853,3117 lbm/jam Temperatur awal (t1)

= 30 °C = 86 °F

Temperatur akhir (t2)

= 45 °C = 113 °F

Panas yang diserap (Q) = 450.394,3146 kJ/jam = 426.891,4331 Btu/jam (1)

Δt = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas T1 = 182,39 °F T2 = 87,8 °F T1 – T2 = 94,95 °F

LMTD =

R=

Fluida dingin Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah Selisih

Selisih

t2 = 113 °F

Δt1 = 63,39 °F

t1 = 86 °F

Δt2 = 1,8°F

t2 – t1 = 27 °F

Δt2 – Δt1 = -61,59 °F

Δt 2 − Δt 1 - 61,59 = = 18,5079 °F ⎛ Δt 2 ⎞ ⎛ 1,8 ⎞ ⎟⎟ ln⎜ ⎟ ln⎜⎜ 63,39 Δt ⎝ ⎠ ⎝ 1⎠

T1 − T2 94,95 = = 3,5033 t 2 − t1 27


S=

t 2 − t1 54 = = 0,2801 T1 − t 1 182,39 − 87,8

Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,68 Maka Δt = FT × LMTD = 0,68 × 18,5079 = 12,5854 °F (2)

Tc dan tc Tc =

T1 + T2 182,39 + 87,8 = = 135,095 °F 2 2

tc =

t 1 + t 2 86 + 113 = = 99,5 °F 2 2

Dalam perancangan ini digunakan dengan spesifikasi: -

Diameter luar tube (OD) = 3/4 in

-

Jenis tube = 10 BWG

-

Pitch (PT) = 1 in Square pitch

-

Panjang tube (L) = 15 ft

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, UD = 40 Btu/h ft2 oF, faktor pengotor (Rd) = 0,003. Luas permukaan untuk perpindahan panas,

A=

Q = U D × Δt

450.394,3146 Btu/jam = 847,9918 ft 2 Btu 40 × 12,5854 o F 2 o jam ⋅ ft ⋅ F

Luas permukaan luar (a″) = 0,1820 ft2/ft

(Tabel 10, Kern)

847,9918 ft 2 A = = 310,6197 buah Jumlah tube, N t = L × a " 15 ft × 0,1820 ft 2 /ft

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 324 tube dengan ID shell 23 ¼ in.


c. Koreksi UD A = L × Nt × a" = 15 ft × 324 × 0,18201 ft 2 /ft = 884,5200 ft 2 Q 450.394,3146 Btu/jam Btu = = 38,3481 2 A ⋅ Δt 884,5200 ft × 12,5854 °F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F

UD =

Fluida dingin : air, tube (3)

(4)

(5)

Flow area tube, at′ = 0,1820 in2

at =

N t × a 't 144 × n

at =

324 × 0,182 = 0,2048 ft 2 144 × 2

(Tabel 10, Kern)

(Pers. (7.48), Kern)

Kecepatan massa Gt =

w at

Gt =

lb m 9.085,9981 = 44.376,0590 0,2048 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada tc = 99,5 °F μ = 0,65 cP = 1,5724 lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 1/4 in OD, 18 BWG, diperoleh ID = 1,15 in = 0,0958 ft Re t =

ID × G t μ

Re t =

0,4820/12 × 44.376,0590 = 36,6728 48,6038

(Pers. (7.3), Kern)

L = 373,4440 D

(6)

Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 1,7 Pada tc = 99,5 °F


c = 0,3908 Btu/lbm°F k = 0,2778 Btu/jam.ft°F

(Gbr 3, Kern) (Tabel 5, Kern)

1 1 ⎛ c ⋅ μ ⎞ 3 ⎛ 0,3908 × 48,6038 ⎞ 3 = 68,3739 =⎜ ⎟ ⎟ ⎜ 0,2778 ⎝ k ⎠ ⎠ ⎝

1 hi k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ ⎟ φs D ⎝ k ⎠


h

io = h i x ID φt φ t OD = 48,0801

(7)

Karena viskositas rendah, maka diambil φt = 1,7060 h h io = io × φ t φt hio = 52,7141

Fluida panas : shell, bahan (3′)

Flow area shell as =

Ds × C' × B 2 ft 144 × PT

Ds

= Diameter dalam shell = 10 in

B

= Baffle spacing = 4,65 in

PT

= Tube pitch = 1 in

C′

= Clearance = PT – OD

(Pers. (7.1), Kern)

= 1– 3/4 = ¼ in as = (4′)

23,25 × 0,25 × 4,65 = 0,1877 ft 2 144 × 1

Kecepatan massa Gs =

W as

Gs =

lb m 15.853,3177 = 84.463,0137 0,1877 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)


(5′)

Bilangan Reynold Pada Tc = 135,095 °F μ = 0,8940 cP = 2,1653lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 3/4 in dan 1 square pitch, diperoleh de = 0,91 in. De =0,91/12 = 0,0790 ft Res =

De × G s μ

Re s =

0,0790 x 84.463,0137 = 3.085,8591 2,1653

(6′)

Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 200

(7′)

1 k ⎛c⋅μ ⎞ 3 ho = jH × ×⎜ ⎟ φs De ⎝ k ⎠

(Pers. (7.3), Kern)


ho = 1.662,2293 φs

(8′)

Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1 h h o = o × φs φs ho = 1.662,2293 × 1 = 1.662,2293

(9’)

Clean Overall coefficient, UC UC =

h io × h o = 50,5725 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F h io + h o

(Pers. (6.38), Kern) (10’) Faktor pengotor, Rd Rd =

U C − U D 50,5725 − 38,3481 = 0,0063 = U C × U D 50,5725 × 38,3481

(Pers. (6.13), Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima.


Pressure drop Fluida dingin : air, tube (1)

Untuk Ret = 36,6728 f = 0,0100 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,7788

(Gbr. 6, Kern)

φt = 1,0378 ΔPt =

ΔPt =

2 f ⋅Gt ⋅L⋅n


5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

(0,0100) (44.376,0590) 2 (15)(2) 5,22 ⋅ 1010 (0,4820/12)(0,7788)(1,688)

= 0,2118 psi (2)

Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

V

2

2g'

= 0,0800

4n V 2 . s 2g' (4).(2) .0,0800 = 0,7788 = 0,8122 psi

ΔPr =

ΔPT

= ΔPt + ΔPr = 0,2118 psi + 0,8122psi = 1,0240 psi

ΔPt yang diperbolehkan = 10 psi

Fluida panas : bahan, shell (1′)

Untuk Res = 3.085,8591 f = 0,0025 ft2/in2

(Gbr. 29, Kern)

φs =1 s=1 (2′)

N + 1 = 12 ×

L B


N + 1 = 38,7097


(3′)

2 f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) ΔPs = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φ s

ΔPs =

(0,0025)(84.463,0137) 2 (23.25/12)(38,7097 ) 5,22 ⋅ 1010 (0.079)(1)(1)


= 0,3242 psi ΔPs yang diperbolehkan = 10 psi

C.18 Kondensor (CD-201) Fungsi

: Mengubah fasa uap campuran aseton dengan senyawa yang lainnya menjadi fasa cair

Jenis


Dipakai

: 3/4 in OD Tube 10 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 1.313,4345 kg/jam = 2.895,6240 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 83,55 oC = 182,39 °F Temperatur akhir (T2) = 35 °C = 95 °F Fluida dingin Laju alir air pendingin = 21.586,4469 kg/jam = 47.589,9125 lbm/jam Temperatur awal (t1)

= 30 °C = 86 °F


= 40 °C = 113 °F

Panas yang diserap (Q) = 1.352.034,5467 kJ/jam = 1.281.481,4632 Btu/jam



(1)

Fluida Panas T1 = 182,39 °F

Selisih

t2 = 113 °F

Δt1 = 63,39 °F

t1 = 86 °F

Δt2 = 9 °F

Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang

T2 = 95 °F

lebih rendah

T1 – T2 = 87,39 °F

LMTD =

Fluida dingin

Selisih

t2 – t1 = 27 °F

Δt2 – Δt1 = -54,39 °F

Δt 2 − Δt 1 54,39 = = 29,5664 °F ⎛ 9 ⎞ ⎛ Δt 2 ⎞ ⎟⎟ ln⎜ ⎟ ln⎜⎜ Δt ⎝ 63,39 ⎠ ⎝ 1⎠

R=

T1 − T2 87,39 = = 3,2367 t 2 − t1 27

S=

t 2 − t1 27 = = 0,2801 T1 − t 1 182,39 − 86


Tc dan tc Tc =

T1 + T2 182,39 + 95 = = 138,695 °F 2 2

tc =

t 1 + t 2 86 + 113 = = 99,5 °F 2 2

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi: -


-

Jenis tube = 10 BWG

-

Pitch (PT) = 1 5/16 in triangular pitch

-



a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, diperoleh UD = 125 Btu/jam⋅ft2⋅°F, faktor pengotor (Rd) = 0,003. Luas permukaan untuk perpindahan panas,

A=

Q 1.281.481,4632 Btu/jam = 361,1869 ft 2 = Btu U D × Δt 125 × 28,3838 o F 2 o jam ⋅ ft ⋅ F

Luas permukaan luar (a″) = 0,1820 ft2/ft Jumlah tube, N t =

(Tabel 10, Kern)

361,1869 ft 2 A = = 165,3786 buah L × a " 12 ft × 0,1820 ft 2 /ft

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 224 tube dengan ID shell 17,25 in. c. Koreksi UD A = L × Nt × a" = 12 ft × 224 × 0,1820 ft 2 /ft = 489,2160 ft 2 UD =

Btu Q 1.281.481,4632 Btu/jam = = 92,2872 2 A ⋅ Δt 489,2160 ft × 28,3838 °F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F

Fluida dingin : air, tube (3)

Flow area tube, at′ = 0,1820 in2

(Tabel 10, Kern)

N t × a 't at = 144 × n


at = (4)

(5)

224 × 0,1820 = 0,1416 ft 2 144 × 2

Kecepatan massa Gt =

w at

Gt =

lb m 2.895,6240 = 20.455,7423 0,1416 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada tc = 99,5 °F Dari Tabel 10, Kern, untuk 3/4 in OD, 10 BWG, diperoleh


ID = 0,4820 in Re t =

ID × G t μ

Re t =

(0,4820 / 12) × 20.455,7423 = 19,5717 41,9809

(Pers. (7.3), Kern)

L 12 = = 298,7552 D (0,4820/12) (6)

Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 8

(7)

Pada tc = 99,5 °F 1 hi k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ ⎟ φs D ⎝ k ⎠


Karena viskositas rendah, maka : h h io = io × φ t φt hio = 455,67


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

= Diameter dalam shell = 17 ¼ in

B

= Baffle spacing = 3,45 in

PT

= Tube pitch = 1 5/6 in

C′


(Pers. (7.1), Kern)

= 1 5/6 – 3/4 = 0,5625 in as =

17,25 × 0,5625 × 3,45 = 0,1771 ft 2 144 × 1 ,3125


(4′)

(5′)


W as

Gs =

lb m 47.589,9125 = 268.686,5887 0,1771 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada Tc = 108,695 °F Dari Gbr. 28, Kern, untuk 3/4 in dan 1 5/16 triangular pitch, diperoleh de = 0,1813 ft Res =

De × G s μ

Re s =

0,1813 × 268.686,5887 = 22.519,6611 2,1635

(6′)


(7′)

Pada Tc = 108,695 °F 1 k ⎛c⋅μ ⎞ 3 ho = jH × ×⎜ ⎟ φs De ⎝ k ⎠

(Pers. (7.3), Kern)


Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1 h h o = o × φs φs ho = 307,9453 (8′)


h io × h o 236,53 × 307,9453 = 133,7770 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F = h io + h o 236,53 + 307,9453

(Pers. (6.38), Kern) (10’) Faktor pengotor, Rd

Rd =

U C − U D 133,7770 − 92,2872 = 0,0034 = U C × U D 133,7770 × 92,2872

(Pers. (6.13), Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi condensor dapat diterima.


Pressure drop Fluida dingin : air, tube (1)

Untuk Ret = 19,5717 f = 0,0100 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,778

(Gbr. 6, Kern)

φt = 1,7194 (2)

ΔPt =

ΔPt

2 f ⋅Gt ⋅L ⋅n


5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

2 ( 0,0100)(20.455,7423.) (12)(2) = 5,22 ⋅ 1010 (0,4820/12 )(0,778)(1,7194) = 0,0357 psi

(3)


V

2

2g'

= 0,0100

4n V 2 . s 2g' (4).(2) .0,0100 = 0,778 = 0,0152 psi

ΔPr =

ΔPT

= ΔPt + ΔPr = 0,0357 psi + 0,0152 psi = 1,0509 psi




Untuk Res = 22.519,6611 f = 0,0027 ft2/in2

(Gbr. 29, Kern)

φs =1 s=1 (2′) (3′)

N + 1 = 60


2 1 f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) ΔPs = × 2 5,22 ⋅ 1010 ⋅ D ⋅ s ⋅ φ e s


2 1 (0,0027 )(268.686,5887 ) (12 / 12) (60) ΔPs = × 2 5,22 ⋅ 1010 (0,1813)(1)(1) = 1,2356 psi ΔPs yang diperbolehkan = 2 psi

C.19 Kondensor (E-202) Fungsi

: Mengubah fasa uap keluaran atas kolom destilasi menjadi fasa cair

Jenis


Dipakai

: 3/4 in OD Tube 10 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 1.614,8704 kg/jam = 3.560,1756 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 157,55 oC = 315,59 °F Temperatur akhir (T2) = 35 °C = 95 °F Fluida dingin Laju alir air pendingin = 4.390,2923 kg/jam = 9.678,9262 lbm/jam Temperatur awal (t1)

= 30 °C = 86 °F


= 45 °C = 113 °F

Panas yang diserap (Q) = 268.050,7394 kJ/jam = 254.063,0745 Btu/jam



(1)

Fluida Panas T1 = 315,59 °F

Selisih

t2 = 113 °F

Δt1 = 202,59 °F

t1 = 86 °F

Δt2 = 9 °F

Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang

T2 = 95 °F

lebih rendah

T1 – T2 = 220,59 °F

LMTD =

Fluida dingin

Selisih

t2 – t1 = 27 °F

Δt2 – Δt1 = -193,59 °F

Δt 2 − Δt 1 193,59 = 62,1684 °F = ⎛ 9 ⎞ ⎛ Δt 2 ⎞ ⎟ ⎟⎟ ln⎜ ln⎜⎜ Δt ⎝ 205,59 ⎠ ⎝ 1⎠

R=

T1 − T2 220,59 = = 8,17 t 2 − t1 27

S=

t 2 − t1 27 = = 0,1176 T1 − t 1 315,59 − 86


Tc dan tc Tc =

T1 + T2 315,59 + 95 = = 205,295 °F 2 2

tc =

t 1 + t 2 86 + 113 = = 99,5 °F 2 2

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi: -


-

Jenis tube = 10 BWG

-

Pitch (PT) = 1 in square pitch

-



a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, diperoleh UD = 40 Btu/jam⋅ft2⋅°F, faktor pengotor (Rd) = 0,003. Luas permukaan untuk perpindahan panas, A=

Q = U D × Δt



(Tabel 10, Kern)


b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 52 tube dengan ID shell 10 in. c. Koreksi UD A = L × Nt × a" = 12 ft × 52 × 0,1820 ft 2 /ft = 113,5680 ft 2 UD =

Btu Q 254.063,0745 Btu/jam = = 36,7189 2 A ⋅ Δt 113,5680 ft × 60,925 °F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F

Fluida dingin : air, tube (3) Flow area tube, at′ = 0,1820 in2 N t × a 't at = 144 × n

at =

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

52 × 0,1820 = 0,0329 ft 2 144 × 2

(4) Kecepatan massa Gt =

w at

Gt =

lb m 3.560,1756 = 108.340,0853 0,03298 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

(5) Bilangan Reynold Pada tc = 99,5 °F Dari Tabel 10, Kern, untuk 3/4 in OD, 10 BWG, diperoleh


ID = 0,4820 in Re t =

ID × G t μ

Re t =

(0,4820 / 12) ×108.340,0853 = 921,0256 4,7248

(Pers. (7.3), Kern)

L 12 = = 298,7552 D (0,4820/12) (6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 5,5 Pada tc = 99,5 °F 1 hi k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ ⎟ φs D ⎝ k ⎠


h

i = 75,8166 φs

h h io = io × φ t φt hio = 49,71


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


B

= Baffle spacing = 2 in

PT

= Tube pitch = 1 in

C′


(Pers. (7.1), Kern)

= 1 – 3/4 = 1/4 in as =

10 × 0,25 × 2 = 0,0347 ft 2 144 × 1


(4′) Kecepatan massa Gs =

W as

Gs =

lb m 9.678,9272 = 278.753,0757 0,0347 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

(5′) Bilangan Reynold Pada Tc = 205,295 °F Dari Gbr. 28, Kern, untuk 3/4 in dan 1 square pitch, diperoleh de = 0,079 in. Res =

De × G s μ

Re s =

(0,079/12) × 278.753,0757 = 10.184,2533 2,1635

(Pers. (7.3), Kern)

(6′) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 55 Pada Tc = 205,295 °F 1 k ⎛c⋅μ ⎞ 3 ho = jH × ×⎜ ⎟ φs De ⎝ k ⎠


ho = 457,1131 φs

(7′)

Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1 h h o = o × φs φs ho = 457,1131

(8’)


h io × h o 49,71 × 457,1131 = 44,8334 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F = h io + h o 49,71 + 457,1131

(Pers. (6.38), Kern) (9’)

Faktor pengotor, Rd Rd =

U C − U D 44,8334 − 36,7189 = 0,0049 = U C × U D 44,8334 × 36,7189

(Pers. (6.13), Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi condensor dapat diterima.


Pressure drop Fluida dingin : air, tube (1) Untuk Ret = 921,0256 f = 0,00055 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,778 ΔPt =

ΔPt

(Gbr. 6, Kern) 2 f ⋅Gt ⋅L ⋅n


5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

2 ( 0,0006)(108.340,0853) (12)(2) = 5,22 ⋅ 1010 (0,4820/12 )(0,778)(1,0114) = 0,0919 psi

(2) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

V

2

2g'

= 0,0024

4n V 2 . ΔPr = s 2g' (4).(2) .0,0011 = 0,778 = 0,0112 psi ΔPT




Untuk Res = 10.184,2533 f = 0,0017 ft2/in2

(Gbr. 29, Kern)

φs =1 s=1 (2′)

N + 1 = 72


(3′)

2 1 f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) ΔPs = × 2 5,22 ⋅ 1010 ⋅ D ⋅ s ⋅ φ e s



2 1 (0,00045)(278.753,0757 ) (10 / 12) (72) ΔPs = × 2 5,22 ⋅ 1010 (0,079)(1)(1) = 1,9209 psi ΔPs yang diperbolehkan = 2 psi

C.20 Rebolier (RB-201) Fungsi

:

Menaikkan

temperatur campuran Phenol dan CHP sebelum

dimasukkan ke kolom destilasi Jenis


Dipakai

: 1 in OD Tube 10 BWG, panjang = 20 ft, 4 pass

Fluida panas Laju alir steam masuk = 62,4270 kg/jam = 137,6279 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 190 °C = 374 °F Temperatur akhir (T2) = 190 °C = 374 °F Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 3.986,3718 kg/jam = 8.788,4350 lbm/jam Temperatur awal (t1)

= 157,55°C = 315,59 °F


= 181,78 °C = 359,2040 °F

Panas yang diserap (Q) = 123.529,3427 kJ/jam = 117.083,2234 Btu/jam (1)


Fluida Panas T1 = 374 °F T2 = 374 °F T1 – T2 = 0 °F

Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah Selisih

Fluida dingin

Selisih

t2 = 315,59 °F

Δt1 = 14,7960 °F

t1 = 359,2040 °F

Δt2 = 58,41 °F

t2 – t1 = 43,614 °F

Δt2 – Δt1 = 43,614 °F


LMTD =

Δt 2 − Δt 1 43,614 = 31,7625 °F = ⎛ 58,41 ⎞ ⎛ Δt 2 ⎞ ⎟ ⎟⎟ ln⎜ ln⎜⎜ ⎝ 49,796 ⎠ ⎝ Δt 1 ⎠

T − T2 0 R= 1 = =0 t 2 − t1 43,614 S=

t 2 − t1 43,614 = = 0,7467 T1 − t 1 374 − 359,2040

Jika, R = 0 maka Δt = LMTD = 28,5862 °F (2)

Tc dan tc T + T2 374 + 374 Tc = 1 = = 374 °F 2 2 t +t 359,2040 + 315,59 tc = 1 2 = = 337,397 °F 2 2

Dalam perancangan ini digunakan reboiler dengan spesifikasi: Diameter luar tube (OD) = 1 in Jenis tube = 10 BWG Pitch (PT) = 1 1/4 in square pitch Panjang tube (L) = 20 ft a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, diperoleh UD = 40 Btu/jam⋅ft2⋅°F, faktor pengotor (Rd) = 0,003. Luas permukaan untuk perpindahan panas, A=

Q = U D × Δt



(Tabel 10, Kern)


b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 14 tube dengan ID shell 8 in.


c. Koreksi UD A = L × N t × a" = 20 ft × 14 × 0,4210 ft 2 /ft = 117,8800 ft 2 Btu Q 117.083,2234 Btu/jam = = 34,7454 2 A ⋅ Δt 117,8800 ft x 28,5862 °F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F

UD =

Fluida Panas : Tube, steam (3) Flow area tube, at′ = 0,421 in2 at =

N t × a 't 144 × n

at =

14 × 0,421 = 0,0102 ft 2 144 × 4



W at

Gt =

lb m 137,6279 = 13.449,8894 0,0102 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

(5) Bilangan Reynold Pada Tc = 374°F Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 10 BWG, diperoleh ID = 0,732 in Re t = Re t =

ID × G t μ

(Pers. (7.3), Kern)

(0,732 / 12) × 13.449,8894 = 144,0719 5,6947

L = 327,8689 D (6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 5 1 hi k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ ⎟ φs D ⎝ k ⎠




Fluida dingin : Shell, Bahan (3′) Flow area shell as =

Ds × C' × B 2 ft 144 × PT

Ds


B

= Baffle spacing 2 in

PT

= Tube pitch = 1,25 in

C′


(Pers. (7.1), Kern)

= 1,25 – 1 = 0,25 in as =

8 × 0,25 × 2 = 0,0222 ft 2 144 × 1,25

(4′) Kecepatan massa Gs =

w as

Gs =

lb m 8.788,4350 = 395.479,5749 0,0222 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

(5′) Bilangan Reynold Pada tc = 337,397 °F Untuk 1 in dan 1 1/4 Square pitch, diperoleh de = 0,0825 in. Res =

De × G s μ

Re s =

0,0825 x 395.479,5749 = 106.207,3240 0,3073

(Pers. (7.3), Kern)

(6′) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 200 Pada tc = 337,397 °F


1 k ⎛c⋅μ ⎞ 3 ho = jH × ×⎜ ⎟ φs De ⎝ k ⎠


ho = 258,1755 φs

Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1 h h o = o × φs φs ho = 860,5850 (7′) Clean Overall coefficient, UC h × h o 55,82 × 860,5850 = = 52,4193 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F U C = io 55,82 + 860,5850 h + ho io

(Pers. (6.38), Kern) (9′) Faktor pengotor, Rd Rd =

U C − U D 52,4193 − 34,7454 = = 0,0097 U C × U D 52,4193 × 34,7454

Pers. (6.13), Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi reboiler dapat diterima.

Pressure drop Fluida panas : Steam, tube (1)

Untuk Ret = 144,0719 f = 0,0035 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern) (Gbr. 6, Kern)

s = 1,0538 φt = 1 (2)

ΔPt =

ΔPt =

2 f ⋅Gt ⋅L ⋅n

5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t


(0,0035)(13.449,8894)2 (20)(4) 5,22 ⋅ 1010 (0,7320/12 )(1,0538)(1)

= 0,0151 psi


(3)


V

2

2g'

= 0,0100

4n V 2 . s 2g' (4).(4) = .0,0100 1,0538 = 0,1518 psi

ΔPr =

= ΔPt + ΔPr

ΔPT

= 0,0151 psi + 0,1518 psi = 0,1669 psi ΔPt yang diperbolehkan = 2 psi


Untuk Res = 106.207,3240 f = 0,0020 ft2/in2

(Gbr. 29, Kern)

s = 1,1845 (2′)

N + 1 = 12 ×

L B


N + 1 = 120

(3′)

2 f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) ΔPs = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φ s

ΔPs =

Pers. (7.44), Kern)

(0,0020)(395.479,)2 (8/12)(120) 5,22 ⋅ 1010 (0,0825)(1,1845)(1)



C.21 Heater 1 (E-101) Fungsi

: Menaikkan temperatur CHP sebelum dimasukkan ke reaktor (R101)

Jenis

: DPHE

Dipakai

: pipa 1/4 x 1/8 in IPS, 12 ft hairpin

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir steam masuk

= 42,5819 kg/jam = 93,8769 lbm/jam

Temperatur awal (T1)

= 190 °C = 374 °F

Temperatur akhir (T2)

= 190 oC = 374 °F

Fluida dingin

(1)

Laju alir cairan masuk

= 5.430,5984 kg/jam = 11.972,4058 lbm/jam

Temperatur awal (t1)

= 30 °C = 86 °F


= 50 °C = 122 °F

Panas yang diserap (Q)

= 84.260,2449 kJ/jam = 79.863,3009 Btu/jam


Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

T1 = 374 °F

Temperatur yang lebih tinggi

t2 = 122 °F

Δt1 = 252 °F

T2 =374 °F

Temperatur yang lebih rendah

t1 = 86°F

Δt2 = 288°F

T1 – T2 = 0°F

Selisih

t2 – t1 = 36°F

LMTD =

Δt2 – Δt1 = 36°F

Δt 2 − Δt 1 36 = 269,5995 °F = ⎛ 288 ⎞ ⎛ Δt 2 ⎞ ⎟ ⎟⎟ ln⎜ ln⎜⎜ ⎝ 452 ⎠ ⎝ Δt 1 ⎠

(2) Tc dan tc Tc =

T1 + T2 374 + 374 = = 374 °F 2 2


t 1 + t 2 86 + 122 = = 104 °F 2 2

tc =

Fluida panas : anulus, steam (3) flow area D2 =

0,622 = 0,0518 ft 12

D1 =

0,54 = 0,045 ft 12

aa =

(

π D 2 2 − D1 2 4

(Tabel 11, kern)

) = π (0,0518

Equivalen diam = D a

(D

2 2

2

4

− D1 D1

2

− 0,045 2

) = 0,0005 ft

) = (0,0518

2

)

− 0,045 2 = 0,0147 0,045 2

(4) kecepatan massa Ga =

W aa

Ga =

93,8769 lbm = 180.566,3461 0,0005 jam . ft 2

(5) Pada Tc = 374 0F , μ = 0,0167 cP

(Gbr. 15, kern)

μ = 0,0167 cP = 0,0167 x 2,42 = 0,0403 lbm/ft.jam Re a = Re a =

Da × G a

μ 0,0147 × 180.566,3461 = 65.855,4044 0,0403

(6) JH = 180

(Gbr.24, kern)

(7) Pada Tc = 374 0F , c = 0,765 Btu/lbm .0F 2

(Gbr.3, kern)

0

k = 0,0244 Btu/(jam)(ft )( F/ft) ⎛ c.μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠ ho = J

1

3

H

⎛ 0,765 . 0,0403 ⎞ =⎜ ⎟ 0,0244 ⎝ ⎠ k ⎛c.μ ⎞ ⎟ ⎜ De ⎝ k ⎠

1

3

1

3

⎛ μ ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ μW ⎠

= 1,0812 0 ,14

(pers. (6.15b), kern)


= 180 ×

0,0244 × 1,0812 × 1 0,0147

= 322,9520 Btu/(jam)(ft 2 )( 0 F)

Fluida dingin : inner pipe (3’)

0,3640 = 0,0303 ft 12

D= ap =

πD 2 4

(Tabel 11, kern)

= 0,0007 ft 2

(4’) kecepatan massa Gp =

W ap

Gp =

11.972,4058 lbm = 16.560.616,7066 0,0007 jam . ft 2

(5’) Pada tc = 104 0F , μ = 1,0900 cP

(Gbr. 15, kern)

μ = 1,0900 cP = 1,0900 x 2,42 = 2,6465 lbm/ft.jam

Re p = Re p =

Dp × G p

μ 0,0303 × 16.560.616,7066 = 2.277.732,4491 2,6465

(6’) JH = 1000

(Gbr.24, kern)

Pada Tc = 104 0F , c = 1,0210 Btu/lbm .0F

(Gbr.3, kern)

k = 0,0940 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft) ⎛ c.μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠

1

3

(7’) h i = J H

⎛ 1,0210 . 2,6465 ⎞ =⎜ ⎟ 0,0940 ⎝ ⎠

k ⎛c.μ ⎞ ⎜ ⎟ De ⎝ k ⎠

= 1000 ×

1

3

1

⎛ μ ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ μW ⎠

3

= 3,0633

0 ,14

(pers. (6.15a), kern)

2,6465 × 3,0633 × 1 0,0303

= 9.492,8963 Btu/(jam)(ft 2 )( 0 F)


(8’) h io = h i ×

0.3640 ID = 9.492,8963 × = 5.555,3284 Btu/(jam)(ft 2 )( 0 F ) 0,6220 OD (pers.6.5,kern)

(9) clean averall coefficient, Uc UC =

h io × h o 5.555,3284 × 322,9520 = = 305,2091 Btu/(jam)(ft 2 )( 0 F ) h io + h o 5.555,3284 + 322,9520

(10) UD Rd ketentuan = 0,003 1 1 1 = + RD = + 0,002 305,2091 UD UC U D = 159,3259 btu/jam ft 2 F (11) Luas permukaan yang diperlukan Q = UD x A x Δ t A=

Q 79.863,3009 = = 1,8593 ft 2 U D × Δt 159,3259 + 269,5995

Panjang yang diperlukan =

1,8593 = 13,1863 ft 0,1410

Berarti diperlukan 1 pipa hairpin 12 ft . (12) luas sebenarnya = 1 x 24 x 0,1410 = 3,3840 ft2 Q 79.863,3009 = = 87,5382 btu/jam ft2 F A × Δt 3,3840 + 269,5995 U − U D 305,2091 - 87,5382 RD = C = = 0,0081 jam ft2 F/Btu U C × U D 305,2091 × 87,5382 UD =

Pressure drop Fluida panas : anulus, steam (1) De’ = (D2 – D1) = (0,0518 - 0,0450) = 0,0068 ft Rea’ =

De' × Ga

μ

F = 0,0035 +

=

0,0068 × 180.566,3461 = 30.604,0606 0,0403

0,264 = 0,0069 30.604,0606 0,42

(pers.(3.47b),kern)

s = 1, ρ = 1 x 62,4295 = 62,4295


2

(2) ΔFa = (3) V =

4 fG a L 4 × 0,0097x 30.604,0606 2 × 12 = = 0,4884 ft 2 gρ 2 De 2 × 4.18 × 10 8 × 62,4295 2 × 0,0068

Ga 30.604,0606 = = 0,8034 ft/s 3600 ρ 3600 × 62,4295

⎛ 0,8034 2 ⎞ ⎛V 2 ⎞ ⎟⎟ = 0,0301 ft ⎟⎟ = 3 × ⎜⎜ Fi = 3 × ⎜⎜ ⎝ 2 × 32,2 ⎠ ⎝ 2g' ⎠

ΔPa =

(0,4884 + 0,0301) × 62,4295 = 0,2248 psi 144

ΔPa yang diperbolehkan = 2 psi

Fluida dingin : inner pipe (1’) Rep’= 569412,1410 ρ = 42,84279 (2’) ΔFp =

4 fGp 2 L 4 × 0,0097 x 16.560.616,7066 2 × 12 = = 8,7230 ft 2 gρ 2 D 2 × 4.18.10 8 × 42,84279 2 × 0,0068

(3’) ΔPp =

8,7230 × 42,84279 = 2,5953 psi 144

ΔPp yang diperbolehkan = 10 psi

C.22 Heater 2 (E-202) Fungsi

: Menaikkan temperatur CHP sebelum dimasukkan ke reaktor (R101)

Jenis

: DPHE

Dipakai

: pipa 2 x 1 in IPS, 12 ft hairpin

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir steam masuk

= 456,9062 kg/jam = 1007,3046 lbm/jam

Temperatur awal (T1)

= 190 °C = 374 °F

Temperatur akhir (T2)

= 190 oC = 374 °F


Fluida dingin

(2)

Laju alir cairan masuk

= 4.117,0456 kg/jam = 9.076,5211 lbm/jam

Temperatur awal (t1)

= 30 °C = 86 °F


= 50 °C = 122 °F

Panas yang diserap (Q)

= 904.116,9251 kJ/jam = 856.937,4820 Btu/jam


Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

T1 = 374 °F

Temperatur yang lebih tinggi

t2 = 315,59 °F

Δt1 = 58,41 °F

T2 =374 °F

Temperatur yang lebih rendah

t1 = 86°F

Δt2 = 288°F

T1 – T2 = 0°F

Selisih

t2 – t1 = 229,59°F

LMTD =

Δt2 – Δt1 = 229,59 °F

Δt 2 − Δt 1 36 = = 143,9009 °F ⎛ Δt 2 ⎞ ⎛ 288 ⎞ ⎟⎟ ln⎜ ⎟ ln⎜⎜ ⎝ 58,41 ⎠ ⎝ Δt 1 ⎠

Tc dan tc Tc =

T1 + T2 374 + 374 = = 374 °F 2 2

tc =

t 1 + t 2 86 + 315,59 = = 200,795 °F 2 2

Fluida panas : anulus, steam (3) flow area tube D2 =

1,0490 = 0,0874 ft 12

D1 =

0,84 = 0,0700 ft 12

aa =

(

π D 2 2 − D1 2 4

(Tabel 11, kern)

) = π (0,0874

Equivalen diam = D a

(D

2 2

2

)

2

) = (0,0874

− D1 D1

− 0,0700 2 = 0,0022 ft 2 4

)

− 0,0700 2 = 0,0392 0,0700 2


(4) kecepatan massa Ga =

W aa

Ga =

1.007,3046 lbm = 467.606,3807 0,0022 jam . ft 2

(5) Pada Tc = 200,795 0F , μ = 2,25 cP

(Gbr. 15, kern)

μ = 2,25 cP = 2,25 x 2,42 = 5,445 lbm/ft.jam Da × G a

Re a =

μ 0,0392 × 467.606,3807 = 454.263,4318 0,0403

Re a =

(6) JH = 980

(Gbr.24, kern)

(7) Pada Tc = 374 0F , c = 0,765 Btu/lbm .0F

(Gbr.3, kern)


1

3

⎛ 0,765 . 0,0403 ⎞ =⎜ ⎟ 0,0244 ⎝ ⎠ k ⎛c.μ ⎞ ⎜ ⎟ De ⎝ k ⎠

(8) h o = J H

= 980 ×

1

3

1

3

⎛ μ ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ μW ⎠

= 1,0812

\

0 ,14

(pers. (6.15b), kern)

0,0244 × 1,0812 × 1 0,0147

= 660,1139 Btu/(jam)(ft 2 )( 0 F)

Fluida dingin : inner pipe (3’)

D=

0,6220 = 0,0518 ft 12

ap =

πD 2 4

(Tabel 11, kern)

= 0,0021 ft 2

(4’) kecepatan massa Gp =

W ap

Gp =

9.076,5211 lbm = 4.299.683,5505 0,0021 jam . ft 2


(5’) Pada tc = 104 0F , μ = 2,25 cP

(Gbr. 15, kern)

μ = 2,25 cP = 2,25x 2,42 = 5,4450 lbm/ft.jam Re p = Re p =

Dp × G p

μ 0,6220 × 4.299.683,5505 = 491.166,7894 5,4450

(6’) JH = 980

(Gbr.24, kern)

(7’) Pada Tc = 200,795 0F , c = 1,25 Btu/lbm .0F

(Gbr.3, kern)


1

3

(8’) h i = J H

⎛ 1,25 . 5,4450 ⎞ =⎜ ⎟ ⎝ 0,0915 ⎠

k ⎛c.μ ⎞ ⎜ ⎟ De ⎝ k ⎠

= 980 ×

1

3

1

3

= 4,2056

⎛ μ ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ μW ⎠

0 ,14

(pers. (6.15a), kern)

5,4450 × 4,2056 × 1 0,0518

= 7.275,5690 Btu/(jam)(ft 2 )( 0 F) (9’) h io = h i ×

ID 0,622 = 7.275,5690 × = 4.314,0171 Btu/(jam)(ft 2 )( 0 F ) OD 1,0490 (pers.6.5,kern)

(10) clean averall coefficient, Uc UC =

h io × h o 4.314,0171 × 660,1139 = = 572,5106 Btu/(jam)(ft 2 )( 0 F ) h io + h o 4.314,0171 + 660,1139

(11) UD Rd ketentuan = 0,003 1 1 1 = + RD = + 0,003 UD UC 572,5106 U D = 210,6730 btu/jam ft2 F (12) luas permukaan yang diperlukan Q = UD x A x Δ t A=

Q 856.937,4820 = = 28,2668 ft 2 U D × Δt 210,6730 + 143,9009


Panjang yang diperlukan =

28,2668 = 128,4855 ft 0,2200

Berarti diperlukan 6 pipa hairpin 12 ft yang disusun seri. (13) luas sebenarnya = 6 x 24 x 0,2200 = 31,6800 ft2 Q 856.937,4820 = = 187,9752 btu/jam ft2 F A × Δt 31,6800 + 143,9009 U − U D 572,5106 - 187,9752 RD = C = = 0,0036 jam ft2 F/Btu U C × U D 572,5106 × 187,9752 UD =

Pressure drop Fluida panas : anulus, steam (1) De’ = (D2 – D1) = (0,0874 - 0,07) = 0,0174ft De' × Ga

Rea’ =

μ

F = 0,0035 +

=

0,0174 × 467.606,3807 = 202.001,7378 0,0403

0,264 = 0,0051 202.001,7378 0,42

(pers.(3.47b),kern)

s = 1, ρ = 1 x 62,4295 = 62,4295 2

(2) ΔFa = (3) V =

4 fG a L 4 × 0,0051 x 467.606,3807 2 × 12 = = 0,9360 ft 2 gρ 2 De 2 × 4.18 × 10 8 × 62,4295 2 × 0,0174

Ga 467.606,3807 = = 2,0806 ft/s 3600 ρ 3600 × 62,4295

⎛ 2,0806 2 ⎞ ⎛V 2 ⎞ ⎟⎟ = 0,2017 ft ⎟⎟ = 3 × ⎜⎜ Fi = 3 × ⎜⎜ ⎝ 2 × 32,2 ⎠ ⎝ 2g' ⎠

ΔPa =

(0,2017 + 0,9360) × 62,4295 = 0,4932 psi 144

ΔPa yang diperbolehkan = 2 psi

Fluida dingin : inner pipe (1’) Rep’= 491.166,7894 ρ = 42,84279 (2’) ΔFp =

4 fGp 2 L 4 × 0,0063 x 4.299.683,5505 2 × 12 = = 0,1680 ft 2 gρ 2 D 2 × 4.18.10 8 × 42,84279 2 × 0,0174


(3’) ΔPp =

0,1680 × 42,84279 = 0,0500 psi 144

ΔPp yang diperbolehkan = 10 psi

C.23 Vaporizer Fungsi

: Memekatkan larutan phenol

Jenis


Dipakai

: 1 in OD Tube 10 BWG, panjang = 12 ft, 4 pass

Fluida panas Laju alir steam masuk = 831,5909 kg/jam = 1.833,3420 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 190 °C = 374 °F Temperatur akhir (T2) = 190 °C = 374 °F Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 5.434,778 kg/jam = 11.981,6220 lbm/jam Temperatur awal (t1)

= 50 °C = 122 °F


= 83,55 °C = 182,39 °F

Panas yang diserap (Q) = 1.645.535,4610 kJ/jam = 1.559.666,6486 Btu/jam (1) Δt = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas T1 = 374 °F T2 = 374 °F T1 – T2 = 0 °F LMTD =

Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah Selisih

Fluida dingin

Selisih

t2 = 182,39°F

Δt1 = 191,61 °F

t1 = 122 °F

Δt2 = 252 °F

T2 – t1 = 60,39 °F

Δt2 – Δt1 = 60,39 °F

Δt 2 − Δt 1 60,39 = = 220,4820 °F ⎛ Δt 2 ⎞ ⎛ 252 ⎞ ⎟⎟ ln⎜ ⎟ ln⎜⎜ ⎝ 191,61 ⎠ ⎝ Δt 1 ⎠


T − T2 0 R= 1 = =0 t 2 − t1 43,614 S=

t 2 − t1 60,39 = = 0,2396 T1 − t 1 374 − 122

Jika, R = 0 maka Δt = LMTD = 198,3852 °F (2) Tc dan tc T + T2 374 + 374 Tc = 1 = = 374 °F 2 2 t +t 182,39 + 122 tc = 1 2 = = 152,19 °F 2 2 Dalam perancangan ini digunakan Vaporizer dengan spesifikasi: Diameter luar tube (OD) = 1 in Jenis tube = 12 BWG Pitch (PT) = 1 1/4 in square pitch Panjang tube (L) =12 ft a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, diperoleh UD = 40 Btu/jam⋅ft2⋅°F, faktor pengotor (Rd) = 0,003. Luas permukaan untuk perpindahan panas, A=

Q 1.559.666,6486 Btu/jam = = 196,5453 ft 2 Btu U D × Δt × 198,3852 o F 40 jam ⋅ ft 2 ⋅o F


(Tabel 10, Kern)

196,5453 ft 2 A = = 34,1937 buah L × a " 12 ft × 0,491363ft 2 /ft

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 40 tube dengan ID shell 12 in. c. Koreksi UD A = L × Nt × a" = 12 ft × 40 × 0,4790 ft 2 /ft = 229,9200 ft 2


Q 1.559.666,6486 Btu/jam Btu = = 34,1937 2 A ⋅ Δt 229,9200 ft x 198,3852 °F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F

UD =

Fluida dingin : Bahan,Tube (3) Flow area tube, at′ = 0,4790 in2 at =

N t × a 't 144 × n

at =

40 × 0,479 = 0,0333 ft 2 144 × 4



W at

Gt =

lb m 1.833,3420 = 55.115,0817 0,0333 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

(5) Bilangan Reynold Pada Tc = 374°F Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 10 BWG, diperoleh ID = 0,732 in Re t = Re t =

ID × G t μ

(Pers. (7.3), Kern)

(0,732 / 12) × 55.115,0817 = 630,7056 5,6947

(6) JH = 4,5 1 hi k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ ⎟ D ⎝ k ⎠ φs

(Gbr.24, kern) (Pers. (6.15), Kern)


Fluida panas : steam,shell (3′)

Flow area shell


Ds × C' × B 2 as = ft 144 × PT (Pers. (7.1), Kern) Ds


B

= Baffle spacing = 3 in

PT

= Tube pitch = 1,25 in

C′

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

as = (4′)

(5′)

12 × 0,25 × 3 = 0,0500 ft 2 144 × 1,25


w as

Gs =

lb m 11.981,6220 = 239.632,4408 0,0500 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada tc = 152,19 °F Untuk 1 in dan 1 1/4 Square pitch, diperoleh de = 0,0825 in. Res =

De × G s μ

Re s =

0,0825 x 239.632,4408 = 3.322,5053 5,9529

(6′)


(7′)

Pada tc = 152,19 °F 1 ho k ⎛c⋅μ ⎞ 3 = jH × ×⎜ ⎟ φs De ⎝ k ⎠

(Pers. (7.3), Kern)


Karena viskositas rendah, maka : h h o = o × φs φs ho = 346,674 (8)

Clean Overall coefficient, UC


h × h o 50,24 × 346,674 U C = io = = 43,8788 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F h + h o 50,24 + 346,674 io

(Pers. (6.38), Kern) (9′)

Faktor pengotor, Rd Rd =

U C − U D 43,8788 − 34,1937 = = 0,0065 U C × U D 43,8788 × 34,1937

Pers. (6.13), Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi vaporizer dapat diterima.

Pressure drop Fluida panas : Steam, tube (1)

Untuk Ret = 630,7056 f = 0,00058 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 1,0538

(Gbr. 6, Kern)

φt = 1 (2)

ΔPt =

ΔPt

2 f ⋅Gt ⋅L⋅n


5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

( 0,00058)(55.115,0817) 2 (20)(4) = 5,22 ⋅ 1010 (0,7320/12 )(1,0538)(1) = 0,0236 psi

(3)


V

2

2g'

= 0,0100

4n V 2 . s 2g' (4).(4) = .0,0100 1,0538 = 1,5184 psi

ΔPr =

ΔPT





Untuk Res = 3.322,5053 f = 0,0031 ft2/in2

(Gbr. 29, Kern)

s = 1,1845 (2′)

N + 1 = 48

(3′)

2 f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) ΔPs = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φ s

ΔPs =

Pers. (7.44), Kern)

(0,0030)(239.632,4408)2 (12/12)(48) 5,22 ⋅ 1010 (0,0825)(1,1845)(1)


C.24 Dekanter (DC-201) Fungsi

: Memisahkan amonium hidroksida dan amonium sulfat dari campurannya berdasarkan perbedaan densitas komponennya

Bentuk

: horizontal silinder

Bahan

: Carbon steel, SA – 285 grade C

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

:

- Temperatur(T) : 30 oC - Tekanan (P)

: 1 atm = 14,696 psia

Laju alir massa (F) = 4.121,3443 kg/jam x

1 lbm = 9.085,8560 lb/jam 0,4536 kg


Sifat Fisika bahan yang masuk ke dekanter

Laju alir

Densitas

Viskositas

Volume

Komponen

(kg/jam)

% Berat

(kg/m3)

(cp)

m3

ln

CHP

255,6215

0,0620

653,0000

0,1010

0,3915

-2,2926

Cumene

1.045,2512

0,2536

862,0000

0,3190

1,2126

-1,1426

Phenol

2.504,4912

0,6077

1059,0000

0,8710

2,3650

-0,1381

Aseton

311,6805

0,0756

790,0000

0,1680

0,3945

-1,7838

Air

0,2754

0,0001

998,0000

0,2670

0,0003

-1,3205

NH4OH

1,9871

0,0005

1024,6000

0,1010

0,0019

-2,2926

NH4HSO4

2,0374

0,0005

2052,4140

0,1010

0,0010

-2,2926

Total

4.121,3443

ρ campuran

4,3667

= 963,9824 kg/m3 x

62,43 lbm/ft 3 = 60,1814 lbm/ft3 3 1000 kg/m

Lapisan Bawah (A) Terdiri dari amonium hidroksida,amonium sulfat dan air. Laju Massa A = 4,2987 kg/jam Densitas lapisan bawah (heavy) ρ campuran = 376,2661 kg/m3 x

:

62,43 lbm/ft 3 = 23,4903 lbm/ft3 1000 kg/m 3

Lapisan Atas (B) Terdiri dari aseton,phenol,cumene,CHP dan air. Laju Massa B = 4.121,3443 kg/jam Densitas lapisan atas (light) : ρ campuran

62,43 lbm/ft 3 = 240,8543 kg/m x = 15,0365 lbm/ft3 3 1000 kg/m 3

µ campuran = 0,5204 cp Perhitungan waktu pemisahan : t=

6,24 μ ρA − ρB

(McCabe, 1994)


Dimana : t

= waktu paruh (jam)

ρA, ρB = densitas zat cair A dan B (lbm/ft3) µ

= viskositas fasa kontinu (cp)

Maka : t=

6,24 x 0,5204 = 0,3841 jam 23,4903 − 15,0365

Desain Tangki Dekanter a. Volume tangki kg x 0,3841 jam jam kg 963,9824 3 m

4.121,3443 =

Volume larutan, Vl

= 1,6423 m3 Dekanter 98% penuh, maka volume dekanter yang diperlukan : =

1,6423 = 1,6758 m3 0,98

b. Diameter dan Tinggi Shell Volume shell tangki (Vs) Vs

=

1 π D2 Hs (Hs : D = 5 : 1) 4

Vs

=

5 π D3 4

Volume tutup tangki (Ve) Ve

=

1 π D3 24

(Brownell,1959)

Volume tangki (V) V 1,6758

= Vs + 2Ve =

16 π D3 12

D

= 0,7370 m = 29,0147 in

Hs

= 5 x D = 5 x 0,7370 = 3,6849 m


c. Tebal Shell Tangki Hc =

1,6423 Vc x 0,7370 = 0,7222 m xD= 1,6758 V

Tekanan hidrostatik : P=ρxgxh = 963,9824 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 0,7222 m = 6.822,9815 Pa = 0,9896 psi Faktor kelongaran = 5 % Poperasi

= Po + Phidrostatik

Dimana Po = 1 atm = 14,696 psi Poperasi

= 14,696 psi + 0,9896 psi = 15,6856 psi

Pdesign

= 1,05 x Poperasi = 1,05 x 15,6856 psi = 16,4699 psi

Digunakan bahan konstruksi Carbon steel, SA – 285, Gr.C Tekanan izin, S Ef. Sambungan Ej

= 13.750 psi = 0,85

C

= 0,04 in/tahun

n

= 10 tahun

Izin korosi,Cc

(Timmerhaus, 2003)

(Perry, 1984)

= 0,04 in/tahun x 10 tahun = 0,4 in

Tebal shell tangki,

ts

=

Pd D + Cc 2 S E −1,2 Pd

=

16,4699 psia × 11,4910 in + 0,4 (2 ×13.750 psia × 0,85) − (1,2 × 16,4699) psia

= 0,4205 in. Maka dipilih tebal plat tangki = 1/2 in d. Diameter, tinggi dan tebal tutup tangki Diameter tutup = diameter tangki = 0,7370 m Rasio axis = 2 : 1 Tinggi tutup =

1 ⎛ 0,7370 ⎞ ⎜ ⎟ = 0,1842 m 2⎝ 2 ⎠


Tebal tutup = tebal tangki = 1/2 in e. Perhitungan lubang keluaran zat cair Tinggi zat cair, ZT = 0,7222 m Tinggi zat cair berat, ZA1 =

4,2987 x 0,7222 = 0,0008 m 4.121,3443

Dari Warren L. McCabe, 1994, hal 34 ZA1

=

0,0008 = ZA2

Z A2 − Z T ( ρ B / ρ A ) 1− ρ B / ρ A Z A2 − 0,7222 (240,8543 / 376,2661 ) 1 − (240,8543 / 376,2661 )

= 0,4626 m

C.25 Reaktor (R-101) Fungsi


Jenis


Bentuk


Bahan



= 1 atm


Tabel data-data sifat fisika

Komponen

M

ρ

V (liter/jam)

(kg/jam)

(kg/liter)

CHP

4.344,3187

0,653

6.652,8617

Cumene

1.086,0797

0,862

1.259,9532

Air

0,0355

0,998

0,0356

Asam Sulfat

1,7377

1,8144

0,9577

Total

5.432,1716

7.913,8083

Perhitungan : a. Volume tangki V = vo x τ τ = 0,25 jam (US Patent No. 5.530.166) V = 7.913,8083 liter/jam x 0,25 jam = 1.978,4521 liter = 1,9785 m3

Faktor kelonggaran (fk) = 20 % Volume tangki, VT

= (1 + 0,2) x 1,9785 m3 = 2,3741 m3

Banyak tangki

= 1 Buah

b. Diameter,Tinggi dan Tebal Tangki Volume silinder V

=

1 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2) 4

Vs

=

3 π D3 8

V

=

1 π D2 Hs (Hh = 1/6) 4

Vh

=

1 π D3 24

V

=

1 π D2 Hs (Ha = D) 4


Va

=

1 π D3 4

Vt = Vs + Vh + Va Vt =

1 1 3 π D3 + π D3 + π D3 8 24 4

Vt =

2 π D3 3

D=

3

3 π Vt 2

D = 1,0429 m = 3,4216 ft Tinggi cairan dalam tangki, Hc = 2,1638 m Hc sebenarnya = HC + Ha Hc sebenarnya = 2,1638 + 1,0429 = 3,2067 m

Tebal dinding tangki, t = Pdesain = Poperasi + Ph =

PD + Cc SE − 0,6P

( H c − 1) ρ 144

(Peters, 2004)

, psi

Pdesain = 17,5291 P = 1617,5291 × 1,2

= 21,0349 psi

(faktor kelonggaran 20%)


= 0,85

(Peters, 2004)


= 12.650 psi

(Brownell,1959)


= 0,042 in/thn

(Perry, 1999)


= 1,7108 ft

Maka, tebal dinding tangkil: (21,0349 psi) x 1,7108 x12 + 0,42 (12.650 psi)(0,85) − 0,6(21,0349 psi) = 0,2402 in

t=

Tebal standar yang digunakan = 1/2 in


c. Pengaduk Jenis : Marine propeller tiga daun Kecepatan putaran (N) = 60 rpm = 1 rps

(US Patent)

Efisiensi motor = 80 % Pengaduk didesain dengan standar sebagai berikut : (McCabe, 1994, Hal.235) Da : Dt = 1 : 3

J : Dt = 1 : 12

W : Da = 1: 8

L : Da = 1 : 4

E : Da = 1 : 1

Jadi: 1. Diameter impeller (Da) = 1/3 × Dt = 1/3 × 3,4216 = 1,1405 ft 2. Lebar baffle (J) = 1/12 x Dt = 1/12 x 3,4216 = 0,2851 ft 3. Lebar daun impeller (W) = 1/8 × Da = 1/8 × 1,1405 = 0,1426 ft 4. Panjang daun impeller (L) = 1/4 x Da = 1/4 x × 1,1405 =0,2851 ft 5. Tinggi pengaduk dari dasar (E) = Da = 1,1405 ft Viskositas campuran (µcampuran)

= 7,0617 lb/ft.s

Daya untuk pengaduk, Bilangan Reynold ( NRe) N × Da × ρ 2

NRe = P=

μ

=

5 rps ×1,1405 2 ft 2 × 42,8514 lb / ft 3 = 39,4672 7,0617 lb / ft.s

(1,1405) 5 × 2,5 × (5) 3 x 42,8514) = 1,4606 hp 32,17 x 550

Karena efisiensi motor, η = 80 % Jadi, daya motor adalah = 1,8257 hp d. Jacket Diameter luar mixer = diameter dalam + 2 x tebal dinding = (3,4216 x 12) + (2 x 0,2402 ) = 41,5393 in Asumsi jarak jaket

= 0,5


Diameter dalam jaket = 41,5393 + ( 2 x 0,5) = 42,5393 in Tinggi jaket

= H = Hs = 1,5644


( H c − 1) ρ 144

, psi

Pdesain = 17,5291 Tebal Jaket , (17,5291 psi) x 12,4347 + 0,42 (12.650 psi)(0,85) − 0,6(17,5291 psi) = 0,2347 in

t=

C.26 Reaktor Netralizer (R-201) Fungsi


Jenis

: Reaktor dengan tutup ellipsoidal, serta dilengkapi dengan jacket pemanas.

Bentuk


Bahan



= 1 atm


Tabel data-data sifat fisika

Komponen

M (kg/jam) ρ (kg/liter)

V (liter/jam)

Laju Alir (mol jam)

Cumene

1.086,0797

0,8620

1.259,9532

9,0364

CHP

261

0,6530

399,1717

1.7127

Phenol

2.525,2525

1,0700

2.360,0491

26,8321

Aseton

1.558,4084

0,7900

1.972,6689

26,8321

Asam Sulfat

1,7377

0,9990

1,7394

0,0177

Air

0,0355

0,9900

0,0359

0,0020

Ammonium Hidroksida

2,6066

1,2046

2,1639

0,0744

Total

5.434,7795

5.995,7820

64,5074

Perhitungan : c. Volume tangki V =

64,5074 mol / jam x 0,25 jam = 42,7654 m3 3 0,3771 mol / m

Faktor kelonggaran (fk) = 20 % Volume tangki, VT

= 42,7654 + (0,2 x 42,7654 m3 = 51,3185 m3

Banyak tangki

= 1 Buah

d. Diameter,Tinggi dan Tebal Tangki Volume silinder V

=

1 π D2 Hs (Hs /D = 0,25) 4

Vs

=

1 π D3 16

V

=

1 π D2 Hs (D : Hh = 3/4) 4

Vh

=

4 π D3 12

Vt = Vs + Vh Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

Vt =

1 4 π D3 + π D3 16 12

D = 3,4562 m = 11,3392 ft Tinggi cairan dalam tangki, Hc = 3,8402 m Tebal dinding tangki, t = Pdesain = Poperasi + Ph =

PD + Cc SE − 0,6P

( H c − 1) ρ 144

(Peters, 2004)

, psi

Pdesain = 19,2540 psi


= 0,85

(Peters, 2004)


= 12.650 psi

(Brownell,1959)


= 0,042 in/thn

(Perry, 1999)


= 5,6696 ft

Maka, tebal dinding tangkil: (19,2540 psi) x 5,6696 x12 + 0,42 (12.650 psi)(0,85) − 0,6(19,2540 psi) = 0,5420 in

t=

Tebal standar yang digunakan = 3/4 in c. Jacket Air Dingin Diameter luar mixer = diameter dalam + 2 x tebal dinding = (11,3392 x 12) + (2 x 0,5420 ) = 137,1538 in Asumsi jarak jaket

= 0,5

Diameter dalam jaket = 137,1538 + ( 2 x 0,5) = 138,1538 in Tinggi jaket

= H = Hs = 0,8641


( H c − 1) ρ 144

, psi


Pdesain = 19,2540 psi Tebal Jaket , (19,2540 psi) x 69,0769 + 0,42 (12.650 psi)(0,85) − 0,6(19,2540 psi) = 0,5438 in

t=

C.27 Kolom Distilasi (D-201) Fungsi

: memisahkan Phenol

Jenis

: sieve – tray

Bentuk

: silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C Jumlah

: 1 unit

α L ,av = α LD .α LW Nm =

(Geankoplis,1997)

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

(Geankoplis,1997)

= 9,943 Dari Fig 11.7-3, Geankoplis, hal:688 diperoleh N=

Nm = 0,64 maka: N

Nm 9,943 = 15,5366 = 0,64 0,64

Efisiensi kolom destilasi = 85 % N = 15,5366/0,85 = 18,2782 =19 Penentuan lokasi umpan masuk ⎡⎛ X N log e = 0,206 log ⎢⎜⎜ HF Ns ⎢⎣⎝ X LF

log

⎞ W ⎛ X LW ⎟⎟ ⎜⎜ ⎠ D ⎝ X HD

⎞ ⎟⎟ ⎠

2

⎤ ⎥ ⎥⎦

(Geankoplis,1997)

⎡⎛ 0,6283 ⎞ 26,5876 ⎛ 0,0001 ⎞ 2 ⎤ Ne = 0,206 log ⎢⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎥ Ns ⎣⎢⎝ 0,00397 ⎠ 15,7673 ⎝ 0,0017 ⎠ ⎦⎥

Ne = 0,6122 Ns


Ne = 11,7854 =12 Ne = 7 Jadi, umpan masuk pada piring yang ke 7 Rancangan kolom Direncanakan : Tray spacing (t)

= 0,4 m

Hole diameter (do)

= 4,5 mm

(Treybal, 1984)

= 12 mm

(Treybal, 1984)

Space between hole center (p’) Weir height (hw)

= 5 cm

Pitch

= triangular ¾ in

Data : Tabel Komposisi bahan pada alur Vd destilasi 1 (D-201)

%mol x

Komponen

Vd

%mol

Mr

CHP

1,6676

0,1064

152,1930

16,1916

Cumene

8,6971

0,5515

120,1900

66,2895

Phenol

0,0268

0,0017

94,1130

0,1600

Aseton

5,3671

0,3404

58,0800

19,7683

Air

0,0002

4 x 10-6

18,0000

0,0002

total

15,7688

1,0000

Mr

104,4095

Laju alir massa gas (G`) = 0,0044 kmol/s Laju alir volumetrik gas (Q) = 0,0044 x 22,4 x

410,49 = 0,1476 m3/s 273,15

Komposisi bahan pada alur Lb destilasi 1 (D-201)

BJ

%mol x

Komponen

Lb

%mol

kmol

(kg/m3)

BJ

CHP

0,6329

0,0002

0,0042

653,0000

0,1047

Phenol

3.985,7326

0,9998

42,3505 1.059,0000 1.058,8302

total

3.986,3718

1,0000

21,1773

Laju alir volumetrik cairan (q) = Surface tension (σ) = 0,04 N/m

1.058.9349

0,0118 kmol/s x 94,1188 kg/kmol = 0,0010 m3/s 1058,9349 (Lyman, 1982)


Ao ⎛d = 0,907⎜⎜ o Aa ⎝ p'

⎞ ⎟⎟ ⎠

2

2

Ao ⎛ 0,0045 ⎞ = 0,907⎜ ⎟ = 0,1275 Aa ⎝ 0,0120 ⎠

q ⎛ ρL ⎜ Q' ⎜⎝ ρ V

⎞ ⎟⎟ ⎠

1/ 2

= 1,0731

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

⎡ ⎤⎛ σ ⎞ 1 CF = ⎢αlog + β ⎥⎜ ⎟ 0,5 (q/Q)(ρ L / ρ V ) ⎣ ⎦⎝ 0,02 ⎠

0, 2

1 ⎡ ⎤⎛ 0,04 ⎞ + 0,0272⎥⎜ = ⎢0,0415 log ⎟ 1,0731 ⎣ ⎦⎝ 0,02 ⎠

0, 2

= 0,0415

⎛ ρ − ρV VF = C F ⎜⎜ L ⎝ ρV

⎞ ⎟⎟ ⎠

0,5

⎛ 1058,9349 − 48,8816 ⎞ = 0,0415⎜ ⎟ 48,8816 ⎝ ⎠

0,5

= 0,1352 m/s Asumsi 80 % kecepatan flooding

An =

(Treybal, 1984)

0,1476 = 1,3648 m2 0,8 × 0,1352

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

1,3648 = 1,4965 m2 1 − 0,088

Column Diameter (T) = [4(1,4965)/π]0,5 = 1,3807 m Weir length (W)

= 0,7(1,3807) = 0,9665 m

Downsput area (Ad) = 0,088 (1,4965) = 0,1317 m2 Active area (Aa)

= At – 2Ad =01,4965 – 2(0,1317) = 1,2331 m2

Weir crest (h1)

Misalkan h1 = 0,025 m

h1/T = 0,025/1,3807 = 0,0181


2 2 2 ⎧ ⎤ ⎛ Weff ⎞ ⎛ T ⎞ ⎪⎡⎛ T ⎞ ⎜ ⎟ = ⎜ ⎟ − ⎨⎢⎜ ⎟ − 1⎥ ⎝ W ⎠ ⎪⎢⎣⎝ W ⎠ ⎝ W ⎠ ⎥⎦ ⎩

0,5

⎫ ⎛ h ⎞⎛ T ⎞⎪ + 2⎜ 1 ⎟⎜ ⎟⎬ ⎝ T ⎠⎝ W ⎠⎪ ⎭

2

⎛ Weff ⎞ ⎜ ⎟ = 0,9443 ⎝ W ⎠ ⎛ q ⎞ h 1 = 0,666⎜ ⎟ ⎝W⎠

2/3

⎛ Weff ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ W ⎠

2/3

h 1 = 0,0068 m perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0,0068 m hingga nilai h1 konstan pada nilai 0,0069 m. Perhitungan Pressure Drop Dry pressure drop

Ao = 0,1275 x 1,2331 = 0,1573 m2 uo =

Q 0,1476 = = 0,9385 A o 0,1573

⎛u 2 h d = 51,0⎜⎜ o 2 ⎝ Co

⎞⎛ ρ v ⎟⎜ ⎟⎜ ρ ⎠⎝ L

⎞ ⎟⎟ ⎠

h d = 4,7598 mm = 0,0048 m Hydraulic head

Va = z=

Q 0,1476 = = 0,1197 m/s A a 1,2331

T + W 1,807 + 0,9965 = 1,1736 m = 2 2

h L = 0,0061 + 0,725 h w − 0,238 h w Va ρ V

0,5

⎛q⎞ + 1,225⎜ ⎟ ⎝z⎠

h L = 0,0061 m


Residual pressure drop

hR =

6 σ gc ρLd og

hR =

6 (0,04) (1) = 0,0051 m 1058,9349 (0,0045)(9,8)

Total gas pressure drop

h G = hd + h L + hR hG = 0,0048 + 0,0061 + 0,0051

hG = 0,0160 m Pressure loss at liquid entrance

Ada = 0,025 W = 0,0242 m2 3 ⎛ q ⎜ h2 = 2g ⎜⎝ A da

⎞ ⎟⎟ ⎠

2

2

3 ⎛ 0,0010 ⎞ h2 = ⎜ ⎟ = 0,0003 m 2g ⎝ 0,0242 ⎠ Backup in downspout

h 3 = hG + h2 h3 = 0,0160 + 0,0003 h3 = 0,0163 m Check on flooding

hw + h1 + h3 = 0,05 + 0,0069 + 0,0163 hw + h1 + h3 = 0,0732 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

= 19 x 0,4 m = 7,6 m

Tinggi tutup

=

Tinggi total

= 7,6 + 2(0,3452) = 8,2903 m

1 (1,3807 ) = 0,3452 m 4

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa Faktor kelonggaran = 5 %

Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


Allowable stress = 12650,0000 psia = 87217,955 kPa

(Brownell,1959)

Tekanan uap pada bagian dalam kolom destilasi: Basis perhitungan = 1 jam operasi Laju volumetrik gas = 0,1476 m3/s Densitas gas (ρv) = 48,8816 kg/m3 Massa gas pada kolom destilasi = 0,1476 m 3 /s × 48,8816 kg / m 3 × 3600 s = 25.973,4793 kg

P=

m× g F = A A 25.973,479 3 kg × 9,8 m/s 2 = 1,2331 m 2 = 206 .424 ,9874 N/m 2 = 206 ,4250 kPa

Maka Pdesign = (1 + 0,05) x (101,325 kPa + 206,4250 kPa) = 323,1375 kPa Tebal shell tangki: t=

PD 2SE - 1,2P

t=

(323,1375)(1,3807) = 0,0032 m = 0,1262 in 2(87217,9550)(0,8) - 1,2(323,1375 )

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

= 0,1262 in + 0,125 in = 0,2512 in

Tebal shell standar yang digunakan

= ¾ in

(Brownell,1959)


LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTILITAS

1. Screening (SC) Fungsi

: menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: bar screen

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : stainless steel Kondisi operasi: - Temperatur = 30 oC = 996,24 kg/m3

- Densitas air (ρ) Laju alir massa (F)

(Geankoplis, 1997)

= 2.751,5421 kg/jam kg / jam × 1 jam / 3600s 2.751,5421 = 0,0008 m3/s = 3 996,24 kg / m

Laju alir volume (Q)

Dari tabel 5.1 Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater Ukuran bar: Lebar bar = 5 mm; Tebal bar = 20 mm;

Bar clear spacing = 20 mm; Slope = 30° Direncanakan ukuran screening: Panjang screen

= 2m

Lebar screen

= 2m

Misalkan, jumlah bar = x Maka,

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

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


Q2

Head loss (Δh) =

2

2 g Cd A 2

2

=

(0,0008) 2 2 (9,8) (0,6) 2 (2,04) 2

= 2,0045E-08 m dari air

2000

2000

20

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

2. Bak Sedimentasi (BS) Fungsi

: untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jumlah

:1

Jenis

: beton kedap air

Data : : Temperatur = 28 oC

Kondisi penyimpanan

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

: F = 2.751,5421 kg/jam = 1,6850 lbm/s

Densitas air

:

996,24 kg/m3

Laju air volumetrik, Q =

= 62,1936 lbm/ft3

F 1,6850 lbm/s = = 0,0271 ft 3 /s 3 ρ 62,1936 lbm/ft

= 0,0008 m3/s = 1,6255 ft3/min Desain Perancangan : Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif (Kawamura, 1991). Perhitungan ukuran tiap bak : Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir adalah (Kawamura, 1991) :

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


Lebar tangki 1 ft Kecepatan aliran v =

Q 1,6255 ft 3 /min = = 0,1355 ft/min At 12 ft x 1 ft

Desain panjang ideal bak :

⎛ h L = K ⎜⎜ ⎝ υ0

⎞ ⎟⎟ v ⎠

(Kawamura, 1991)

dengan : K = faktor keamanan = 1,5 h = kedalaman air efektif ( 10 – 16 ft); diambil 10 ft. Maka : L = 1,5 (10/1,57) . 0,1355 = 1,2942 ft Diambil panjang bak = 1,5 ft = 0,4572 m Uji desain : Waktu retensi (t) : t =

Va Q

= panjang x lebar x tinggi laju alir volumetrik =

(1,5 x 1 x 10) ft 3 = 9,2277 menit 1,6255 ft 3 / min

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

Surface loading :

Q laju alir volumetrik = A luas permukaan masukan air 1,6255 ft3/min (7,481 gal/ft3) = 1 ft x 1,5 ft

= 8,1071 gpm/ft2 Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 – 10 gpm/ft2 (Kawamura, 1991).


Headloss (Δh); bak menggunakan gate valve, full open (16 in) : Δh = K v2 2g = 0,12 [0,1355 ft/min. (1min/60s) . (1m/3,2808ft) ]/ 2 (9,8 m/s2) = 5,7073E-07 m dari air. 3. Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01)

Fungsi

: Membuat larutan alum [Al2(SO4)3]

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C Jumlah

: 1

Data: Kondisi pelarutan: Temperatur = 28°C Tekanan Al2(SO4)3 yang digunakan

= 1 atm = 50 ppm

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

= 0,1376 kg/jam

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

= 1 hari

Faktor keamanan

= 20 %

(Perry, 1999)

Perhitungan: Ukuran Tangki Volume larutan, Vl =

0,1376 kg/jam × 24 jam/hari × 30 hari 0,3 × 1363 kg/m 3

= 0,2422 m3 Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,2422 m3 = 0,2907 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3 Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

1 πD 2 H 4 1 ⎛3 ⎞ 0,2907 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝2 ⎠ 3 0,2907 m 3 = πD 3 8 V=

Maka:

D = 0,6273 m ; H = 0,9410 m volume cairan x tinggi silinder Tinggi cairan dalam tangki = volume silinder =

(0,2422)(0,9410) = 0,7842 m = 2,5727 ft (0,2907)

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 1363 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7842 m = 10.474,3216 Pa = 10,4743 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 10,4743 kPa + 101,325 kPa = 111,7993 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (111,7993 kPa) = 117,3893 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD 2SE − 1,2P (117,3893 kPa)(0,6273 m) = 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(117,3893 kPa) = 0,0005 m = 0,0208 in

t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0208 in + 1/8 in = 0,1458 in

Daya Pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller


Jumlah baffle

: 4 buah

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

; Da = 1/3 x 0,6273 m = 0,2091 m

E/Da = 1

; E = 0,2091 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,2091 m = 0,0523 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,2091 m = 0,0418 m

J/Dt = 1/12

; J = 1/12 x 0,6273 m = 0,0523 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 Al2(SO4)3 30 % = 6,72⋅10-4 lbm/ft⋅detik

( Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, N Re = N Re

ρ N (D a )2 μ

(Geankoplis, 1997)

2 ( 85,0889)(1)(0,2091 x 3,2808) =

6,72 ⋅ 10 − 4

= 59.594,8263

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5

K T .n 3 .D a ρ P= gc

(McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)

6,3 (1 put/det) 3 .(0,2091 × 3,2808 ft) 5 (85,0889 lbm/ft 3 ) P= 32,1522 lbm.ft/lbf.det 2 1Hp = 2,5338 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det = 0,0046 Hp


Untuk P < ½ kW, efisiensi motor 60% (Geankoplis, 2007). Maka daya motor yang digunakan: Daya motor penggerak =

0,0046 = 0,0077 hp 0,6

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

Fungsi

: Membuat larutan soda abu (Na2CO3)

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C Jumlah

: 1

Data : Kondisi pelarutan : Temperatur = 28°C Tekanan

= 1 atm

Na2CO3 yang digunakan

= 27 ppm

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

= 0,0743 kg/jam

Densitas Na2CO3 30 %

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

Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 %

(Perry, 1999)

Perhitungan Ukuran Tangki Volume larutan, Vl =

0,0743 kg/jam × 24 jam/hari × 30 hari 0,3 × 1327 kg/m 3

= 0,1344 m3 Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,1344 m = 0,1612 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3


1 πD 2 H 4 1 ⎛3 ⎞ 0,1612 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝2 ⎠ 3 0,1612 m 3 = πD 3 8 V=

Maka: D = 0,5154 m ; H = 0,7731 m volume cairan x tinggi silinder volume silinder

Tinggi cairan dalam tangki =

=

(0,1344)(0,7731) (0,1612)

= 0,6443 m = 2,1138 ft

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 1327 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,6443 m = 8.378,6465 Pa = 8,3786 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 8,3786 kPa + 101,325 kPa = 109,7036 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (109,7036 kPa) = 115,1888 kPa


(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD 2SE − 1,2P (115,1888 kPa) (0,5154 m) = 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(115,1888 kPa) = 0,0004 m = 0,0168 in

t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,0168 in + 1/8 in = 0,1418 in




Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 x 0,5154 m = 0,1718 m

E/Da = 1 ; E

= 0,1718 m

L/Da = ¼

; L

= ¼ x 0,1718 m = 0,0430 m

W/Da = 1/5

; W

= 1/5 x 0,1718 m = 0,0344 m

J/Dt

; J

= 1/12 x 0,5154 m = 0,0430 m

= 1/12


= lebar baffle

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

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, N Re N Re

ρ N (D a )2 = μ 2 ( 82,845)(1)(0,1718 x3,2808) =

3,69 ⋅ 10 − 4

(Geankoplis, 1997) = 71.333,0269


K T .n 3 .D a ρ P= gc

( McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)

6,3.(1 put/det) 3 .(0,1718 × 0,2185 ft) 5 (82,845 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2 1hp = 0,9231 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det = 0,0017 hp

P=


Untuk P < ½ kW, efisiensi motor 60% (Geankoplis, 2007). Maka daya motor yang digunakan: Daya motor penggerak =

0,0017 = 0,0028 hp 0,6

5. Clarifier (CL)

Fungsi

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

Tipe

: External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk

: Circular desain

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C

Data: Laju massa air (F1)

= 2.751,5421 kg/jam

Laju massa Al2(SO4)3 (F2)

= 0,1376 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3)

= 0,0743 kg/jam

Laju massa total, m

= 2.751,7539 kg/jam = 0,7644 kg/detik

Densitas Al2(SO4)3

= 2.710 kg/m3

(Perry, 1999)

Densitas Na2CO3

= 2.533 kg/m3

(Perry, 1999)

Densitas air

= 996,2 kg/m3

(Perry, 1999)

Reaksi koagulasi: Al2(SO4)3 + 3 Na2CO3 + 3 H2O → 2 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 3CO2 Perhitungan: Dari Metcalf & Eddy, 1984, diperoleh : Untuk clarifier tipe upflow (radial): Kedalaman air = 3-10 m

Settling time = 1-3 jam Dipilih : kedalaman air (H) = 3 m, waktu pengendapan = 1 jam


Diameter dan Tinggi clarifier Densitas larutan,

ρ=

(2.794,0504

+ 0,1397 + 0,0754 ) 2.794,0504 0,1397 0,0754 + + 996,2 2.710 2.533

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

2.751,7539 kg / jam × 1 jam = 2,7621 m 3 996,2478

V = 1/4 π D2H 4V 1 / 2 ⎛ 4 × 2,7621 ⎞ D= ( ) =⎜ ⎟ πH ⎝ 3,14 × 3 ⎠

1/ 2

= 1,0830 m

Maka, diameter clarifier = 1,0830 m Tinggi clarifier = 1,5 D = 1,6245 m Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 996,2478 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3 m = 29,2897 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 29,2897 kPa + 101,325 kPa = 130,6147 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (130,6147 kPa) = 137,1454 kPa


(Brownell,1959)

Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959)


t=


Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0420 in + 1/8 in = 0,1670 in Desain torka yang diperlukan untuk operasi kontinu yang diperlukan untuk pemutaran (turnable drive) :

(Azad, 1976)

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

T = 0,25 [(1,0830 m).(3,2808 ft/m) ]2.30 T = 96,6830 ft-lb

Daya Clarifier P = 0,006 D2

(Ulrich, 1984)

dimana: P = daya yang dibutuhkan, kW Sehingga, P = 0,006 × (1,0830)2 = 0,0070 kW = 0,0094 Hp

6. Tangki Filtrasi (TF) Fungsi

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

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C Jumlah

: 1

Data : Kondisi penyaringan : Temperatur = 28°C Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 2.751,5421 kg/jam

Densitas air

= 996,2400 kg/m3 = 62,1935 lbm/ft (Geankoplis, 1997)

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


Ukuran Tangki Filter Volume air, Va = Volume total

2.751,5421

kg/jam × 0,25 jam 996,2400 kg/m 3

= 0,6905 m3

= 4/3 x 0,6905 m3 = 0,9206 m3

Faktor keamanan 20 %, volume tangki = 1,05 x 0,9206 =0,9667 m3 π.Di 2 Hs - Volume silinder tangki (Vs) = 4 Direncanakan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 1 Vs =

3π .Di 3 4

0,9667 m3 =

3π .Di 3 4

Di = 0,9581 m;

H = 2,8744 m

Tinggi penyaring = ¼ x 2,8744 m = 0,7186 m Tinggi air = ¾ x 2,8744 m = 2,1558 m Perbandingan tinggi tutup tangki dengan diameter dalam adalah 1 : 4 Tinggi tutup tangki = ¼ (0,9581) = 0,2395 m Tekanan hidrostatis, Pair = ρ x g x l = 996,2400 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,1558 m = 21.047,4788 Pa = 21,0475 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 21,0475 kPa + 101,325 kPa = 122,3725 kPa Maka, Pdesign = (1,05)( 122,3725) = 128,4911 kPa

Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12,650 psia = 87218,714 kP

(Brownell,1959) (Brownell,1959)

Tebal shell tangki :


PD 2SE − 1,2P (128,4911 kPa) (0,9581 m) = (87.218,714 kPa)(0,8) − 0,6.( 128,4911 kPa) = 0,0009 m = 0,0348 in

t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0348 in + 1/8 in = 0,1598 in 7. Tangki Utilitas-01 (TU-01) Fungsi

: Menampung air untuk didistribusikan

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi penyimpanan

: Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : Temperatur

= 28 oC

Laju massa air

= 2.751,5421 kg/jam = 1,6850 lbm/s

Densitas air

= 996,680 kg/m3 = 62,2210 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

Kebutuhan perancangan = 3 jam Perhitungan Ukuran Tangki : 2.751,5421 kg/jam × 3 jam = 8,2821 m3 3 996,2210 kg/m Volume tangki, Vt = 1,2 × 8,2821 m3 = 9,9385 m3

Volume air, Va =

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 5 : 6 1 πD 2 H 4 1 ⎛6 ⎞ 9,9385 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝5 ⎠ 3 9,9385 m 3 = πD 3 10 V=

D = 2,1933 m ;

H = 2,6319 m


Tinggi cairan dalam tangki

=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder

=

(8,2821 )(2,6319 ) = 2,1933 m = 7,1957 ft (9,9385 )

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

= 996,2210 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,1933 m

= 21,4226 kPa Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 21,4226 + 101,325 kPa = 122,7476 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05)(122,7476) =128,8850 kPa


(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: t=

PD 2SE − 1,2P

(128,8850 kPa) (2,1933 m) 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(128,8850 kPa) = 0,0020 m = 0,0798in

t=

Faktor korosi = 1/8 in. Tebal shell yang dibutuhkan = 0,0798 in + 1/8 in = 0,2048 in

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

: menampung air untuk didistribusikan ke domestik

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi operasi : Temperatur

= 30°C

Tekanan

= 1 atm


Laju massa air

= 1.296,0000 kg/jam

Densitas air

= 996,2400 kg/m3

(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 24 jam = 20 %

Faktor keamanan Perhitungan: a. Volume tangki Volume air, Va =

1.296,0000 kg/jam × 24 jam = 31,2214 m3 3 996,24 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2 × 31,2214 m3 = 37,4657 m3

b. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H =2 : 3 1 πD 2 H 4 1 ⎛3 ⎞ 37,4657 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝2 ⎠ 3 374657 m 3 = πD 3 8 V=

Maka, D =3,1688 m , H = 4,7532 m 31,2214 m 3 x 4,7532 m = 3,9610 m Tinggi air dalam tangki = 37,4657 m 3 c. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = ρxgxl = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,9610 m = 38,6715 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 38,6715 kPa + 101,325 kPa = 139,9965 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (139,9965 kPa) =146,9963 kPa


(Brownell,1959)

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

(Brownell,1959)



t=

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1316 in + 1/8 in = 0,2566 in Tebal shell standar yang digunakan = ½ in

(Brownell,1959)

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

: Membuat larutan asam sulfat

Bentuk


Bahan konstruksi : Low Alloy Steel SA–203 grade A Kondisi pelarutan : Temperatur = 28°C ; Tekanan = 1 atm H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 5 % (% berat) Laju massa H2SO4

= 0,2326 kg/jam

Densitas H2SO4

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


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 %

(Perry, 1999)

Ukuran Tangki Volume larutan, Vl =

0,2326 kg/jam × 30 hari × 24 jam = 3,1544 m3 3 0,05 × 1061,7 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2 × 3,1544 m3 = 3,7865 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 3 : 4 1 πD 2 H 4 1 ⎛4 ⎞ 3,7865 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝3 ⎠ 1 3,7865 m 3 = πD 3 3 V=


Maka: D = 1,5351 m ; H = 2,0468 m Tinggi larutan H2SO4 dalam tangki = =

volume cairan x tinggi silinder volume silinder 3,1544 × 2,0468 3,7865

= 1,7057 m = 5,5960 ft Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 1061,7 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,7057 m = 17,7471 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 17,7471 kPa + 101,325 kPa =119,0721 kPa Faktor kelonggaran = 5%. Maka, Pdesign = (1,05)( 119,0721 kPa) = 125,0257 kPa


(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)


t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0542 in + 1/8 in = 0,1792 in



Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 x 1,5351 m = 0,5117 m =1,6788 ft


E/Da = 1

; E = 0,5117 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,5117 = 0,1279 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,5117 m = 0,1023 m

J/Dt

; J = 1/12 x 1,5351 m = 0,1279 m

= 1/12

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

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, ρ N (D a ) = μ

2

N Re

N Re =

(Geankoplis, 1983)

(66,2801)(1) (1,6788) 2 0,012

= 15.566,9061


P=

K T .n 3 .D a ρ gc

(McCabe, 1999)

KT = 6,3

(McCabe, 1999)

6,3 (1 put/det) 3 .(1,6788 ft) 5 (66,2801 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2 1Hp = 173,0691 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det = 0,3147 Hp

P=

Daya motor penggerak =

0,3147 = 0,3933 hp 0,8

10. Penukar Anion/Anion Exchanger (AE) Fungsi

: Mengurangi kesadahan air

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi penyimpanan : Temperatur = 28°C Tekanan

= 1 atm

Data : Laju massa air

= 618,8710 kg/jam = 0,6212 m3 /jam

Densitas air

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

(Geankoplis,1997)


Kebutuhan perancangan = 1 jam = 20 %

Faktor keamanan

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

= 3 ft = 0,9144 m

- Luas penampang penukar kation = 9,62 ft2 Tinggi resin dalam anion exchanger = 2,5 ft = 0,7620 m Tinggi silinder = 1,2 × 2,5 ft = 3,0 ft Diameter tutup = diameter tangki = 1 ft Rasio axis = 2 : 1 Tinggi tutup =

1⎛1⎞ ⎜ ⎟ 0,9144 m = 0,2286 m 2⎝2⎠

(Brownell,1959)

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

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

Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell, 1959) (Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:


PD 2SE − 1,2P (114,2028 kPa) (0,9144 m) = 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(114,2028 kPa) = 0,0007 m = 0,0295 in

t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0295 in + 1/8 in = 0,1545 in 11. Tangki Pelarutan NaOH (TP-04) Fungsi

: Tempat membuat larutan NaOH

Bentuk


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

:1

Data : Laju alir massa NaOH

= 0,1292 kg/jam

Waktu regenerasi

= 24 jam

NaOH yang dipakai berupa larutan 4% (% berat) Densitas larutan NaOH 4% = 1518 kg/m3 = 94,7662 lbm/ft3 (Perry, 1999) Kebutuhan perancangan = 30 hari Faktor keamanan = 20%, Perhitungan Ukuran Tangki Volume larutan, (V1) =

(0,1292 kg / jam)(24 jam / hari )(30 hari) (0,04)(1518 kg / m 3 )

= 0,1225 m3

= 1,2 x 0,1225 m3 = 0,1470 m3

Volume tangki

Volume silinder tangki (Vs)

=

π Di 2 Hs 4

(Brownell,1959)

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

=

π Di 2 Hs 4

Di = 0,4998 m Hs = 3/2 x Di = 0,7498 m


Tinggi cairan dalam tangki =

=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder (0,1225 m 3 )(0,7498 m) = 0,6248 m 0,1470 m 3

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 1518 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,6248 m = 9,2948 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 9,2948 kPa + 101,325 kPa = 110,6198 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (110,6198 kPa) = 116,1508 kPa

Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959) (Brownell,1959)


t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0164 in + 1/8 in = 0,1414 in Daya Pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 x 0,4998 m = 0,1666 m = 0,5466 ft

E/Da = 1

; E = 0,1666 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,1666 m = 0,0417 m


W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,1666 m = 0,0333 m

J/Dt

; J = 1/12 x 0,4998 m = 0,0417 m

= 1/12


= lebar baffle

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

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, ρ N (D a ) μ

2

N Re = N Re =

(Geankoplis, 1997)

(94,7662 )(1)(0,5466)2 4,302 ⋅ 10 − 4

= 65.820,7177


K .n 3 .D a ρ P= T gc

( McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)

P=

6,3.(1 put/det) 3 .(0,5466 ft) 5 (94,7662 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2 x 550 ft.lbf/det

= 0,0016 hp Untuk P < ½ kW, efisiensi motor 60% (Geankoplis, 2007). Maka daya motor yang digunakan: Daya motor penggerak =

0,0016 = 0,0027 hp 0,6

12. Tangki Penukar Kation (Kation exchanger) (KE) Fungsi

: Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder tegak dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, Grade B


Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 280C Tekanan

= 1 atm

Data : Laju massa air

= 618,8710 kg/jam

Densitas air

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

(Geankoplis,1997)

Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor keamanan

= 20 %

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

= 3 ft = 0,9144 m

- Luas penampang penukar kation = 9,62 ft2 Tinggi resin dalam cation exchanger = 2,5 ft = 0,7620 m Tinggi silinder = 1,2 × 2,5 ft = 3,0 ft Diameter tutup = diameter tangki = 0,9144 ft Rasio axis = 2 : 1 Tinggi tutup =

1⎛1⎞ ⎜ ⎟0,9144 = 0,2286 ft 2⎝2⎠

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi cation exchanger = 3,0 ft + 2(0,2286 ft) = 2,0574 ft Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7620 m = 7,4396 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 7,4396 kPa + 101,325 kPa = 108,7646 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (108,7646 kPa) = 114,2028 kPa


(Brownell, 1959)


Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell, 1959)


t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0295 in + 1/8 in = 0,1545 in 13. Deaerator (DE) Fungsi

: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

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

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 90 0C Tekanan

= 1 atm

Kebutuhan Perancangan : 24 jam Laju alir massa air = 390,5855 kg/jam Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3

(Perry, 1999)

Faktor keamanan = 20 % a. Perhitungan Ukuran Tangki : Volume air, Va =

390,5855 kg/jam × 24 jam = 9,4094 m3 3 996,24 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2 ×9,4094 m3 = 11,2913 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3 1 πD 2 H 4 1 ⎛3 ⎞ 11,2913 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝2 ⎠ 3 11,2913 m 3 = πD 3 8 V=


Maka: D = 2,1245 m ; H = 3,1868 m Tinggi cairan dalam tangki

=

9,4094 x 3,1868 = 2,6557 m 11,2913

b. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 2,1245 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1 Tinggi tutup

=

1 x 2,1245m = 0,5311 m 4

(Brownell,1959)

Tinggi tangki total = 3,1868 x 2(0,5311) = 4,2490 m c. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = ρxgxl = 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,6557 m = 25,9275 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 25,9275 kPa + 101,325 kPa = 127,2525 kPa Faktor kelonggaran

= 5%

Maka, Pdesign = (1,05) (127,2525 kPa) = 133,6152 kPa


(Brownell,1959)

Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kP

(Brownell,1959)


t=

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0802 in + 1/8 in = 0,2051 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

(Brownell,1959)

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup 1/4 in. Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

14. Ketel Uap (KU) Fungsi

: Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis

: Ketel pipa api

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : Carbon steel Data : Uap jenuh yang digunakan bersuhu 190°C Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh kalor laten steam = 1.978,7800 kj/kg = 850,7357 Btu/lbm. Total kebutuhan uap

= 390,5855 kg/jam = 861,0982 lbm/jam

Perhitungan: Menghitung Daya Ketel Uap

W =

34 ,5 × P × 970 ,3 H

dimana: P = daya ketel uap, hp W = kebutuhan uap, lbm/jam H = kalor laten steam, Btu/lbm Maka,

P=

861,0982x 850,7357 = 21,8838 hp 34,5 × 970,3

Menghitung Jumlah Tube Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp =21,8838 hp × 10 ft2/hp = 218,838 ft2 Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi: - Panjang tube, L = 18 ft - Diameter tube 1,5 in - Luas permukaan pipa, a′ = 0,3925 ft2/ft

(Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube,


Nt =

218,838 A = = 30,9749 ≈ 31 buah ' L × a 18 × 0,3925

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

: Membuat larutan kaporit [Ca(ClO)2]

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C

Kondisi operasi: Temperatur

= 28 °C

Tekanan

= 1 atm

Ca(ClO)2 yang digunakan

= 2 ppm

Ca(ClO)2 yang digunakan berupa larutan 70 % (% berat) Laju massa Ca(ClO)2

= 0,0037 kg/jam

Densitas Ca(ClO)2 70 %

= 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3


= 90 hari

Faktor keamanan

= 20 %

(Perry, 1997)

Perhitungan a. Ukuran Tangki Volume larutan, Vl =

0,0037 kg / jam × 24 jam / hari × 90 hari = 0,0090 m3 3 0,7 × 1272 kg / m

Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,0090 m3 = 0,0108 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3 1 V = πD 2 H 4 1 ⎛3 ⎞ 0,0108 m 3 = πD 2 ⎜ D ⎟ 4 ⎝2 ⎠ 3 0,0108 m 3 = πD 3 8 Maka: D = 0,2092 m ; H = 0,3138 m Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008


=

(0,0090)(0,3138) = 0,2615 m (0,0108)

b. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = ρxgxl = 1272 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,2615 m = 3,2596 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 3,2596 kPa + 101,325 kPa = 104,5846 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (104,5846 kPa) = 109,8138 kPa

Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 87218,714 kPa Tebal shell tangki: PD 2SE − 1,2P (109,8138 kPa) (0,2092 m) = 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(109,8138 kPa) = 0,0002 m = 0,0065 in

t=

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0065 in + 1/8 in = 0,1315 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,2092 m = 0,0697 m = 0,2288 ft E/Da = 1

; E = 0,0697

L/Da = ¼

; L = 1/4 x 0,0697 m = 0,0174 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,0697 m = 0,0139 m J/Dt

= 1/12 ; J = 1/12 x 0,2092 m = 0,0174 m

dengan : Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

Dt

= diameter tangki

Da

= diameter impeller

E

= tinggi turbin dari dasar tangki

L

= panjang blade pada turbin

W

= lebar blade pada turbin

J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 2 putaran/det Viskositas kalporit

= 6,7197⋅10-4 lbm/ft⋅detik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

N Re = N Re =

ρ N ( D a )2 μ

(79,4088)(1)(0,2288)2 6,7194 ⋅ 10 − 4

(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1983) = 6.184,7140

NRe < 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5

K .n 3 .D a ρ P= T N Re g c KT P=

= 6,3 6,3.(1 put/det) 3 .(0,2288 ft) 5 (79,4088 lbm/ft 3 ) 1hp x 3 2 550 ft.lbf/det (6,1847.10 )(32,17 lbm.ft/lbf.det )

= 2,8463.10 -9 hp Efisiensi motor penggerak = 75 % 2,8463.10 -9 = 3,8191.10-9 hp Daya motor penggerak = 0,75

Maka daya motor yang dipilih 1/20 hp 16. Menara Pendingin Air /Water Cooling Tower (CT) Fungsi

: Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 60°C menjadi 28°C

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–53 Grade B Jumlah unit

: 6 unit


Kondisi operasi : Suhu air masuk menara (TL2)

= 45 °C = 113 °F

Suhu air keluar menara (TL1)

= 30 °C = 86 °F

Suhu udara (TG1)

= 28 °C = 82,4°F

Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, Tw = 75°F. Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,020 kg uap air/kg udara kering Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 2,5 gal/ft2⋅menit Densitas air (45°C)

= 990,16 kg/m3

Laju massa air pendingin

= 34.703,2683 kg/jam

(Perry, 1999)

Laju volumetrik air pendingin = 34.703,2683 / 990,16 = 35,0481 m3/jam Kapasitas air, Q = 35,0481 m3/jam × 264,17 gal/m3 / 60 menit/jam = 154,3111 gal/menit Faktor keamanan = 20% Luas menara, A = 1,2 x (kapasitas air/konsentrasi air) = 1,2 x (154,3111 gal/menit) /(2,5 gal/ft2. menit)= 74,0693 ft2 Laju alir air tiap satuan luas (L) =

(34.703,2683 kg/jam).(1 jam).(3,2808 ft) 2 (74,0693 ft 2 ).(3600 s).(1m 2 )

= 1,4008 kg/s.m2 Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6 Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 1,1674 kg/s.m2

Perhitungan tinggi menara : Dari Pers. 9.3-8, Geankoplis, 1997 : Hy1 = (1,005 + 1,88 x 0,020).103 (28 – 0) + 2,501.106 (0,020) = 79,2128.103 J/kg Dari Pers. 10.5-2, Geankoplis, 1997 : 1,1674 (Hy2 – 79,2128.103) = 1,4008 (4187).(45-30) Hy2 = 154,5788. 103 J/kg


500

Enthalpi 10^-3

450 400 350 300 250

Garis Kesetimabangan Garis Operasi

200 150 100 50 0 0

20

40

60

80

Suhu

Gambar LD.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT) Ketinggian menara, z =

G

Hy 2

.

M.kG.a.P

∫

Hy1

dHy Hy * − Hy

(Geankoplis, 1997)

Tabel LD.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin hy

hy*

1/(hy*-hy)

79,2128

90

0,0927

100

113

0,0769

140

163,65

0,0423

154,5788

189,55

0,0286


1/(hy*-hy)

0.1000 0.0900 0.0800 0.0700 0.0600 0.0500 0.0400 0.0300 0.0200 0.0100 0.0000 0

50

100

150

200

hy

Gambar LD.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*– Hy) Luasan daerah di bawah kurva dari pada Gambar LD.3:

Hy 2

∫

Hy1

dHy = 2,4155 Hy * − Hy

Estimasi kG.a = 1,207.10-7 kg.mol /s.m3 (Geankoplis, 1997). Maka ketinggian menara , z =

1,1674 x 2,4155 29 (1,207 x 10 −7 ) (1,013 x 10 5 )

= 7,9524 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 × 74,0693 ft2 = 2,2221 hp Digunakan daya standar 2 ¼ hp

17. Tangki Bahan Bakar (TB-01) Fungsi

: Menyimpan bahan bakar Solar

Bentuk


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

:1

Kondisi operasi

: Temperatur 30°C dan tekanan 1 atm

Laju volume solar

= 122,4275 L/jam

Densitas air

= 0,89 kg/l = 55,56 lbm/ft3

(Bab VII) (Perry, 1997)


Kebutuhan perancangan = 7 hari Perhitungan Ukuran Tangki : Volume solar (Va) = 122,4275 L/jam x 7 hari x 24 jam/hari = 20.567,8134 L = 20,5678 m3 Volume tangki, Vt = 1,2 × 20,5678 m3 = 24,6814 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 1 : 2 1 πD 2 H 4 1 24,6814 m 3 = πD 2 (2D ) 4 3 24,6814 m = 1,5708 D 3 V=

D = 2,5047 m ;

H = 5,0093 m = 16,4346 ft


=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder

=

(20,5678)(5,0093) = 4,1744 m (24,6816)

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 890,0712 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 4,1744 m = 36,4142 kPa Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 36,4142 + 101,325 kPa = 137,7374 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05)(137,7374 kPa) = 144,6242 kPa


(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: t=

PD 2SE − 1,2P

t=

(144,6242 kPa) (2,5047 m) 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(144,6242 kPa)

= 0,0026 m = 0,1023 in Faktor korosi = 1/8 in.


Tebal shell yang dibutuhkan = 0,1023 + 1/8 in = 0,2273 in 18. Water Reservoar (WR) Fungsi : Tempat penampungan air sementara Jumlah : 2 Jenis : beton kedap air Data : : temperatur = 28 oC

Kondisi penyimpanan tekanan

= 1 atm

Laju massa air

: F = 2.751,5421 kg/jam = 1,6850 lbm/s

Densitas air

:

995,24 kg/m3

Laju air volumetrik, Q =

= 62,1936 lbm/ft3

F 1,6850 lbm/s = =0,0271 ft 3 /s ρ 62,1936 lbm/ft 3 = 2,7619 m3/jam

Waktu penampungan air

= 5 hari

Volume air

= 2,7619 x 5 x 24 = 331,4312 m3

Bak terisi 90 % maka volume bak

=

331,4312 = 368,2569 m 3 0,9

Jika digunakan 2 bak penampungan maka : Volume 1 bak = 1/2 . 368,2569 m3 = 184,1285 m3 Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak (p) = 1,5 x lebar bak (l) - tinggi bak (t)

= lebar bak (l)

Maka : Volume bak 184,1285 m3

= pxlxt = 1,5 l x l x l l = 4,9698 m

Jadi, panjang bak

= 7,4548 m

Lebar bak

= 4,9698 m

Tinggi bak

= 4,9698 m

Luas bak

= 37,0491 m2


19. Pompa Screening (PU-201) Fungsi

: memompa air dari sungai ke bak penampungan (water

reservoar) Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1 atm T = 30 oC Laju alir massa (F)

= 2.751,5421 kg/jam

= 1,6850 lbm/s

Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3

Viskositas air (μ)

= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


1,6850 lbm / s = 0,0271 ft3/s 3 62,1936 lbm / ft

Desain pompa : Asumsi : aliran turbulen Di,opt

= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0271 ft3/s)0,45 (62,1936)0,13 = 1,3153 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,61 in

= 0,1342 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,9 in

= 0,1583 ft


: 0,0141 ft2

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

0,0271 ft 3 / s = 1,9515 ft/s 0,0141 ft 2

ρ ×v× D μ (62,1936 lbm / ft 3 )(1,9515 ft / s )(0,1342 ft ) 0,0005 lbm/ft.s


= 29.779,9812 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 0,00015 Pada NRe = 29.779,9812 dan ε/D =

0,00015 ft = 0,0011 0,1342 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A2 ⎞ v 2 ⎟ 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜⎜1 − A1 ⎟⎠ 2α ⎝ 1,9515 2 = 0,5 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 )


v2 1,9515 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)


v2 1,9515 2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)


ΔL.v 2 Pipa lurus 25 ft = Ff = 4f D.2.g c 2 ( 25)( . 1,9515) = 4(0,0049) (0,1342).2.(32,174 )

= 0,2096 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0)

1,9515 2 2(1)(32,174 )




(

)

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 = 50 ft maka : 0+

32,174 ft / s 2 (50 ft ) + 0 + 0,4965 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = - 50,4965 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws

= - η x Wp

- 50,4965

= - 0,8 x Wp

Wp



1 hp 2.751,5421 lbm / s × 63,1206 ft.lbf / lbm x (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s

= 0,1934 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/4 Hp 20. Pompa Water Reservoar (PU-202) Fungsi

: memompa air dari bak penampungan ke bak pengendapan

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 2.751,5421 kg/jam

= 1,6850 lbm/s

Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3

Viskositas air (μ)

= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s



1,6850 lbm / s = 0,0271 ft3/s 3 62,1936 lbm / ft


= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13 3

(Timmerhaus,1991) 0,45

= 3,9 (0,0271 ft /s)

(62,1936)

0,13

= 1,3153 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,61 in

Diameter Luar (OD)

: 1,9 in

= 0,1342 ft = 0,1583 ft 2


: 0,0141 ft


0,0271 ft 3 / s 0,0141 ft 2

= 1,9515 ft/s



0,00015 ft = 0,0011 0,1342 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A ⎞ v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ A1 ⎠ 2α ⎝

= 0,5 (1 − 0 )

1,9515 2 2(1)(32,174 )

= 0,0287 ft.lbf/lbm



v2 1,9515 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

v2 1,9515 2 1 check valve = hf = n.Kf. = 1(2,0) 2.g c 2(32,174) Pipa lurus 20 ft = Ff = 4f


ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,0049)

(20)(. 1,9515)2 (0,1342).2.(32,174 )

= 0,1676 ft.lbf/lbm

2


⎛ A1 ⎞ v2 ⎜ ⎟ = ⎜1 − A2 ⎟⎠ 2.α .g c ⎝ 1,9515 2 = (1 − 0) 2(1)(32,174 )




(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)




= - η x Wp

- 20,4545 = - 0,8 x Wp Wp





= 0,0783 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/8 Hp 21. Pompa Sedimentasi (PU-203) Fungsi

: memompa air dari bak pengendapan ke klarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 2.751,5421 kg/jam

= 1,6850 lbm/s

Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3

Viskositas air (μ)

= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


1,6850 lbm / s 62,1936 lbm / ft 3

= 0,0271 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)


: 1,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,61 in

= 0,1342 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,9 in

= 0,1583 ft


: 0,0141 ft2


0,0271 ft 3 / s = 1,9515 ft/s 0,0141 ft 2

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

ρ ×v× D μ

(62,1936 lbm / ft 3 )(1,9515 ft / s )(0,1342 ft ) = 0,0005 lbm/ft.s


0,00015 ft = 0,0011 0,1342 ft


(Geankoplis,1997)


= 0,5 (1 − 0 ) 2 elbow 90° = hf = n.Kf.

1,9515 2 2(1)(32,174 )

v2 1,9515 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)


v2 1,9515 2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)


ΔL.v 2 D.2.g c

2 ( 20)( . 1,9515) = 4(0,0049) (0,1342).2.(32,174 )

= 0,1676 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0)


1,9515 2 2(1)(32,174 )




(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)




= - η x Wp

- 20,4545

= - 0,8 x Wp

Wp




= 0,0783 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/8 Hp 22. Pompa Alum (PU-204) Fungsi

: memompa air dari tangki pelarutan alum ke klarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1 atm T = 30 oC


Laju alir massa (F)

= 0,1376 kg/jam = 8.10-5 lbm/s

Densitas alum (ρ)

= 1363 kg/m3

= 85,0898 lbm/ft3

(Othmer, 1967)

Viskositas alum (μ)

= 6,72 10-4 cP

= 4,5158.10-7 lbm/ft.s

(Othmer, 1967)


8.10 -5 lbm / s 85,0898 lbm / ft 3

= 10-6 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (10-6 ft3/s )0,45 (85,0898 lbm/ft3)0,13 = 0,0138 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 0,125 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in = 0,0338 ft


: 0,0004 ft2


10 −6 ft 3 / s = 0,0025 ft/s 0,0004 ft 2

Bilangan Reynold : NRe =

ρ ×v× D μ

=

(85,0898 lbm / ft 3 )( 0,0025 ft / s )(0,0224 ft ) 4,5158.10 -7 lbm/ft.s

= 10.456,1565 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 0,00015 Pada NRe = 10.456,1565 dan ε/D = maka harga f = 0,0069

0,00015 ft = 0,0067 0,0224 ft (Geankoplis,1997)



= 0,5 (1 − 0) 2 elbow 90° = hf = n.Kf.

0,0025 2 2(1)(32,174 )

v2 0,0025 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)


= 4,7612.10-8 ft.lbf/lbm = 1,4284.10-7 ft.lbf/lbm = 1,9045.10-7 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,0069)

(70)(. 0,0025)2 (0,0224).2.(32,174)

= 8.10-6 ft.lbf/lbm

2


⎛ A1 ⎞ v2 ⎜ ⎟ = ⎜1 − A2 ⎟⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0)

0,0025 2 2(1)(32,174 )

= 9,5225.10-8 ft.lbf/lbm = 9.10-6 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F Dari persamaan Bernoulli :

(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 2.334,9900 lbf/ft² P2 = 2.727,9592 lbf/ft² ;

ΔP

ρ

= 4,6183 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft maka 0+

:

32,174 ft / s 2 (20 ft ) + 4,6183 ft.lbf/lbm + 9.10 -6 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = - 24,6183 ft.lbf/lbm



= - η x Wp

- 24,6183 = -0,8 x Wp Wp



1 hp 0,1376 lbm / s × 30,7729 ft.lbf / lbm x (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s

= 5.10-6 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 Hp 23. Pompa Soda Abu (PU-205) Fungsi

: memompa air dari tangki pelarutan soda abu ke klarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 0,0753 kg/jam = 5.10-5 lbm/s

Densitas soda abu (ρ)

= 1327 kg/m3 = 82,8423 lbm/ft3

(Othmer, 1967)

Viskositas soda abu (μ) = 3,69 10-4 cP = 2,4797.10-7 lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) =

(Othmer, 1967)

5.10 -5 lbm / s = 5,4919.10-7 ft3/s 82,8423 lbm / ft 3


= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (5,4919.10-7 ft3/s )0,45 (82,8423 lbm/ft3)0,13 = 0,0106 in



: 1/8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in = 0,0338 ft


: 0,0004 ft2


5,4919.10 -7 ft 3 / s = 0,0014 ft/s 0,0004 ft 2


ρ ×v× D μ

(82,8423 lbm / ft 3 )(0,0014 ft / s )(0,0224 ft ) = 2,4797.10 -7 lbm/ft.s


0,00015 ft = 0,0067 0,0224 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A2 ⎞ v 2 ⎜ ⎟⎟ 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜1 − A 1 ⎠ 2α ⎝


0,0014 2 =0,5 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 )

= 1,4647.10-8 ft.lbf/lbm

v2 0,0014 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

= 4,3942.10-8 ft.lbf/lbm


= 5,8589.10-8 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,0069)

(30)(. 0,0014 )2 (0,0224).2.(32,174)

= 1,0821.10-6 ft.lbf/lbm


2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ 0,0014 2 = (1 − 0 ) 2(1)(32,174 )

= 2,9295.10-8 ft.lbf/lbm = 1,2285.10-6 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ΔP

ρ

= 5,2719 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft 32,174 ft / s 2 (20 ft ) + 5,2719 ft.lbf / lbm + 1,2285.10 -6 ft.lbf / lbm + Ws = 0 0+ 2 32,174 ft.lbm / lbf .s Ws = - 25,2719 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws

= - η x Wp

- 25,2719

= -0,8 x Wp

Wp




= 2,6131.10-6 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/60 Hp


24. Pompa Klarifier (PU-206) Fungsi

: memompa air dari klarfier ke tangki filtrasi

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 2.751,5421 kg/jam

= 1,6850 lbm/s

Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3

Viskositas air (μ)

= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


1,6850 lbm / s 62,1936 lbm / ft 3

= 0,0271 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)


: 1,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,61 in = 0,1342 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,9 in = 0,1583 ft


: 0,0141 ft2


0,0271 ft 3 / s = 1,9515 ft/s 0,0141 ft 2


= 29.798,6508 (Turbulen)


Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 0,00015 Pada NRe = 29.798,6508 dan ε/D =

0,00015 ft = 0,0011 0,1342 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A ⎞ v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ A1 ⎠ 2α ⎝ 1,9515 2 2(1)(32,174 )

= 0,0287 ft.lbf/lbm

v2 1,9515 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

= 0,0861 ft.lbf/lbm

= 0,5 (1 − 0 ) 2 elbow 90° = hf = n.Kf.


= 0,1148 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 D.2.g c (30).(1,9515) (0,1342).2.(32,174 ) 2

= 4(0,0049)

= 0,2515 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0)

1,9515 2 2(1)(32,174 )




(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ΔP

ρ

= 2,7679 ft.lbf/lbm


ΔZ = 50 ft maka : 32,174 ft / s 2 (50 ft ) + 2,7679 + 0,5384 ft.lbf / lbm + Ws = 0 0+ 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = - 47,7705 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws

= - η x Wp

- 47,7705

= - 0,8 x Wp

Wp




= 0,1829 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/4 Hp 25. Pompa Tangki Filtrasi (PU-207) Fungsi

: memompa air dari tangki filtrasi ke tangki utilitas TU-01

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 2.751,5421 kg/jam

= 1,6850 lbm/s

Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3

Viskositas air (μ)

= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


1,6850 lbm / s 62,1936 lbm / ft 3

= 0,0271 ft3/s



= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)


: 1,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,61 in = 0,1342 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,9 in = 0,1583 ft


: 0,0141 ft2


0,0271 ft 3 / s = 1,9515 ft/s 0,0141 ft 2



0,00015 ft = 0,0011 0,1342 ft


(Geankoplis,1997)


= 0,5 (1 − 0 )

1,9515 2 2(1)(32,174 )

v2 1,9515 2 2 elbow 90° = hf = n.Kf. = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)




v2 1,9512 2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 0,1148ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 Pipa lurus 30 ft = Ff = 4f D.2.g c (30).(1,9515) = 4(0,0049) (0,1342).2.(32,174 ) 2

= 0,2515 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0 )

1,95152 2(1)(32,174 )




(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ΔP

ρ

= 0,1260 ft.lbf/lbm

ΔZ = 30 ft maka : 32,174 ft / s 2 (30 ft ) + 0,1260 + 0,5384 ft.lbf / lbm + Ws = 0 0+ 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = - 30,6643 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws - 30.6643 Wp

= - η x Wp = - 0,8 x Wp = 38,3304 ft.lbf/lbm




= 0,1174 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/4 Hp 26. Pompa Utilitas 1 ke kation (PU-208) Fungsi

: memompa air dari tangki utilitas TU-01 ke tangki kation

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Kondisi operasi : P = 1 atm T = 30 oC Laju alir massa (F) = 390,5855 kg/jam Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3

Viskositas air (μ) = 0,8007cP Laju alir volumetrik (Q) =

= 0,2392 lbm/s = 62,1936 lbm/ft3 = 0,0005 lbm/ft.s

0,2392 lbm / s = 0,0038 ft3/s 62,1936 lbm / ft 3


= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,00381ft3/s)0,45 (62,1936 lbm/ft3)0,13 = 0,5464 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 0,75 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,8240 in

= 0,0687 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,05 in

= 0,0875 ft


: 0,0037 ft2



0,0038 ft 3 / s = 1,0394 ft/s 0,0037 ft 2


ρ ×v× D μ



0,00015 ft = 0,0022 0,0687 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A ⎞ v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ A1 ⎠ 2α ⎝ 1,0394 2 = 0,5 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 )


v2 1,0394 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)


v2 1,0394 2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)


ΔL.v 2 Pipa lurus 20 ft = Ff = 4f D.2.g c = 4(0,0069)

(20)(. 1,0394 )2 (0,0687 ).2.(32,174)

= 0,1350 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0)


1,0394 2 2(1)(32,174 )




(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ΔP

ρ

= 4,6957 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft Maka 0+

32,174 ft / s 2 (20 ft ) + (4,6957 ft.lbf/lbm) + 0,2189 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2


= - η x Wp

- 15,5232

= -0,8 x Wp

Wp




= 0,0084 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/60 Hp


27. Pompa Kation (PU-209) Fungsi

: memompa air dari tangki kation ke tangki anion

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 996,24 kg/m3



0,2392 lbm / s = 0,0038 ft3/s 3 62,1936 lbm / ft


= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0038 ft3/s)0,45 (62,1936 lbm/ft3)0,13 = 0,5464 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 0,75 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,8240 in = 0,0687 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,05 in = 0,0875 ft


: 0,0037 ft2


0,0038 ft 3 / s = 1,0394 ft/s 0,0037 ft 2


ρ ×v× D μ


= 8.250,0259 (Turbulen)



0,00015 ft = 0,0022 0,0687 ft


(Geankoplis,1997)


= 0,5 (1 − 0 ) 1 elbow 90° = hf = n.Kf.

1,0394 2 2(1)(32,174 )

v2 1,0394 2 = 1(0,75) 2.g c 2(32,174)



ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,0069)

(20)(. 1,0394 )2 (0,0687 ).2.(32,174)

= 0,1350 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0)

1,0394 2 2(1)(32,174 )




(

)

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 = 20 ft


Maka 0+



= - η x Wp

- 20,2063

= -0,8 x Wp

Wp




= 0,0110 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/40 Hp 28. Pompa Anion (PU-210) Fungsi

: memompa air dari tangki anion ke dearator

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 996,24 kg/m3



0,2392 lbm / s = 0,0038 ft3/s 3 62,1936 lbm / ft



= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0038 ft3/s)0,45 (62,1936 lbm/ft3)0,13 = 0,5464 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 0,75 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,8240 in

= 0,0687 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,05 in

= 0,0875 ft


: 0,0037 ft2

0,0038 ft 3 / s Kecepatan linear, v = Q/A = = 1,0394 ft/s 0,0037 ft 2 Bilangan Reynold : NRe = =



0,00015 ft = 0,0022 0,0687 ft


(Geankoplis,1997)


= 0,5 (1 − 0 ) 2 elbow 90° = hf = n.Kf.

1,0394 2 2(1)(32,174 )

1,6470 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2.g c




v2 1,0394 2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 0,0336 ft.lbf/lbm


(30)(. 1,0394 )2 (0,0687 ).2.(32,174)

=

0,1966 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0)

1,0394 2 2(1)(32,174 )




(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ΔP

ρ

= 6,2085 ft.lbf/lbm

ΔZ = 30 ft Maka 0+

32,174 ft / s 2 (30 ft ) + (6,2085 ft.lbf/lbm) + 0,2806 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = - 36,4891 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , η= 80 % Ws - 36,4891 Wp

= - η x Wp = -0,8 x Wp = 45,6114 ft.lbf/lbm


Daya pompa : P = m x Wp 1 hp 390,5855 lbm / s × 45,6114 ft.lbf / lbm x (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s

= =

0,0198 Hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/40 Hp 29. Pompa H2SO4 (PU-211) : memompa H2SO4 dari tangki pelarutan H2SO4 ke tangki

Fungsi

kation Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 0,2326 kg/jam = 0,0001 lbm/s

Densitas H2SO4 (ρ)

= 1061,7 kg/m3

= 66,2801 lbm/ft3

(Othmer, 1967)

Viskositas H2SO4 (μ)

= 5,2 cP

= 0,0035 lbm/ft.s

(Othmer, 1967)


0,0001 lbm / s = 2,1495.10-6 ft3/s 3 66,2801lbm / ft

Desain pompa : Asumsi aliran laminar Di,opt

= 3 (Q)0,36(µ)0,18

(Timmerhaus,1991)

= 3 (2,1495.10-6 ft3/s)0,36 (5,2)0,18 = 0,0368 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1/8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in = 0,0338 ft


: 0,0004 ft2

Inside sectional area Kecepatan linear, v = Q/A =

2,1495.10 -6 ft 3 / s = 0,0054 ft/s 0,0004 ft 2


ρ ×v× D μ

=

(66,2801 lbm / ft 3 )(0,0054 ft / s )(0,0224 ft ) 0,0035 lbm/ft.s

= 2,2850 (laminar) maka harga f = 0,0800

(Timmerhaus,1991)


= 2,2439.10-7 ft.lbf/lbm

v2 0,0054 2 2 elbow 90° = hf = n.Kf. = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

= 6,7316.10-7 ft.lbf/lbm

=0,5 (1 − 0 )


v2 0,0054 2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 8,9755.10-7 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,08)

(30)(. 0,0054 )2 (0,0224).2.(32,174)

= 1,9219.10-4 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0 )


0,0054 2 2(1)(32,174 )




(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ΔP

ρ

= 3,2480 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft maka 0+

:

32,174 ft / s 2 (20 ft ) + 3,2480 ft.lbf / lbm + 1,9443.10 -4 ft.lbf / lbm + Ws = 0 2 32,174 ft.lbm / lbf .s Ws = - 23,2482 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws

= - η x Wp

- 23,2482

= -0,8 x Wp

Wp




= 7,5277.10-6 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/60 Hp


30. Pompa NaOH (PU-212) Fungsi

: memompa air dari tangki pelarutan NaOH ke tangki anion

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 0,1292 kg/jam = 0,00008 lbm/s

Densitas NaOH (ρ)

= 1518 kg/m3

Viskositas NaOH (μ)

= 0,00043 cP = 2,8909.10-7 lbm/ft.s


= 94,7662 lbm/ft3

(Othmer, 1967) (Othmer, 1967)

0,00008 lbm / s = 8,3476.10-7 ft3/s 3 94,7662 lbm / ft

Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt

= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (8,3476.10-7 ft3/s)0,45 (94,7662 lbm/ft3)0,13 = 0,0130 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1/8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in

= 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in

= 0,0338 ft


: 0,0004 ft2


8,3476.10 -7 ft 3 / s = 0,0021 ft/s 0,0004 ft 2


ρ ×v× D μ




0,00015 ft = 0,0067 0,0224 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A2 ⎞ v 2 ⎟ 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜⎜1 − A1 ⎟⎠ 2α ⎝


0,00212 =0,5 (1 − 0) 2(1)(32,174 )

= 3,3841.10-8 ft.lbf/lbm

v2 0,0021 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

= 1,0152.10-7 ft.lbf/lbm


v2 0,00212 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 1,3536.10-7 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 Pipa lurus 30 ft = Ff = 4f D.2.g c 2 ( 30)( . 0,0021 ) = 4(0,0088) (0,0224).2.(32,174)

= 2,5362.10-6 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0 )

0,0021 2 = 6,7682.10-8 ft.lbf/lbm 2(1)(32,174 )


= 2,8746.10-6 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 = 2.310,3547 lbf/ft²


P2 = 2.271,6084 lbf/ft² ;

ΔP

ρ

= 0,4089 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft maka

:

32,174 ft / s 2 (20 ft ) + (0,4089 ft.lbf / lbm) + 2,8746.10 -6 ft.lbf / lbm + Ws = 0 0+ 2 32,174 ft.lbm / lbf .s Ws = - 19,5911 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws

= - η x Wp

- 19,5911

= -0,8 x Wp

Wp




= 3,5223.10-6 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/60 Hp 31. Pompa Deaerator (PU-213) Fungsi

: memompa air dari tangki deaerator ke ketel uap

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 996,24 kg/m3

Viskositas air (μ) = 0,8007cP




0,2392 lbm / s = 0,0038 ft3/s 3 62,1936 lbm / ft


= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0038ft3/s)0,45 (62,1936 lbm/ft3)0,13 = 0,5464 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 0,75 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,8240 in

= 0,0687 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,05 in

= 0,0875 ft


: 0,0037 ft2

0,0038 ft 3 / s Kecepatan linear, v = Q/A = = 1,0394 ft/s 0,0037 ft 2 Bilangan Reynold : NRe = =



0,00015 ft = 0,0022 0,0687 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A2 ⎞ v 2 ⎟ 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜⎜1 − A1 ⎟⎠ 2α ⎝ 1,0394 2 = 0,5 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 )

= 0,0084 ft.lbf/lbm



v2 1,0394 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)



ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,0069)

(30)(. 1,0394 )2 (0,0687 ).2.(32,174)

=

0,1966 ft.lbf/lbm

2


⎛ A1 ⎞ v2 ⎜ ⎟ = ⎜1 − A2 ⎟⎠ 2.α .g c ⎝ 1,0394 2 = (1 − 0 ) 2(1)(32,174 )




(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 =

2.657,7389 lbf/ft²

P2 = 83.074,3525 lbf/ft² ;

ΔP

ρ

= 1.293,0054 ft.lbf/lbm

ΔZ = 40 ft Maka 0+

32,174 ft / s 2 (40 ft ) + 1.293,0054 ft.lbf/lbm + 0,2806 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = - 1.252,7248 ft.lbf/lbm


= - η x Wp

- 1. 252,7248

= -0,8 x Wp

Wp

= 1.565,9061 ft.lbf/lbm



1 hp 6390,5855 lbm / s × 1.565,9061 ft.lbf / lbm x (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s

= 0,6810 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor ¾ Hp 32. Pompa Utilitas (PU-214) Fungsi

: memompa air dari tangki utilitas TU-01 ke cooling tower

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 1.064,9565 kg/jam

= 0,6522 lbm/s

Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3

Viskositas air (μ)

= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


0,6522 lbm / s 62,1936 lbm / ft 3

= 0,0105 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0105 ft3/s )0,45 ( 62,1936 lbm/ft3)0,13 = 0,8581 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,0490 in = 0,0874 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,3150 in = 0,1096 ft


: 0,0060 ft2



0,0105 ft 3 / s = 1,7477 ft/s 0,0060 ft 2


ρ ×v× D μ



0,00015 ft = 0,0017 0,0518 ft


(Geankoplis,1997)



1,7477 2 = 0,5 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 )

= 0,0237 ft.lbf/lbm

v2 1,7477 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

= 0,0712 ft.lbf/lbm


v2 1,7477 2 = 2(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 0,1899 ft.lbf/lbm


(50)(. 1,7477 )2 (0,0518 )2.(32,174)

= 0,5430 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0 )


1,7477 2 2(1)(32,174 )




(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ΔP

ρ

= -9,1442 ft.lbf/lbm

ΔZ = 50 ft maka 0+

:

32,174 ft / s 2 (50 ft ) - 9,1442 ft.lbf / lbm + 0,8753 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2


= - η x Wp

- 41,7310

= -0,8 x Wp

Wp






33. Pompa Cooling Tower (PU-215) Fungsi

: memompa air dari cooling tower ke proses

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 6 unit


= 34.703,2683 kg/jam

= 21,2522 lbm/s

Densitas air (ρ)

= 995,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3

Viskositas air (μ)

= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


21,2522 lbm / s 62,1586 lbm / ft 3

= 0,3419 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,3419 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13 = 4,1160 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 5,0470 in

= 0,4206 ft

Diameter Luar (OD)

: 5,5630 in

= 0,4636 ft


: 0,1390 ft2


0,3419 ft 3 / s = 2,4597 ft/s 0,1390 ft 2


ρ ×v× D μ


= 119.509,5366 (Turbulen)



0,00015 ft = 0,0043 0,4206 ft


(Geankoplis,1997)


= 0,0470 ft.lbf/lbm

v2 2,4597 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

= 0,1410 ft.lbf/lbm

= 0,5 (1 − 0 ) 2 elbow 90° = hf = n.Kf.


= 0,1880 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,0068)

(30)(. 2,4597 )2 (0,2058).2.(32,174)

= 0,1824 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0 )

2,4597 2 2(1)(32,174 )




(

)

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 = 30 ft


0+



= - η x Wp

-30,6525

= -0,8 x Wp

Wp




= 1,4805 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 1/2 Hp 34. Pompa Utilitas (PU-216) Fungsi

: memompa air dari tangki utilitas TU-01 ke tangki utilitas TU-02

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


=

Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3

Viskositas air (μ)

= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


1.296 kg/jam

= 0,7937 lbm/s

0,7937 lbm / s = 0,0128 ft3/s 3 62,1936 lbm / ft


= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0128 ft3/s )0,45 ( 62,1936 lbm/ft3)0,13 Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

= 0,9374 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,0490 in = 0,0874 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,3150 in = 0,1096 ft


: 0,0060 ft2


0,0128 ft 3 / s = 2,1269 ft/s 0,0060 ft 2


ρ ×v× D μ



0,00015 ft = 0,0018 0,0874 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A2 ⎞ v 2 ⎟ 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜⎜1 − A1 ⎟⎠ 2α ⎝


2,1269 2 =0,5 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 )

= 0,0351 ft.lbf/lbm

v2 2,1269 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

= 0,1054 ft.lbf/lbm


v2 2,1269 2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 0,1406 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 Pipa lurus 30 ft = Ff = 4f D.2.g c


= 4(0,005)

(30)(. 2,1269 )2 (0,0874).2.(32,174)

= 0,5790 ft.lbf/lbm

2

1 Sharp edge exit = hex = (1 − 0 )

2

⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝

2,1269 2 2(1)(32,174 )

= 0,0703 ft.lbf/lbm


= 0,9305 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ΔP

ρ

= -5,7924 ft.lbf/lbm

ΔZ = 30 ft maka 32,174 ft / s 2 (30 ft ) - 5,7924 ft.lbf / lbm + 0,9305 ft.lbf / lbm + Ws = 0 0+ 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = -25,1381 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws

= - η x Wp

- 25,1381

= -0,8 x Wp

Wp



1 hp 1.296 lbm / s × 31,4226 ft.lbf / lbm x (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s



35. Pompa Kaporit (PU-217) Fungsi

: memompa air dari tangki pelarutan kaporit ke tangki utilitas TU-02

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 0,0037 kg/jam

= 2,2676.10-6 lbm/s

Densitas kaporit (ρ)

= 1272 kg/m3

= 79,4088 lbm/ft3

Viskositas kaporit (μ)

= 6,7197.10-4 cP

= 4,5156.10-7 lbm/ft.s


2,2676.10 -6 lbm / s = 2,8556.10-8 ft3/s 79,4088 lbm / ft 3

Desain pompa : Asumsi : aliran laminar Di,opt

= 3 (Q)0,36(μ)0,18

(Timmerhaus,1991)

= 3 (2,8556.10-8 ft3/s )0,36 (6,7197.10-4 cP)0,18 = 0,0015 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1/8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in = 0,0338 ft


: 0,0004 ft2

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

2,3268.10 -8 ft 3 / s = 0,0001 ft/s 0,0004 ft 2

ρ ×v× D μ


= 281,4251 (Laminar)



(Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A ⎞ v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜⎜1 − 2 ⎟⎟ A1 ⎠ 2α ⎝ (0,0001) 2 2(1)(32,174 )

= 3,9602.10-11 ft.lbf/lbm

v2 (0,0001) 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

= 1,1881.10-10ft.lbf/lbm

=0,5 (1 − 0 ) 2 elbow 90° = hf = n.Kf.


v2 (0,0001) 2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 1,5841.10-10 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 Pipa lurus 30 ft = Ff = 4f D.2.g c 2 ( 30)( . 0,0001) = 4(0,08) (0,0224).2.(32,174)

= 2,4168.10-8 ft.lbf/lbm

2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0 )

2

(0,0001) 2 2(1)(32,174 )



(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)


ΔP

ρ

= 9,3138 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft 0+

32,174 ft / s 2 (20 ft ) + 9,3138 + 2,4564.10 -8 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2



= -η x Wp

- 29,3138

= -0,8 x Wp

Wp




= 1,5107.10-7 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/60 Hp 36. Pompa Utilitas (PU-218) Fungsi

: memompa air dari tangki utilitas TU-02 ke distribusi domestik

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1


= 1.296 kg/jam

= 0,7937 lbm/s

Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3

= 62,1936 lbm/ft3

Viskositas air (μ)

= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


0,7937 lbm / s = 0,0128 ft3/s 62,1936 lbm / ft 3


= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0128 ft3/s )0,45 ( 62,1936 lbm/ft3)0,13 = 0,9374 in



: 1 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,0490 in = 0,0874 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,3150 in = 0,1096 ft


: 0,0060 ft2


0,0128 ft 3 / s = 2,1269 ft/s 0,0060 ft 2


ρ ×v× D μ



0,00015 ft = 0,0018 0,0874 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A2 ⎞ v 2 ⎜ ⎟⎟ 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜1 − A 1 ⎠ 2α ⎝ 2,1269 2 =0,5 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 )


v2 2,1269 2 = 1(0,75) 2.g c 2(32,174)



ΔL.v 2 D.2.g c

= 4(0,007)

(20)(. 2,1269 )2 (0,0874).2.(32,174)

= 0,4825 ft.lbf/lbm


2


⎛ A ⎞ v2 = ⎜⎜1 − 1 ⎟⎟ A2 ⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0 )

2

2,1269 2 2(1)(32,174 )




(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 ρ 2α

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 15,6642 lbf/ft² P2 = 1.044,2774 lbf/ft² ;

ΔP

ρ

= -16,5389 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft maka 0+

32,174 ft / s 2 (20 ft ) + −16,5389 ft.lbf / lbm + 0,8340 ft.lbf / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2


= - η x Wp

- 14,2951

= -0,8 x Wp

Wp



1 hp 1.296 lbm / s × 17,8689 ft.lbf / lbm x (0,45359)(3600) 550 ft.lbf / s



37. Pompa Bahan Bakar (PU-219) Fungsi

: memompa solar dari tangki bahan bakar ke generator

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Kondisi operasi : -

Temperatur

= 30°C

-

Densitas solar (ρ)

= 890,0712 kg/m3 = 55,56 lbm/ft3

(Perry, 1997)

-

Viskositas solar (μ)

= 1,1 cP = 7,392. 10-4 lbm/ft⋅jam

(Perry, 1997)

= 2,0533.10-07 lbm/ft⋅s Laju volume (Q)

= 122,4275 L/jam = 3,4008.10-5 m3/detik = 0,0012 ft3/s

Desain pompa : Asumsi : aliran Turbulen Di,opt

= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0012 ft3/s )0,45 (55,56 lbm/ft3)0,13 = 0,3190 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 3/8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,4930 in = 0,0411 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,6750 in = 0,0562 ft


: 0,0013 ft2


0,0012 ft 3 / s = 0,9238 ft/s 0,0013 ft 2


ρ ×v× D μ


= 10.287.565,3624 (Turbulen) Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 0,00015 Pada NRe = 10.287.565,3624 dan ε/D =

0,00015 ft = 0,0037 0,0411 ft


(Geankoplis,1997)

Friction loss : ⎛ A2 ⎞ v 2 ⎜ ⎟⎟ 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 ⎜1 − A 1 ⎠ 2α ⎝


0,9238 2 =0,5 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 )

= 0,0066 ft.lbf/lbm

v2 0,9238 2 = 2(0,75) 2.g c 2(32,174)

= 0,0199 ft.lbf/lbm


v2 0,9238 2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 0,0265 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 Pipa lurus 20 ft = Ff = 4f D.2.g c 2 ( 20)( . 0,9238 ) = 4(0,0062) (0,0411 ).2.(32,174)

= 0,1808 ft.lbf/lbm

2


⎛ A1 ⎞ v2 ⎟ = ⎜⎜1 − A2 ⎟⎠ 2.α .g c ⎝ = (1 − 0 )

2

0,9238 2 2(1)(32,174 )




(

)

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 = 12 ft


maka : 0+



Tenaga pompa, P =

Ws Q ρ (12,2471)(0,0012 ) (55,56 ) = = 0,0015 hp 550 550

Untuk efisiensi pompa 80 %, maka Tenaga pompa yang dibutuhkan =

0,0015 = 0,0019 Hp 0,8

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 Hp


LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI Dalam rencana pra rancangan pabrik pembuatan phenol ini digunakan asumsi sebagai berikut: 2. Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. 2. Kapasitas maksimum adalah 20.000 ton/tahun. 2. Perhitungan didasarkan pada harga alat terpasang (HAT) 2. Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dolar terhadap rupiah, yaitu: US$ 1 = Rp 11.320,(Keputusan Menteri Keuangan RI No.: 110/KM.1/2009) 1. Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

1.1. Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) Biaya Tanah Lokasi Pabrik Luas tanah seluruhnya = 17.574 m2 Biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 100.000/m2. Harga tanah seluruhnya =17.574 m2 × Rp 100.000/m2 = Rp 1.757.400.000,Biaya perataan tanah diperkirakan 5% Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 1.757.400.000,- = Rp 87.870.000,Maka total biaya tanah (A) adalah Rp 1.845.270.000,-

Harga Bangunan dan Sarana Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya No

Nama Bangunan

Luas (m2)

Harga

Jumlah (Rp)

(Rp/m2) 1

Areal proses

5.000

2.000.000

10.000.000.000

2

Areal produk

500

400.000

200.000.000

3

Bengkel

300

500.000

150.000.000

4

Areal bahan baku

500

400.000

200.000.000

5

Pengolahan limbah

1000

1.200.000

1.200.000.000

6

Laboratorium

200

1.200.000

240.000.000


Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya ................. (lanjutan) No

Luas (m2)

Nama Bangunan

Harga

Jumlah (Rp)

(Rp/m2) 7

Stasiun operator

300

1.000.000

300.000.000

8

Pengolahan air

1.200

1.000.000

1.200.000.000

9

Ruang boiler

300

1.000.000

300.000.000

10

Pembangkit listrik

500

1.000.000

500.000.000

11

Unit pemadam kebakaran

250

500.000

125.000.000

12

Perpustakaan

100

200.000

20.000.000

13

Kantin

250

100.000

25.000.000

14

Parkir

200

100.000

20.000.000

15

Perkantoran

800

650.000

520.000.000

16

Daerah perluasan

2.000

50.000

100.000.000

17

Pos keamanan

24

300.000

7.200.000

18

Aula

200

400.000

80.000.000

19

Tempat ibadah

150

500.000

75.000.000

20

Poliklinik

300

500.000

150.000.000

21

Perumahan karyawan

2.500

500.000

1.250.000.000

22

Taman

200

100.000

20.000.000

23

Jalan

800

100.000

80.000.000

TOTAL

17.574

Harga bangunan saja

= Rp. 16.542.200.000,-

Harga sarana

= Rp.

-

16.762.200.000

220.000.000,-

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp. 16.762.200.000,-

Perincian Harga Peralatan Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut (Timmerhaus et al, 2004) : m

⎡X ⎤ ⎡I ⎤ Cx = Cy ⎢ 2 ⎥ ⎢ x ⎥ ⎣ X 1 ⎦ ⎢⎣ I y ⎥⎦

dimana: Cx = harga alat pada tahun 2009


Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia X1 = kapasitas alat yang tersedia X2 = kapasitas alat yang diinginkan Ix = indeks harga pada tahun 2009 Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat) Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2007 digunakan metode regresi koefisien korelasi: r=

[n ⋅ ΣX i ⋅ Yi − ΣX i ⋅ ΣYi ] (n ⋅ ΣX i 2 − (ΣX i )2 )× (n ⋅ ΣYi 2 − (ΣYi )2 )

(Montgomery, 1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift Tahun

Indeks

No.

(Xi)

(Yi)

1

1989

2

Xi.Yi

Xi²

Yi²

895

1780155

3956121

801025

1990

915

1820850

3960100

837225

3

1991

931

1853621

3964081

866761

4

1992

943

1878456

3968064

889249

5

1993

967

1927231

3972049

935089

6

1994

993

1980042

3976036

986049

7

1995

1028

2050860

3980025

1056784

8

1996

1039

2073844

3984016

1079521

9

1997

1057

2110829

3988009

1117249

10

1998

1062

2121876

3992004

1127844

11

1999

1068

2134932

3996001

1140624

12

2000

1089

2178000

4000000

1185921

13

2001

1094

2189094

4004001

1196836

14

2002

1103

2208206

4008004

1216609

Total

27937

14184

28307996

55748511

14436786

Sumber: Tabel 6-2 Timmerhaus et al (2004) Data :

n = 14

∑Xi = 27937

∑Yi = 14184


∑XiYi = 28307996

∑Xi² = 55748511

∑Yi² = 14436786

Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE–2, maka diperoleh harga koefisien korelasi: r =

(14)(28307996) − (27937)(14184) [(14)(55748511) − (27937) 2 ] × [(14)(14436786) − (14184) 2 ]

= 0,98 ≈ 1 Harga koefisien yang mendekati 1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier. Persamaan umum regresi linier, Y = a + b ⋅ X dengan:

Y

= indeks harga pada tahun yang dicari (2009)

X

= variabel tahun ke n – 1

a, b = tetapan persamaan regresi Tetapan regresi ditentukan oleh : b=

(n ⋅ ΣX i Yi ) − (ΣX i ⋅ ΣYi ) (n ⋅ ΣX i 2 ) − (ΣX i )2

ΣYi. ΣXi 2 − ΣXi. ΣXi.Yi a = n.ΣXi 2 − (ΣXi) 2 Maka : b =

(14)(28307996) − (27937)(14184) 53536 = = 16,8088 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 = 16,8088X – 32528,8 Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2009 adalah: Y = 16,809(2007) – 32528,8 Y = 1240,0165


Perhitungan harga peralatan menggunakan adalah harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Timmerhaus et al (2004). Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Timmerhaus et al, 2004)

Contoh perhitungan harga peralatan:

a. Tangki Penyimpanan Cumene (TK-101) Kapasitas tangki, X2 = 2278,8907 m3. Dari Gambar LE.1 berikut, diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ adalah (Cy) US$ 6700. Dari tabel 6-4, Timmerhaus (2004), faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (Iy) 1103.

Gambar LE.1

Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki Pelarutan (Timmerhaus et al, 2004).

Indeks harga tahun 2009 (Ix) adalah 1240,0165. Maka estimasi harga tangki untuk (X2) 569,7227 m3 adalah : Cx = US$ 6700 x 2278,8907 1 C = US$ 332,834 x

0,49

x

1240,0165 1103

Cx = Rp 3.767.675.306.,-/unit


b. Kolom Distilasi (D-201) Pada proses, kolom distilasi yang dipergunakan berukuran diameter 1,3807 m, dengan tinggi kolom 8,2903 m dengan banyaknya tray dalam kolom sebanyak 19 buah. Dari Gambar LE.2, didapat bahwa untuk spesifikasi tersebut didapat harga peralatan pada tahun 2002 (Iy= 1103) adalah US$ 22.000.,-.Maka harga sekarang (2009) adalah : Cx,kolom = US$ 22.000 x

1240,0165 x (Rp 11.320)/(US$ 1) 1103

Cx,kolom = Rp 279.986.333,-/unit

Gambar LE.2 Harga Peralatan untuk Kolom Distilasi. Harga Tidak Termasuk Trays,

Packing, atau Sambungan (Timmerhaus et al, 2004). Sedangkan dari Gambar LE.3 didapat harga tiap sieve tray adalah US$ 550,untuk kolom berdiameter 1,4 m. Maka untuk tray sebanyak 19 piring diperoleh : Cx,tray = 19 x US$ 550 ×

0,864 1

0 ,86

x

1240,0165 x (Rp 11.320)/(US$ 1) 1103

Cx,tray = Rp 175.515.382,Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

Jadi total harga keseluruhan unit distilasi (T-101) adalah = Rp 279.986.333,- + Rp 175.515.656,- = Rp. 455.501.715,-

Gambar LE.3

Harga Tiap Tray dalam Kolom Distilasi. Harga Termasuk Tanggul, Permukaan Saluran Limpah, Saluran Uap dan Bagian Struktur Lainnya (Timmerhaus 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.

Tabel L. E. 3. Estimasi Harga Peralatan Proses Impor

No.

Kode Alat

Unit

Harga/unit

Harga Total

1

TK-101

1

Rp

3,767,675,306

Rp

3,767,675,306

2

TK-102

1

Rp

111,110,325

Rp

111,110,325

3

TK-201

1

Rp

125,424,225

Rp

125,424,225

4

TK-202

1

Rp

2,996,549,859

Rp

2,996,549,859


5

TK-203

1

Rp

5,235,584,694

Rp

5,235,584,694

6

TK-204

1

Rp

3,852,991,029

Rp

3,852,991,029

7

D-201

1

Rp

455,501,715

Rp

455,501,715

8

R-101

1

Rp

760,845,802

Rp

760,845,802

9

R-201

1

Rp 14,932,957,350

Rp

14,932,957,350

10

E-101

1

Rp

5,539,187

Rp

5,539,187

11

E-201

1

Rp

81,927,176

Rp

81,927,176

12

E-202

1

Rp

18,344,145

Rp

18,344,145

13

CD-201

1

Rp

56,277,882

Rp

56,277,882

14

CD-202

1

Rp

32,575,666

Rp

32,575,666

15

DC-201

1

Rp

139,317,084

Rp

139,317,084

16

VP-201

1

Rp

43,058,529

Rp

43,058,529

17

RB-201

1

Rp

32,319,005

Rp

32,319,005

Rp

32,647,998,980

Jumlah

Tabel L. E. 4. Estimasi Harga Peralatan Proses Non - Impor

No.

Kode Alat

Unit

Harga/unit

Harga Total

1

J-101

1

Rp

732,313,116

Rp

732,313,116

2

J-102

1

Rp

49,543,900

Rp

49,543,900

3

J-103

1

Rp

672,525,137

Rp

672,525,137

4

J-201

1

Rp

65,835,670

Rp

65,835,670

5

J-202

1

Rp

672,582,605

Rp

672,582,605

6

J-203

1

Rp

459,258,891

Rp

459,258,891

7

J-204

1

Rp

611,364,532

Rp

611,364,532

8

J-205

1

Rp

610,994,493

Rp

610,994,493

9

J-206

1

Rp

485,089,953

Rp

485,089,953

10

J-207

1

Rp

511,506,553

Rp

511,506,553

Rp

4,871,014,849

Jumlah


Tabel LE.5 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah Impor

No. Kode Alat

Unit

Harga/unit

Harga Total

1 SC

1

Rp

67,576,031

Rp

67,576,031

2 CL

1

Rp

1,451,219,782

Rp

1,451,219,782

3 TF

1

Rp

436,465,914

Rp

436,465,914

4 CE

1

Rp

326,541,187

Rp

326,541,187

5 AE

1

Rp

326,541,187

Rp

326,541,187

6 CT

1

Rp

61,529,331

Rp

61,529,331

7 DE

1

Rp

544,955,382

Rp

544,955,382

8 KU

1

Rp

355,710,959

Rp

355,710,959

9 TU-01

1

Rp

262,710,350

Rp

262,710,350

10 TU-02

1

Rp

503,349,193

Rp

503,349,193

11 TP-01

1

Rp

46,545,310

Rp

46,545,310

12 TP-02

1

Rp

34,869,449

Rp

34,869,449

13 TP-03

1

Rp

163,728,116

Rp

163,728,116

14 TP-04

1

Rp

33,330,509

Rp

33,330,509

15 TP-05

1

Rp

9,263,103

Rp

9,263,103

16 TB-01

1

Rp

410,251,281

Rp

410,251,281

1

Rp

1,127,856,296

17

Activated sludge

Jumlah

Rp

1,127,856,296

Rp

6,162,443,378

Tabel LE.6 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah Non – Impor

No.

Kode Alat

Unit

Harga/unit

Harga Total

1 WR

2

Rp

8,000,000

Rp

16,000,000

2 BS

1

Rp

8,500,000

Rp

8,500,000

3 PU-201

1

Rp

2,790,643

Rp

2,790,643

4 PU-202

1

Rp

2,790,643

Rp

2,790,643

5 PU-203

1

Rp

2,790,643

Rp

2,790,643


6 PU-204

1

Rp

95,817

Rp

95,817

7 PU-205

1

Rp

78,880

Rp

78,880

8 PU-206

1

Rp

2,790,643

Rp

2,790,643

9 PU-207

1

Rp

2,790,643

Rp

2,790,643

10 PU-208

1

Rp

1,465,246

Rp

1,465,246

11 PU-209

1

Rp

1,465,246

Rp

1,465,246

12 PU-210

1

Rp

1,465,246

Rp

1,465,246

13 PU-211

1

Rp

123,746

Rp

123,746

14 PU-212

1

Rp

90,568

Rp

90,568

15 PU-213

1

Rp

1,465,246

Rp

1,465,246

16 PU-214

1

Rp

2,040,158

Rp

2,040,158

17 PU-215

1

Rp

6,442,390

Rp

6,442,390

18 PU-216

1

Rp

2,176,727

Rp

2,176,727

19 PU-217

1

Rp

29,733

Rp

29,733

20 PU-218

1

Rp

2,176,727

Rp

2,176,727

21 PU-219

1

Rp

997,940

Rp

997,940

22 T.Penampung

2

Rp

20,000,000

Rp

40,000,000

23 T.Aerasi

1

Rp

45,000,000

Rp

45,000,000

24 T. Sedimentasi

2

Rp

725,480,101

Rp

1,450,960,203

25 Generator

2

Rp

75,000,000

Rp

150,000,000

Rp

1,744,527,089

Jumlah

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered): Total

= 1,43 x (Rp. 32.647.998.980,- + Rp.6.162.443.378,-) + 1,21 x (Rp. 4.871.014.849,- + Rp. 1.744.527.089,-) = Rp. 63.503.738.317,-

Biaya pemasangan diperkirakan 10 % dari total harga peralatan (Timmerhaus, 2004), sehingga total harga peralatan ditambah biaya pemasangan adalah: (C) = 1,1 x (Rp. 63. 503.738.317) = Rp 69.854.112.149,-


Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 30 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,30 × Rp 69.854.112.149,= Rp 19.051.121.495,-

Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 32 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perpipaan (E) = 0,32 × Rp 69.854.112.149,= Rp 20.321.196.261,-

Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 20% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya instalasi listrik (F) = 0,20 × Rp 63.509.738.317,= Rp 12.700.747.663,-

Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 25 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya insulasi (G)

= 0,25 × Rp 63.509.738.317,= Rp 15.875.934.579,-

Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 5 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya inventaris kantor (H)

= 0,05 × Rp 63.509.738.317,= Rp 3.175.186.916,-


Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 2 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I ) = 0,02 × Rp 63.509.738.317,= Rp 1.270.074.766,-

Sarana Transportasi Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana transportasi ( J ) seperti pada tabel berikut . Tabel LE.7 Biaya Sarana Transportasi No.

Jenis kenderaan

unit

1

Direktur

1

2

Manajer

5

3

Bus karyawan

5

4

Truk pengangkut

4

5

Mobil pemasaran

6

6

Mobil pemadam kebakaran

3

Tipe Toyota Avanza 1.3 E M/T Daihatsu - Xenia VVT-I 1.0 Mi Mitsubishi Chassis L-300 Dyna 110 ST Daihatsu - Grand Max Blind Van 1.3 Truk Tangki

harga/unit

harga total

Rp

112,100,000

Rp

112,100,000

Rp

91,800,000

Rp

459,000,000

Rp

108,500,000

Rp

542,500,000

Rp

128,600,000

Rp

514,400,000

Rp

80,000,000

Rp

480,000,000

Rp

203,000,000

Rp

609,000,000

Jumlah

Rp 2,717,000,000

Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J = Rp 163.352.843.830,-


1.2. Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

Pra Investasi Diperkirakan 10 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Pra Investasi (K)

= 0,1 x Rp 63.509.738.317,= Rp 6.350.373.832,-

Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 5% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,05 × Rp 63.509.738.317,= Rp 3.175.186.916,-

Biaya Legalitas Diperkirakan 1% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Legalitas (M)

= 0,01 × Rp 63.509.738.317,= Rp 635.037.383,-

Biaya Kontraktor Diperkirakan 5% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Kontraktor (N)

= 0,05 × Rp 63.509.738.317,= Rp 3.175.186.916,-

Biaya Tak Terduga Diperkirakan 15% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004) . Biaya Tak Terduga (O)

= 0,15 × Rp 63.509.738.317,= Rp 9.525.560.748,-

Total MITTL = K + L + M + N + O = Rp 22.861.345.794,-

Total MIT

= MITL + MITTL = Rp 163.352.843.830,- + Rp 22.861.345.794,= Rp 186.214.189.624,-


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. CHP Kebutuhan

= 8.316,0722 ltr/jam = 5.430,3984 kg/jam

Harga

= $ 0.91/kg = Rp. 10.300,-/kg

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 5.430,3984 kg/jam x Rp 10.300/kg

(ICIS, 2009)

= Rp. 120.815.503.603,2. Katalis Asam Sulfat Kebutuhan

= 1,7732 kg/jam

Harga

= Rp. 3.500,-/kg

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari x 1,7732 kg x Rp. 3.500,-/kg

(http://indonetwork.co.id/, 2009)

= Rp 13.405.392,3. NH4OH Kebutuhan

= 2,6066 kg

Harga

= Rp. 4.000,-/kg

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari x 2,2066 kg x Rp. 4.000,-/kg

(http://indonetwork.co.id/, 2009)

= Rp 22.521.024,-

2.1.2 Persediaan bahan baku utilitas 1. Alum, Al2(SO4)3 Kebutuhan

= 0,1376 kg/jam

Harga

= Rp 3.500 ,-/kg

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 0,1376 kg/jam × Rp 3.500,- /kg

(PT. Bratachem 2009)

= Rp 1.040.083,2. Soda abu, Na2CO3 Kebutuhan = 0,0743 kg/jam Harga

= Rp 3.500,-/kg


Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 0,0743 kg/jam × Rp 3500,-/kg = Rp 561.645,Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

3. Kaporit Kebutuhan = 0,0037 kg/jam Harga

= Rp 7.000,-/kg


Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 0,0037 kg/jam × Rp 3.000,-/kg = Rp 55.987,4. Asam Sulfat Kebutuhan = 0,1264 ltr/jam Harga

= Rp 3.500,-/ltr


Harga total = 90 hari × 24 jam x 0,1264 kg/hari × Rp 3.500,-/kg = Rp 955.862,5. NaOH Kebutuhan = 0,1292 kg/jam Harga

= Rp 3500,-/kg


Harga total = 90 hari × 24 jam × 0,1292 kg/jam × Rp 3500,-/kg = Rp 976.573,6. Solar Kebutuhan = 122,4275 ltr/jam Harga solar untuk industri = Rp. 5.000,-/liter

(PT.Pertamina, 2009)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 122,4275 ltr/jam × Rp. 5.000,-/liter = Rp 1.322.216.573,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) adalah = Rp 122.177.236.743,-


2.2. Kas 2.2.1. Gaji Pegawai Tabel LE.8 Perincian Gaji Pegawai Jabatan

Jumlah

Gaji/bulan

Dewan Komisaris

3

Rp 25,000,000

Rp

75,000,000

Direktur

1

Rp 15,000,000

Rp

15,000,000

Staf Ahli

2

Rp 10,000,000

Rp

20,000,000

Sekretaris

1

Rp

2,500,000

Rp

2,500,000


1

Rp

7,000,000

Rp

7,000,000


1

Rp

7,000,000

Rp

7,000,000

Manajer Teknik

1

Rp

7,000,000

Rp

7,000,000

Manajer Produksi

1

Rp

7,000,000

Rp

7,000,000


1

Rp

5,000,000

Rp

5,000,000

Kepala Bagian Umum

1

Rp

5,000,000

Rp

5,000,000

Kepala Bagian SDM

1

Rp

5,000,000

Rp

5,000,000


1

Rp

5,000,000

Rp

5,000,000


1

Rp

5,000,000

Rp

5,000,000

Kepala Bagian Mesin

1

Rp

5,000,000

Rp

5,000,000


1

Rp

5,000,000

Rp

5,000,000


1

Rp

5,000,000

Rp

5,000,000


1

Rp

5,000,000

Rp

5,000,000

Kepala Seksi

15

Rp

4,000,000

Rp

60,000,000


15

Rp

2,500,000

Rp

37,500,000


12

Rp

2,500,000

Rp

30,000,000

Karyawan Teknik

15

Rp

2,500,000

Rp

37,500,000

Karyawan Produksi

75

Rp

2,500,000

Rp

187,500,000

Dokter

2

Rp

3,000,000

Rp

6,000,000

Perawat

5

Rp

1,500,000

Rp

7,500,000

Petugas Keamanan

10

Rp

1,000,000

Rp

10,000,000

Petugas Kebersihan

10

Rp

800,000

Rp

8,000,000

Supir

5

Rp

1,000,000

Rp

5,000,000

Rp

574,500,000

Total 184 Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp

Jumlah gaji/bulan

574.500.000,-

Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp 1.723.500.000,-


2.2.2. Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 5 % dari gaji pegawai = 0,05 × Rp 1.723.500.000,= Rp 86.175.000,-

2.2.3. Biaya Pemasaran Diperkirakan 5 % dari gaji pegawai

= 0,05 × Rp 1.723.500.000,= Rp 86.175.000,-

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 Phenol Nilai Perolehan Objek Pajak -

Tanah

Rp

1.845.270.000,-

-

Bangunan

Rp

16.542.200.000,-

Total NJOP

Rp

18.357.470.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak

(Rp.

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak

Rp

18.357.470.000,-

Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP)

Rp.

917.873.500,-

30.000.000,- )


Tabel LE.9 Perincian Biaya Kas No.

Jenis Biaya

1. 2. 3. 4.

Gaji Pegawai Administrasi Umum Pemasaran Pajak Bumi dan Bangunan Total

Jumlah (Rp) 1.723.500.000 86.175.000 86.175.000 917.873.500 2.813.723.500

2.3. Biaya Start-Up Diperkirakan 12 % dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004). = 0,12 × Rp 186.214.189.624,= Rp 22.345.702.755,-

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 Phenol = US$ 2.03/liter

(ICIS, 2009)

Produksi phenol = 20.106 kg/tahun Hasil penjualan phenol tahunan = (20.106 kg/1.059 kg/ltr) x US$ 2.03/ltr x Rp. 11.320,-/US$ = Rp 455.431.638.647,2. Harga jual Aseton = US$ 1.63/kg

(ICIS, 2009)

Produksi aseton = 1313,4345 kg/jam Hasil penjualan aseton tahunan = 1313,4345 kg x US$ 1.63/kg x 24jam x 330 hari = Rp. 191.940.946.720,Piutang Dagang =

1 × Rp 673.372.585.367,12

= Rp 53.947.715.447,-


Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.10 Perincian Modal Kerja No. 1. 2. 3. 4.

Jumlah (Rp) Bahan baku proses dan utilitas Kas Start up Piutang Dagang

T

122.177.236.743,2.813.723.500,22.345.702.755,53.947.715.447,201.284.378.445,-

l

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 186.214.189.624,- + Rp 201.284.378.445,= Rp 387.498.568.069,Modal ini berasal dari: - Modal sendiri

= 60 % dari total modal investasi = 0,6 × Rp 387.498.568.069,= Rp 232.499.140.841,-

- Pinjaman dari Bank

= 40 % dari total modal investasi = 0,4 × Rp 387.498.568.069,= Rp 154.999.427.228,-

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 1 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga (P) Gaji total = (12 + 1) × Rp 574.500.000,- = Rp 7.468.500.000,-

3.1.2. Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 8,25 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2009). Bunga bank (Q)

= 0,0825 × Rp 154.999.427.228,= Rp 12.787.452.746,-


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.11 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Kelompok Harta

Masa

Tarif

Berwujud

(tahun)

(%)

Beberapa Jenis Harta

4

25

Mesin kantor, perlengkapan, alat

I. Bukan Bangunan 1.Kelompok 1

perangkat/ tools industri. 2. Kelompok 2

8

12,5

Mobil, truk kerja

3. Kelompok 3

16

6,25

Mesin industri kimia, mesin industri mesin

20

5

II. Bangunan Permanen

Bangunan sarana dan penunjang

Sumber : Waluyo, 2000 dan Rusdji,2004 Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. D=

P−L n

dimana: D

= depresiasi per tahun

P

= harga awal peralatan

L

= harga akhir peralatan

n

= umur peralatan (tahun)


Tabel LE.12 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UU RI No. 17 Tahun 2000

Umur

No.

Komponen

Biaya (Rp)

1

Bangunan

16.542.200.000

20

827.110.000

2

Peralatan proses dan utilitas

69.854.112.149

16

4.365.882.009

3

Instrumentrasi dan pengendalian proses

19.051.121.495

4

4.762.780.374

4

Perpipaan

20.321.196.261

4

5.080.299.065

5

Instalasi listrik

12.700.747.663

4

3.175.186.916

6

Insulasi

15.875.934.579

4

3.968.983.645

7

Inventaris kantor

3.175.186.916

4

793.796.729

8

Perlengkapan keamanan dan kebakaran

1.270.074.766

4

317.518.692

9

Sarana transportasi

2.717.000.000

8

339.625.000

TOTAL

(tahun)

Depresiasi (Rp)

23.631.182.430

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 (UU RI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004). Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 3 % dari MITTL. sehingga : Biaya amortisasi

= 0,03 × Rp 22.861.345.794,= Rp 685.840.374,-

Total biaya depresiasi dan amortisasi (R) = Rp 23.631.182.430,- + Rp 685.840.374,= Rp 24.317.022.803,Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

3.1.4. Biaya Tetap Perawatan 1. Perawatan mesin dan alat-alat proses Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 -20%, diambil 5 % dari harga peralatan terpasang (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perawatan mesin

= 0,05 × Rp 69.854.112.149,= Rp 3.492.705.607,-

2. Perawatan bangunan Diperkirakan 5 % dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan bangunan

= 0,05 × Rp 16.542.200.000,= Rp 827.110.000,-

3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 5 % dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan kendaraan

= 0,05 × Rp 2.717.000.000,= Rp 135.850.000 ,-

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 5 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan instrumen

= 0,05 × Rp 19.051.121.495,= Rp 952.556.075,-

5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 5 % dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan perpipaan

= 0,05 × Rp 20.321.196.261,= Rp 1.016.059.813,-

6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 5 % dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan listrik

= 0.05 × Rp 12.700.747.663,= Rp 635.037.383,-

7. Perawatan insulasi Diperkirakan 5 % dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan insulasi

= 0,05 × Rp 15.875.934.579,= Rp 793.796.729,-


8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 5 % dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004). = 0,05 × Rp 3.175.186.916,-

Perawatan inventaris kantor

= Rp 158.759.346,9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 5 % dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,05 × 1.270.074.766,= Rp 63.503.738,Total biaya perawatan (S)

= Rp 8.075.378.691,-

3.1.5. Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Biaya tambahan industri ini diperkirakan 5 % dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004).

Plant Overhead Cost (T)

= 0,05 x Rp 186.214.189.624,= Rp 9.310.709.481,-

3.1.6. Biaya Administrasi Umum Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp 86.175.000,Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U)

=

4 × Rp 86.175.000,-

=

Rp 344.700.000,-

3.1.7. Biaya Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran selama 3 bulan adalah Rp 86.175.000,Biaya pemasaran selama 1 tahun

= 4 × Rp 86.175.000,= Rp 344.700.000,-

Biaya distribusi diperkirakan 10 % dari biaya pemasaran, sehingga : Biaya distribusi

= 0,1 x Rp 344.700.000,= Rp 34.470.000,-

Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp. 379.170.000,Arifin Ferdinand B.Marpaung : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 20.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

3.1.8. Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 2004). Biaya laboratorium (W)

= 0,05 x Rp 9.310.709.481,= Rp 465.535.474,-

3.1.9. Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004). Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01 x Rp 186.214.189.624,= Rp 1.862.141.896.,-

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 163.352.843.830,= Rp 506.393.816,2. Biaya asuransi karyawan. Premi asuransi = Rp. 351.000,-/tenaga kerja (PT. Prudential Life Assurance, 2007) Maka biaya asuransi karyawan = 184 orang x Rp. 351.000,-/orang = Rp. 64.584.000,Total biaya asuransi (Y)

= Rp 570.977.816,-

3.1.11. Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah

Rp 917.873.500,-

Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z = Rp 66.499.462.409,-


3.2. 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 122.177.236.743,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun = Rp 122.177.236.743,- x (330/90) = Rp 447.983.201.390,-

3.2.2. Biaya Variabel Tambahan 1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 0.5 % dari biaya variabel bahan baku Biaya perawatan lingkungan

= 0,005 × Rp 447.983.201.390,= Rp 2.239.916.007-

2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 5 % dari biaya variabel bahan baku Biaya variabel pemasaran

= 0,05 × Rp 447.983.201.390,= Rp 22.399.160.069,-

Total biaya variabel tambahan

= Rp 24.639.076.076,-

3.2.3. Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 2 % dari biaya variabel tambahan = 0,02 × Rp 24.639.076.076,= Rp 492.781.522,-

Total biaya variabel = Rp 473.115.058.988,Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 66.499.462.409,- + Rp 473.115.058.988,=

Rp. 539.614.521.396,-


4. Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan 4.1.

Laba Sebelum Pajak (Bruto) Laba atas penjualan

= total penjualan – total biaya produksi = Rp 647.372.585.367,- – Rp 539.614.521.396,= Rp 107.758.063.971,-

Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5 % dari keuntungan perusahaan = 0,005 x Rp 107.758.063.971,= Rp 538.790.320,Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga : Laba sebelum pajak (bruto) = Rp. 107.219.273.651,-

4.2.

Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (Rusjdi, 2004): Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 %. Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan

pajak sebesar 15 %. Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 %.

Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah: - 10 % × Rp 50.000.000

= Rp

5.000.000,-

- 15 % × (Rp100.000.000- Rp 50.000.000)

= Rp

7.500.000,-

- 30 % × (Rp. 107.219.273.651 – Rp 100.000.000)

= Rp 32.135.782.095-

Total PPh

= Rp 32.148.282.095,-


4.3.

Laba setelah pajak Laba setelah pajak

= laba sebelum pajak – PPh = Rp. 107.219.273.651,- – Rp 32.148.282.095,= Rp 75.070.991.556,-

5. Analisa Aspek Ekonomi 5.1.

Profit Margin (PM) PM =

Laba sebelum pajak × 100 % total penjualan

Rp. 107.219.273.651,PM = Rp 647.372.585.367,- x 100% = 16,562 %

5.2.

Break Even Point (BEP) BEP =

Biaya Tetap × 100 % Total Penjualan − Biaya Variabel

Rp 66.499.462.402,Rp 647.372.585.367,- - 473.115.058.988,= 38,16%

BEP =

Kapasitas produksi pada titik BEP

x 100%

= 38,16 % x 20.000 ton/tahun = 7.632,3203 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP

= 38,16 % x Rp 647.372.585.367,= Rp 247.047.744.791,-

5.3.

Return on Investment (ROI) Laba setelah pajak × 100 % Total modal investasi

ROI

=

ROI

= Rp 75.070.991.556 x 100% Rp. 387.498.568.069 = 19,37 %


5.4

Pay Out Time (POT) 1 POT = 0,1937 x 1 tahun POT = 5,16 tahun

5.5.

Return on Network (RON) Laba setelah pajak × 100 % Modal sendiri Rp 75.070.991.556 RON = Rp 232.499.140.841 x 100% RON = 32,29 %

RON =

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.14, diperoleh nilai IRR = 20,01 %


Tabel LE.13 Data perhitungan BEP

Kapasitas Produksi (%)

Biaya Tetap (Rp)

Biaya Variabel

Biaya Produksi (Rp)

(Rp)

Total Penjualan (Rp)

0

Rp 66,499,462,409

Rp

-

Rp

66,499,462,409

Rp

-

10

Rp 66,499,462,409

Rp 47,311,505,899

Rp

113,810,968,307

Rp

64,737,258,537

20

Rp 66,499,462,409

Rp 94,623,011,798

Rp

161,122,474,206

Rp 129,474,517,073

30

Rp 66,499,462,409

Rp 141,934,517,696

Rp

208,433,980,105

Rp 194,211,775,610

40

Rp 66,499,462,409

Rp 189,246,023,595

Rp

255,745,486,004

Rp 258,949,034,147

50

Rp 66,499,462,409

Rp 236,557,529,494

Rp

303,056,991,902

Rp 323,686,292,684

60

Rp 66,499,462,409

Rp 283,869,035,393

Rp

350,368,497,801

Rp 388,423,551,220

70

Rp 66,499,462,409

Rp 331,180,541,291

Rp

397,680,003,700

Rp 453,160,809,757

80

Rp 66,499,462,409

Rp 378,492,047,190

Rp

444,991,509,599

Rp 517,898,068,294

90

Rp 66,499,462,409

Rp 425,803,553,089

Rp

492,303,015,497

Rp 582,635,326,831

100

Rp 66,499,462,409

Rp 473,115,058,988

Rp

539,614,521,396

Rp 647,372,585,367


Gambar LE. 4 Grafik BEP


Tabel LE 14. Data Perhitungan IRR P/F pada i = 20%

P/F pada i = 21%

PV pada i = 21%

387,498,568,069

1

-387,498,568,069

0.8333

83,137,639,653

0.8264

82,450,551,722

107,308,232,061

0.6944

74,519,605,598

0.6830

73,292,966,369

24,317,022,803

115,605,602,987

0.5787

66,901,390,618

0.5645

65,256,349,054

100,415,688,202

24,317,022,803

124,732,711,005

0.4823

60,152,734,860

0.4665

58,188,730,238

47,313,074,438

110,455,507,022

24,317,022,803

134,772,529,826

0.4019

54,162,057,061

0.3855

51,960,644,474

173,545,439,606

52,046,131,882

121,499,307,724

24,317,022,803

145,816,330,528

0.3349

48,833,594,061

0.3186

46,461,576,632

7

190,899,983,567

57,252,495,070

133,647,488,497

24,317,022,803

157,964,511,300

0.2791

44,084,996,018

0.2633

41,596,992,897

8

209,989,981,924

62,979,494,577

147,010,487,347

24,317,022,803

171,327,510,150

0.2326

39,845,303,124

0.2176

37,285,857,971

9

230,988,980,116

69,279,194,035

161,709,786,081

24,317,022,803

186,026,808,885

0.1938

36,053,241,842

0.1799

33,458,556,737

10

254,087,878,128

76,208,863,438

177,879,014,689

24,317,022,803

202,196,037,493

0.1615

32,655,788,893

0.1486

30,055,152,585

Thn

Laba sebelum pajak

Pajak

Laba Sesudah pajak

Depresiasi

Net Cash Flow

0

-

-

-

-

387,498,568,069

1

1

107,758,063,971

32,309,919,191

75,448,144,780

24,317,022,803

99,765,167,583

2

118,533,870,368

35,542,661,111

82,991,209,258

24,317,022,803

3

130,387,257,405

39,098,677,222

91,288,580,184

4

143,425,983,146

43,010,294,944

5

157,768,581,460

6

PV pada i = 20%

152,847,783,659

152.847.783.659 IRR = 20 + 152.847.783.659 – 132.508.810.609 x (21 – 20) = 20,01 %


132,508,810,609

TAHUN TUGAS AKHIR OLEH :

Recommend Documents