LAMPIRAN - digilib.unila.ac.iddigilib.unila.ac.id/2076/18/LAMPIRAN.pdf · (Asam Sulfat) Tabel A.3. Komposisi H 2 SO 4 Komposisi Fraksi Massa (%) Asam Sulfat 98 Air 2 Komposisi Produk

LAMPIRAN

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas Produksi : 30.000 ton/tahun

Operasi : 330 hari/tahun

Basis Perhitungan : 1 jam operasi

Proses : Kontinyu

Kapasitas Produksi :

: 3.787,8788 kg/jam

36,642 kmol/jam

Bahan Baku : Asam Asetat dan Propanol

Produk : Propil Asetat 98%

Komposisi bahan baku pada fresh feed :

Asam Asetat

Tabel A.1. Komposisi Asam Asetat

Komposisi Fraksi Massa (%)

Asam Asetat 99

Air 1

Propanol

Tabel A.2. Komposisi Propanol


Propanol 99,8

Air 0,2

Komposisi Katalis

H2SO4 (Asam Sulfat)

Tabel A.3. Komposisi H2SO4

Komposisi Fraksi Massa

(%)

Asam Sulfat 98

Air 2

Komposisi Produk :

Propil Asetat

Tabel A.4. Komposisi Propil Asetat


Propil Asetat 98

Air 2

Sedangkan berat molekul masing-masing komponen yang terlibat pada proses produksi

propyl acetate tertera pada tabel berikut :

Tabel A.5. Berat Molekul Komponen-komponen yang Terlibat

Komponen Rumus Kimia Berat Molekul (kg/kgmol)

Asam Asetat CH3COOH 60

Propanol C3H7OH 60

Asam Sulfat H2SO4 98

Natrium Hidroksida NaOH 40

Dinatrium Sulfat Na2SO4 142

Air H2O 18

Secara umum, persamaan neraca massa adalah sebagai berikut :

{Massa masuk} – {Massa keluar} + {Massa tergenerasi} – {Massa terkonsumsi} =

{Akumulasi massa} (Himmelblau, 1996 : 144)

Perhitungan neraca massa pada masing-masing alat adalah sebagai berikut :

1. Reaktor I (R-01)

Tugas : Mereaksikan Asam Asetat (CH3COOH) dengan Propanol (C3H7OH)

menjadi Propyl Asetat (CH3COOC3H7).

Gambar A.1. Aliran Masssa Reaktor (R-201)

Neraca Massa total :

F1 + F2 + F3

Keterangan :

Aliran 1, 2, 3 = aliran dari tangki Asam Asetat, Propanol dan H2SO4

Tabel A.6. Komposisi yang masuk Reaktor

R-01

Aliran 1, 2, 3

Aliran 12 Aliran 4

Stoikiometri reaksi : Konversi = 75 %

Asam Asetat yang bereaksi = 40,5197 kmol

= 40,5197 kmol x = 1.231,1796 kg

Asam Asetat yang sisa = 10,1226 kmol

= 10,1226 kmol x = 967,355 kg

Propanol yang bereaksi = 40,5197 kmol

= 40,5197 kmol x = 1.231,1796 kg

Propanol yang sisa = 10,1226 kmol

= 10,1226 kmol x = 967,355 kg

Tabel A.7. Komposisi yang keluar Reaktor

generasi out konsumsi

komponen kg/jam kmol/jam aliran 5

(kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam

As. Asetat 0 0 604.954 10.0825 1814.8606 30.2476

Propanol 0 0 604.954 10.0825 1814.8606 30.2476

Propil Asetat 3085.2630 30.2476 3085.263 30.2476 0 0

Air 544.4581 30.2476 573.848 31.8804 0 0

H2SO4 0 0 4.839 0.0493 0 0

Total 3629.7212 60.4953 4873.8585 82.3426 3629.7212 60.4953

overall 8503.5797 142.8380 8503.5797 142.8380

2. Netralizer (N-01)

Fungsi : Menetralkan katalis Asam Sulfat dengan Natrium Hidroksida

Reaksi :

H2SO4 + 2NaOH Na2SO4 + 2H2O

Gambar A.2 Aliran Massa Netralizer (N-301)

Dimana :

F6 : Umpan masuk Netralizer

F4 : NaOH dari tangki NaOH

F7: Larutan keluar dari Netralizer

Netraliser merupakan tempat netralisasi H2SO4 menggunakan NaOH

Reaksi yang terjadi di netraliser : H2SO4 + 2NaOH Na2SO4 + 2H2O

NaOH yang digunakan berasal dari tangki.

Stoikiometri Reaksi :

1 H2SO4 + 2 NaOH Na2SO4 + 2H2O

Mula : 0,04 0,098

Bereaksi : 0,04 0,098 0,04 0,098

Sisa : 0 0 0,04 0,098

N-01 Aliran 6

Aliran 7

Aliran 4 dan 5

Tabel A. 8. Neraca massa total netralizer

4. Decanter ( DE-01)

Fungsi : Memisahkan produk yang keluar dari netralizer dengan prinsip

perbedaan densitas dan kelarutan

Gambar A.3. Aliran massa di Dekanter (DE-301)

Keterangan:

F7 = Aliran umpan masuk ke dekanter

F8 = Produk atas

F9 = Produk bawah ke UPL

Neraca massa total

Massa masuk – Massa keluar + Generasi – Konsumsi = Akumulasi

F10 – (F11 + F12) 0 – 0 = 0

F10 = F11 + F12

DE-01 Aliran 7

Aliran 8

Aliran 9

AC - 301

CD-301

RB- 301

12

13

14

15

16 17

8

Propil Asetat dan propanol merupakan fase ringan dimana akan berada di atas

sedangkan dinatrium sulfat dan asam asetat merupakan fase berat yang akan berada

di bawah dan air merupakan pembatas antara fraksi berat dan ringan

Tabel.A.9. Massa massa total Dekanter DE-01

5. Menara Distilasi (MD -01)

Fungsi : Memisahkan metanol dan air dari komponen beratnya berdasarkan

perbedaan titik didih.

Gambar A.4.Aliran Massa Menara Distilasi (MD-301)

Neraca Massa total :

F8 = F10 + F11

Keterangan :

Aliran 8 (F8) = Laju alir bahan masuk menara destilasi (kg/jam)

Aliran 10 (F10) = Laju alir bagian atas menara destilasi (kg/jam)

Aliran 11 (F11) = Laju alir bagian bawah menara destilasi (kg/jam)

Dipilih : Light key = propanol

Heavy key = air

Menentukan kondisi operasi MD-01

Umpan dalam kondisi cair jenuh. Untuk menentukan temperatur umpan maka perlu

ditrial temperatur bubble point feed pada tekanan operasi 1 atm. Tekanan uap tiap

komponen dihitung dengan menggunakan persamaan Riedel:

log10(P) = A + B/T + C LogT + DT + ET2

(Yaws, 1996)

keterangan:

A, B, C,D,E = konstanta

P = tekanan uap komponen i (mmHg)

T = temperatur (K)

Konstanta untuk tiap – tiap komponen dapat dilihat pada Tabel A.13 berikut:

Tabel A.10. Konstanta Tekanan uap

A B C D E

Propanol 30.674 -3429.5 -7.2152 0.00E+00 0.00E+00

Propil Asetat 43.055 -3469.2 -12.217 2.47E-10 3.75E-06

Air 29.8050 -3152.2000 -7.3037 0.0000 0.0000

(sumber: Yaws)

Menentukan Temperatur Bubble point feed

Pada keadaan bubble point, yi = (Ki x xi) = 1. Dengan cara trial T pada tekanan

1,01 atm hingga yi = 1 maka akan diperoleh temperatur bubble point feed. Dengan

menggunakan program solver-excel maka diperoleh hasil seperti pada Tabel A.14

berikut:

Tabel A.11. Hasil trial untuk penentuan bubble point feed

Komponen kmol/jam xF Log P Pi (mmHg) Pi (atm) Ki=Pi/p yf = Ki . Zf α = Ki/K HK

Propanol 10.0826 0.0991 3.1825 1,522.1520 1.9788 1.9788 0.1961 1.287680898

Propil Asetat 10.0826 0.0991 3.0726 1,182.0879 1.5367 1.5367 0.1523 1

Air 30.2477 0.8018 2.7956 624.5378 0.8119 0.8119 0.6510 0.528334528

Total 50.4128 1.0000 0.9994

P = 1,01 atm

T trial = 116,6501oC (389,8001 K)

Menentukan Temperatur Dew point distilat

Pada keadaan dew point, xi = (yi/Ki) = 1. Dengan cara trial T pada tekanan 1,01

atm hingga xi = 1 maka akan diperoleh temperatur dew point distilat. Dengan

menggunakan program solver-excel maka diperoleh hasil seperti pada Tabel A.15.

berikut.

Tabel A.12. Hasil trial untuk penentuan dew point distilat


Propanol 10.0826 1.0000 2.8862 769.4862 1.0003 1.0003 1.0003 0.650955139

Propil Asetat 0.0000 0.0000 3.0726 1,182.0879 1.5367 1.5367 0.0000 1

Air 0.0000 0.0000 2.7956 624.5378 0.8119 0.8119 0.0000 0.528334528

total 10.0826 1.0000 1.0003

P = 1,01 atm

T trial = 97,5275oC (370,6775K)

Menentukan Temperatur Bubble point bottom

Pada keadaan bubble point, yi = (Ki x xi) = 1. Dengan cara trial T pada tekanan

1,01 atm hingga yi = 1 maka akan diperoleh temperatur bubble point bottom. Dengan

menggunakan program solver-excel maka diperoleh hasil sebagai berikut:

Tabel A.13. Hasil trial untuk penentuan bubble point bottom


Propanol 0.0000 0.0000 3.2430 1,749.7462 2.2747 2.2747 0.0000 1.480216673

Propil Asetat 4.0306 0.1100 3.1109 1,290.7911 1.6780 1.6780 0.1846 1.091958635

Air 32.6116 0.8900 2.8480 704.7562 0.9162 0.9162 0.8154 0.596196099

total 36.6422 1.0000 1.0000

P = 1,01 atm

T trial = 120,8722oC (394,0222K)

Volatilitas relatif rata – rata ( avg) ditentukan dengan persamaan :

bottomtopavg ααα (Geankoplis, 1993)

keterangan :

avg = Volatilitas relatif rata – rata

top = Volatilitas relatif pada distilat

bottom = Volatilitas relatif pada bottom

Dengan menggunakan persamaan tersebut diperoleh nilai avg sebagai berikut:

Tabel A.14. Nilai avg tiap komponen

Komponen a top a bottom a avg

Propanol 0.650955139 1.480216673 0.9816

Propil Asetat 1 1.091958635 1.0450

Air 0.528334528 0.596196099 0.5612

Untuk menentukan distribusi komponen maka digunakan metode Shiras (Treybal

pers. 9.164) dengan persamaan sebagai berikut :

Fx

Dx

Fx

Dx

Fx

Dx

FHKLK

DHKjLK

FLKLK

DLKj

Fj

Dj

,

,

,

,

,

,

11

)1(

Keterangan :

D = total distilat, kmol

F = total umpan, kmol

LK = light key

HK = heavy key

x = fraksi mol

Komponen LK dan HK akan berada diantara nilai -0,01 ≤ (Fx

Dx

Fj

Dj

,

,) ≤ 1,01

Tabel A.15. Distribusi Komponen

Komponen Xj D Xj F hasil keterangan

Propanol 1 0.099099099 1,0000 Terdistribusi

Propil Asetat 0 0.099099099 1,0000 Terdistribusi

Air 0 0.801801802 1,0000 Terdistribusi

Berdasarkan perhitungan neraca massa pada masing-masing komponen, maka dapat

disusun tabel neraca massa komponen sebagai berikut :

Tabel A.16. Neraca massa MD-301

Komponen BM Arus masuk MD 1 Arus keluar MD 1

F 9 F10 (Distilat) F13 (Bottom)

Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam

Propanol 60 4.1667 250 4.1667 250 4.03065E-07 2.41839E-05

Propil Asetat 102 12.5000 1275 0 0 12.5000 1275

Air 18 16.1311 290.3594 3.26116E-07 5.87009E-06 16.1311 290.359

total 32.7977 1815.3594 4.030647394 241.8388299 28.6311 1565.3594

Neraca Massa Condensor

Fungsi : Mengkondensasikan produk atas DC-301

Menentukan Rasio Refluks Minimum (Rm)

Untuk menentukan Rm digunakan persamaan sebagai berikut :

i

Dii x ,Rm + 1 (Coulson vol.6, 1989)

keterangan :

Rm = rasio refluks minimum

xi,D = fraksi mol komponen i pada distilat

= volatilitas relatif komponen i

mencari nilai

Nilai ditentukan dengan metode trial and error dengan menggunakan persamaan

berikut :

i

Fii x ,1 – q (Coulson vol.6, 1989)

keterangan :

xi,F = fraksi mol komponen i pada umpan

karena umpan masuk pada keadaan bubble point maka q = 1, sehingga:

i

Fii x ,0

Nilai ditrial hingga i

Fii x ,0. Nilai harus berada di antara nilai

volatilitas relatif komponen LK dan HK. Dengan menggunakan program solver-

excel maka diperoleh hasil sebagai berikut:

Tabel A.17. Hasil trial nilai

= 8,493

Komponen avg xi,F avg . xi,F )(

,

i

Fii x

Propanol 2,594 0,0499 0,1295 -0,035

Propil Asetat 1,000 0,9494 0,9494 -0,118

H2O 2,292 0,000 0,0013 0,071

TOTAL 1,000 0.0000

Menghitung Rm

Rm dihitung dengan persamaan sebagai berikut:

i

Dii x ,Rm + 1

Perhitungan Rm ditabulasikan sebagai berikut:

Tabel A.18. Hasil Perhitungan Rm

Komponen avg xi,D avg . xi,D

)(

,

i

Dii x

Propanol 2,594 0,9699 2,5161 -0,306

Propil Asetat 1,000 0,0185 0,0185 -0,001

H2O 2,292 0,0116 0,0267 0,714

TOTAL 1,0000 1,0210

Maka :

i

Dii x ,Rm + 1

1,0210 = Rm + 1

Rm = 0, 0210

Menentukan R operasi

R operasi berkisar antara 1,2 – 1,5 Rm (Geankoplis, 1993)

diambil R operasi = 1,5 x Rm

R operasi = 1,5 x 0, 0210

R operasi = 0,0315

Neraca massa pada CD-301 :

V = L + D ,dimana R = L/D, maka:

V = RD + D

V = D(R+1)

= 4,1667 kmol/jam x (0,0315 + 1)

= 4,2979 kmol/jam

L = R x D

= 0,0315 x 4,1667 kmol/jam

= 0,1312 kmol/jam

keterangan :

V = umpan vapor masuk CD-301, kmol/jam

D = Distilat keluar CD-301, kmol/jam

L = liquid refluks, kmol/jam

Tabel A.19. Komposisi liquid refluks

Komponen L (Kmol/jam) L (Kg/jam) xL

Propanol 0,1312 1,8972 0,9699

Propil Asetat 0,0011 0,2190 0,0185

H2O 0,0007 0,0128 0,0116

Total 0,1330 2,1289 1,0000

Tabel A.20. Komposisi Distilat

Komponen D (kmol/jam) D (kg/jam) xD

Propanol 4,1667 60,2279 0,9699

Propil Asetat 0,0370 6,9514 0,0185

H2O 0,0226 0,4063 0,0116

Total 4,2263 67,5855 1,0000

Komposisi umpan vapor CD-301 (V = L + D):

Tabel A.21. Komposisi Vapor umpan kondensor

Komponen V (Kmol/jam) V (Kg/jam) yV

Propanol 4,2979 257,874 0,9699

Propil Asetat 0,0370 7,1704 0,0185

H2O 0,0233 0,4191 0,0116

Total 4,3582 2 1

Maka Neraca Massa CD-301 adalah:

Tabel A.22. Neraca Massa CD-301

Komponen

Masuk Keluar

Destilasi Atas Liquid Refluk Kondensor Bawah

Kmol/Jam kg/Jam Kmol/Jam kg/Jam Kmol/Jam kg/Jam

Propanol 4,297 257,874 0,1312 7,872 4,166 250,002

Propil Asetat 0,000 0,000 0,001 0,219 0,000 0,000

H2O 0,023 4,19E-01 0,001 0,013 0,023 0,406

Jumlah 4,320 257,874 0,133 7,124 4,189 250,838

TOTAL 4,320 257,874 4,320 257,874

Neraca Massa Reboiler

Fungsi : menguapkan sebagian liquid keluaran DC-301

L* = F + L

keterangan :

L* = aliran masuk RB-301

F = aliran feed = 50,4128 kmol/jam

L = aliran refluks = 0,1330 kmol/jam

Maka :

L* = 28,4981 kmol/jam + 0,1330 kmol/jam

= 28,6311 kmol/jam

Liquid keluar dari RB-301 = komposisi bottom DC-301

= 36,6422 kmol/jam.

Uap yang keluar RB-301 = V*, dimana:

V* = L* - B

= 50,4128 kmol/jam – 36,6422 kmol/jam = 13,7706 kmol/jam

Komposisi umpan RB-301:

Tabel A.23. Komposisi umpan RB-301

Komponen L*

(Kmol/jam) L* (Kg/jam) xL*

Propanol 0,0020 0,0637 5,26E-05

Propil Asetat 50,4128 7332,7359 0,99994

H2O 1,2E-04 2,2E-03 3,24E-06

Total 50,4128 7332,8017 1

Komposisi liquid keluar RB-301 = Bottom DC-301:

Tabel A.24. Komposisi Bottom

Komponen B (Kmol/jam) B (Kg/jam) xB

Propanol 0,0019 0,0603 0,0001

Propil Asetat 36,642 6944,437 0,9999

H2O 0,0001 0,0021 3,24E-06

Total 36,6422 6944,499 1,0000

Komposisi uap yang keluar RB-301:

Tabel A.25. Komposisi Vapor

Komponen V*

(Kmol/jam) V* (Kg/jam) yV*

Propanol 0,0001 0,0034 5,26E-05

Propil Asetat 13,7705 1.404,540 0,99994

H2O 6,48E-06 1,17E-04 3,24E-06

Total 13,7706 1.404,540 1

Neraca Massa RB-301:

Tabel A.26. Neraca Massa RB-301

Komponen

Masuk Keluar

Destilasi Bawah Uap RB RB Bawah

Kmol/Jam kg/Jam Kmol/Jam kg/Jam Kmol/Jam kg/Jam

Propanol 0,002 0,012 0,000 0,003 0,002 0,060

Propil Asetat 50,412 5.142,024 13,770 1.404,540 36,642 3.737,484

H2O 1,22E-04 2,20E-03 0,000 0,000 0,000 0,002

Jumlah 50,412 5.142,024 13,770 1.404,540 36,642 3.737,484

TOTAL 50,412 5.142,024 50,412 5.142,024

LAMPIRAN

PERHITUNGAN NERACA ENERGI

Basis perhitungan : 1 Jam

Satuan : kilo Joule (kJ)

Temperatur referensi (Treff) : 25 oC (298,15 K)

Bahan Baku : Asam Asetat dan Propanol

Produk : Propil Asetat 98%

Neraca Energi:

{(Energi masuk ) – (Energi keluar) + (Generasi energi) – (Konsumsi energi)} =

{Akumulasi energi}

(Himmelblau,ed.6,1996)

Data yang digunakan

Kapasitas Panas Cairan

32 DTCTBTACp

T

T

T

T

p

refref

)dTDTCTBT(AdTC 32

)(4

)(3

)(2

)( 443322reffreffreffreff

T

T

p TTD

TTC

TTB

TTAdTC

ref

Tabel B.1. Data konstanta A, B, C, D untuk Cp cair dalam (KJ/Kmol.K)

Komponen A B C D

Asam Asetat -18,944 1,0971 -2,89E-03 2,93E-06

Propanol 88,081 0,4022 -1,30E-3 1,97E-6

Asam Sulfat 2,60E+01 7,03E-01 -1,39E-03 1,03E-06

Propil Asetat 91,591 7,82E-01 -2,43E-04 3,33E-06

H2O 92,053 4,00E-01 -2,11E-04 5,35E-06

(Carl L. Yaws, 1999)

Kapasitas Panas Cairan

32 DTCTBTACp

T

T

T

T

p

refref

)dTDTCTBT(AdTC 32

)(4

)(3

)(2

)( 443322reffreffreffreff

T

T

p TTD

TTC

TTB

TTAdTC

ref

Tabel B.2. Data konstanta A, B, C, D untuk Cp padatan dalam(KJ/Kmol.K)

Komponen A B C D E

NaOH

Na2SO4

26,230

32,500

3,91E-01

2,10E-01

2,13E-04

2,73E-04

-

-

-

-

(Carl L. Yaws, 1999)

1. Neraca Energi di Heater 01 (HE-101)

Fungsi : Menaikkan temperatur propanol dari Tanki Propanol (T-101) dari

temperatur 30 oC menjadi temperatur 90

oC, agar siap untuk diumpankan

ke dalam Reaktor (R-01) melalui pertukaran panas steam.

Aliran 1 : Propanol fresh dari Tanki Propanol (T-01)

Aliran out : Propanol keluaran Heater (HE-101) yang akan diumpanan ke Reaktor

(R-01)

Steam Out

Steam in

∆

H5 ∆

H4

a. Panas masuk

Aliran 1 (propanol keluaran ST-101)

Tabel B.3. Panas masuk propanol dari ST-101

Komponen ni,

(kmol/jam)

(kJ/kmol)

∆H

(kJ/jam)

Propanol 36.642 723.267 26,502.133

H2O 1.234 377.486 465.722

Total 37.876 1,100.753 26,967.855

b. Panas keluar

Aliran out (propanol keluar HE-101)

T2 = 90 °C = 363,15 K

4433

22

15,363

15,298

15,29815,3634

15,29815,3633

15,29815,3632

15,29815,363

ii

ii

i

T

T

ii

DC

BA

n

dTCpnH

kJ/jam 9357.057,38

kJ/kmol 418,744.9 kmol/jam 642,36

H propanolpropanol

propanol CpdTn

kJ/jam 6.031,521

kJ/kmol 4.888,787 kmol/jam234,1

HH2O

H2OH2O CpdTn

Tabel B.4. Panas keluar HE-101

Komponen ni,

(kmol/jam)

(kJ/kmol)

∆H

(kJ/jam)

Propanol 36.642 9,744.418 357,057.389

H2O 1.234 4,888.787 6,031.521

Total 37.876 14,633.205 363,088.910

T

TreffpdTC

T

TreffpdTC

c. Menghitung Jumlah Steam yang Digunakan

Beban panas heater

∆H steam = ∆Hout – ∆Hin

= (363.088,910 – 26.967,855) KJ/Jam

= 336.121,055 KJ/Jam

Steam yang digunakan adalah jenis saturated steam pada P = 10.722,0212

kPa dan T = 316,131 °C, dengan data sebagai berikut:

Hvap = 2.756,700 kJ/kg (enthalpi saturated vapour)

Hliq = 675,500 kJ/kg (enthalpi saturated liquid)

λ = 2.081,200 kJ/kg

Jumlah steam yang dibutuhkan:

steam

steam

s

Qm = kg/jam 161,503

kJ/kg 2.081,200

kJ/jam 5336.121,05

Tabel B.5. Neraca Energi Total HE-101

Aliran Energi Masuk

(kJ/jam)

Aliran Energi

Keluar(kJ/jam)

∆Hin 26.967,855

∆Hin 363.088,910

∆Hsteam 336.121,055

Jumlah 363.088,910

Jumlah 363.088,910

TOTAL 363.088,910 363.088,910


Fungsi : Menaikkan temperatur propanol dari Tanki Asam Asetat (ST-102) dari

temperatur 30 oC menjadi temperatur 90

oC, agar siap untuk diumpankan

ke dalam Reaktor (R-201) melalui pertukaran panas steam.

Aliran 2 : Asam Asetat fresh dari Tanki Propanol (ST-101)

Steam Out

Steam in

∆

H5 ∆

H4

Aliran out : Asam Asetat keluaran Heater (HE-102) yang akan diumpanan ke

Reaktor (R-201)

a. Panas masuk

Aliran 2 (Asam asetat keluaran ST-102)

Tabel B.6. Panas masuk asam asetat dari ST-102

Komponen ni,

(kmol/jam)

(kJ/kmol)

∆H

(kJ/jam)

Asam asetat 36.642 645.189 23,641.184

H2O 0.245 377.486 92.398

Total 36.887 1,022.676 23,733.582

b. Panas keluar

Aliran out (asam asetat keluar HE-02)

T2 = 90 °C = 363,15 K

4433

22

15,363

15,298

15,29815,3634

15,29815,3633

15,29815,3632

15,29815,363

ii

ii

i

T

T

ii

DC

BA

n

dTCpnH

kJ/jam 7317.851,46

kJ/kmol 453,674.8 kmol/jam 642,36

H propanolpropanol

propanol CpdTn

kJ/jam 1.196,634


HH2O

H2OH2O CpdTn

T

TreffpdTC



Beban panas heater


= (319,048.102– 23,733.582) KJ/Jam

= 295.314,520 KJ/Jam





λ = 2.081,200 kJ/kg


steam

steam

s

Qm = kg/jam 141,896

kJ/kg 2.081,200

kJ/jam 0295.314,52


Aliran Energi Masuk

(kJ/jam)

Aliran Energi

Keluar(kJ/jam)

∆Hin 23.733,582

∆Hin 319.048,102

∆Hsteam 295.314,520

Jumlah 319.048,102

Jumlah 319.048,102

TOTAL 319.048,102 319.048,102

Komponen ni,

(kmol/jam)

(kJ/kmol)

∆H

(kJ/jam)

Propanol 36.642 8,674.453 317,851.467

H2O 0.245 4,888.787 1,196.634

Total 36.887 13,563.240 319,048.102

T

TreffpdTC


Fungsi : Menaikkan temperatur produk dari Decanter (D-01) dari temperatur 50

oC menjadi temperatur 100

oC, agar siap untuk diumpankan ke dalam

Menara Distilasi (MD-01) melalui pertukaran panas steam.

Aliran 9 : propanol,propil asetat, dan air fresh dari Decanter (D-01)

Aliran out : propanol,propil asetat, dan air keluaran Heater (HE-03) yang akan

diumpanan ke Menara Distilasi (MD-01)

a. Panas masuk

Aliran 9 (propanol,propil asetat,air keluaran MD-301)

Tabel B.9. Panas masuk produk dari MD-301

Komponen ni,

(kmol/jam)

(kJ/kmol)

∆H

(kJ/jam)

Propanol 4.1667 3.656,201 14.736,857

Propil Asetat 12.5000 4.985,025 162.569,641

H2O 16.1311 1.883,020 48.278,056

Total 32.7977 10.524,246 225.584,554

b. Panas keluar

Aliran out (asam asetat keluar HE-02)

T2 = 100 °C = 373,15 K

4433

22

15,363

15,298

15,29815,3634

15,29815,3633

15,29815,3632

15,29815,363

ii

ii

i

T

T

ii

DC

BA

n

dTCpnH

kJ/jam 45.631,118

kJ/kmol 039,321.11 kmol/jam 031,4

H propanolpropanol

propanol CpdTn

Steam Out

Steam in

∆

H5 ∆

H4

T

TreffpdTC

kJ/jam 9504.057,96


Hasetat propil

asetat propilasetat propil CpdTn

kJ/jam 8144.679,76


HH2O

H2OH2O CpdTn



Beban panas heater


= (694.368,856– 225.584,554) KJ/Jam

= 468.784,301KJ/Jam





λ = 2.081,200 kJ/kg


steam

steam

s

Qm = kg/jam 225,247

kJ/kg 2.081,200

kJ/jam 1468.784,30


Komponen ni,

(kmol/jam)

(kJ/kmol)

∆H

(kJ/jam)

Propanol 4.1667 11.321,039 45.631,118

Propil Asetat 12.5000 15.456,400 504.057,969

H2O 16.1311 5.643,038 144.679,768

Total 32.7977 32.420,477 694.368,856

T

TreffpdTC

Aliran Energi Masuk

(kJ/jam)

Aliran Energi

Keluar(kJ/jam)

∆Hin 225.584,554

∆Hin 694.368,856

∆Hsteam 468,784.301

Jumlah 694.368,856

Jumlah 694.368,856

TOTAL 694.368,856 694.368,856

4. Neraca panas di sekitar Reaktor (R-201)

Fungsi : Mereaksikan Asam asetat dengan Propanol sehingga akan terbentuk produk

propil asetat

Fungsi : Mereaksikan Asam Asetat dengan propanol menjadi Propil Asetat

dalam kondisi isothermal dengan menggunakan katalis H2SO4.

Gambar B.3 Aliran panas di sekitar Reaktor

Dimana : ∆H1 = Laju alir panas umpan propanol dari Heater (HE-01) (kJ/jam)

∆H2 = Laju alir panas umpan asam asetat dari Heater(HE-02 (kJ/jam)

∆H3 = Laju alir panas umpan H2SO4 yang keluar dari T-03 (kJ/jam)

∆Hpendingin in = Laju alir panas air pendingin masuk (kJ/jam)

∆Hpendingin out = Laju alir panas air pendingin keluar (kJ/jam)

∆H cooling in

∆H 4

∆H 1

∆H 2

R-201 ∆H 3

∆H cooling out

∆H 5

a. Menghitung panas reaksi

Reaksi yang terjadi di Reaktor:

Neraca panas umum di Reaktor:

(Pers. 8.2, Fogler., H. Scott, 3rd

Ed)

Diasumsikan steady state maka akumulasi = 0 sehingga,

Karena sangat kecil dibandingkan dengan maka dapat diabaikan.

Reaktor dioperasikan secara isotermal maka = 0 sehingga,

dimana:

Panas pembentukan standar (∆Ho

Rx 298,15 K)

Data ∆HoRx masing-masing komponen pada keadaan standar

(298,15 K):

ΔHfo CH3COOH(l) = -435.257 kJ/kmol

ΔHfo C3H7OH (l) = -301.0315 kJ/kmol

ΔHfo H2SO4 (l) = -811.51 kJ/kmol

ΔHfo CH3COOC3H7 (l) = -466.257 kJ/kmol

ΔHfo H2O (l) = -286.944 kJ/kmol

(Perry, 1997)

∆HoRx 298,15 K = ΔHf

o C3H7OH (l) x mol C3H7OH (l)

= -301.0315 kj/kmol x 42.72 kmol

= -8931.325588 kj

Total ∆HoRx = ∆Hproduk - ∆Hreaktan

298

363.

363

298.

= ΔHfo (CH3COOC3H7 (l) + H2O(l)) - ΔHf

o (CH3COOH(l) +

C3H7OH (l))

Tabel B.12 Perhitungan ∆HoRx 298,15 K

Komponen ΔHf

o

(kJ/kmol)

∆Ho

Rx 298,15 K

(kJ)

CH3COOH -435.257

-

8931.325588

C3H7OH -301.0315

-

6177.063984

H2SO4 -811.51 0

CH3COOC3H7 -466.257

-

9567.435043

H2O -286.944

-

5887.993276

Total

-

347.0387472

∆H reaktan

Perubahan entalpi reaktan dari 363.15 K ke 298,15 K dapat ditentukan

dengan menggunakan persamaan berikut :

ΔHR = CpReaktan dT

Hasil perhitungan perubahan entalpi reaktan dapat dilihat pada tabel berikut :

Tabel B.13 Perhitungan ∆Horeaktan

Komponen ∆H

oreaktan

(kJ/kmol)

n (kmol) ∆H reaktan

(kJ)

CH3COOH 8674.452844 36.64224973 317851.4674

C3H7OH 9744.417759 36.64224973 357057.389

H2SO4 9382.482538 20.51965985 192525.3502

Total 73.28449947 674908.8564

∆H produk

Perubahan entalpi produk dari 298,15 K ke 363.15 K dapat ditentukan

dengan menggunakan persamaan berikut:

ΔHP = CpProduk dT

Hasil perhitungan perubahan entalpi produk dapat dilihat pada tabel berikut :

Tabel B.14 Perhitungan ∆Ho

produk

Komponen ∆H

oproduk

(kJ/kmol)

n (kmol) ∆H produk

(kJ)

CH3COOC3H7 13300.38955 20.51965985 272919.4694

H2O 4888.78746 20.51965985 100316.2558

Total 41.0393197 373235.7252

Sehingga :

∆Hreaksi = ∆HoRx 298,15 K + ∆H

oproduk - ∆H

oreaktan

= (-347.0387472+ 373235.7252- 674908.8564)

= -302020.17 kj/jam

b. Menghitung Jumlah Cooling Water yang Digunakan

Karena kondisi operasi temperatur harus dijaga tetap pada 90 ºC sedang reaksi di

reaktor merupakan reaksi eksotermis yang melepas panas, Maka panas berlebih

tersebut harus diserap atau disebut panas serap.

Qserap = Qin + Qreaksi + Qout

Qserap = 4428.17008 + - 4428.17008+ 302020.17

Qserap = 302020.17 kJ/jam

Qserap merupakan beban panas yang diterima pendingin untuk mendinginkan

reaktor agar suhu tetap terjaga pada 90 ºC adalah 302020.17 kJ/jam

Menghitung jumlah air pendingin

Untuk menjaga agar temperatur di reaktor tetap 90 oC maka dibutuhkan

dibutuhkan pendingin yang harus ditransfer ke sistem. Media pendingin

yang digunakan adalah cooling water, yaitu masuk pada T = 30 oC (303,15

K) dan keluar pada 45 oC (318,15 K) .

Maka jumlah cooling water yang dibutuhkan adalah:

T in = 30 oC (303,15 K)

T out = 45 oC (318,15 K)

maka Cp H2O dT = 1.129,668 kJ/kmol

Maka jumlah air pendingin yang dibutuhkan adalah:

m cooling water = dT Cp

Q

OH2

= kJ/kg 5265.5517

kJ/jam76749.21651

= 1032.439404 kg/jam

Jadi dibutuhkan cooling water sebanyak 1032.439404 kg dalam 1 jam operasi.

Tabel B.15 Neraca Energi Total Reaktor

Aliran Panas Input (kJ/jam) Panas Output (kJ/jam)

Umpan 4428.17008 0

Produk 0 4428.17008

Cooler 21651.76749 323671.9375

Panas generasi 302020.17 0

Total 328100.1076 328100.1076

4. Neraca Energi di Cooler (CO-301)

Fungsi : Untuk mendinginkan keluaran Reaktor dari temperatur 90 oC menjadi

50oC sehingga siap untuk diumpankan di Netralizer.

Aliran 6 : Aliran keluaran RE-02

Aliran out : Aliran keluaran CL-01 yang akan diumpankan ke Netralizer

∆H 20 ∆H 21 CO-301

a. Panas Masuk

Aliran 6 (Umpan yang berasal dari keluaran RE-02)

Tabel B.16. Panas Masuk Cooler

b. Panas Keluar

Aliran out (Keluaran CL-01)

Tout = 50 °C = 323,15 K

4433

22

15,323

15,298

15,29815,3234

15,29815,3233

15,29815,3232

15,29815,323

ii

ii

i

T

T

ii

DC

BA

n

dTCpnH

Tabel B.17. Panas Keluar Cooler

Komponen ni,

(kmol/jam) (kJ/kmol)

∆H

(kJ/jam)

Asam Asetat 4.031 3,263.173 13,152.710

Propanol 4.03E+00 3,656.201 14,738.146

Asam Sulfat 0.045 3,544.321 159.027

Propil Asetat 27.720 4,985.025 138,184.195

Air 34.095 1,883.020 64,201.767

Total 69.921 8,802.395 92,092.623

c. Menghitung Jumlah Cooling Water yang Digunakan

Beban pendingin

Komponen

ni, (kmol/jam)

(kJ/kmol)

∆H

(kJ/jam)

Asam Asetat 4.031 8,674.453 34,963.683

Propanol 4.03E+00 9,744.418 39,279.748

Asam Sulfat 0.045 9,382.483 420.974

Propil Asetat 27.720 13,300.390 368,684.962

Air 34.095 4,888.787 166,683.720

Total 69.921 45,990.530 610,033.087

T

TreffpdTC

T

TreffpdTC

∆H cooling water = ∆H 21 – ∆H 20

= (92,092.623- 610,033.087) kJ/Jam

= -517,940.464 kJ/Jam

Maka dapat diketahui jumlah panas yang harus diserap pendingin sebesar

517,940.464 kJ/Jam


Untuk menjaga agar temperatur di cooler tetap 50 oC maka dibutuhkan



K) dan keluar pada 45 oC (318,15 K) Cp air = 4,181 kJ/kg.K


T in = 30 oC (303,15 K)

T out = 45 oC (318,15 K)




Q

OH2

= kJ/kg 1.129,668

kJ/jam4461.226.073,

= 8,259.678kg/jam

Jadi dibutuhkan cooling water sebanyak 8,259.678 kg dalam 1 jam operasi.

Tabel B.18. Neraca Energi Total CO-301

Aliran Energi Masuk

(kJ/jam)

Aliran Energi Keluar

(kJ/jam)

∆H 6 610,033.087

∆H 7 92,092.623

∆H cw 517,940.464

Jumlah 610,033.087 Jumlah 610,033.087

TOTAL 610,033.087 610,033.087

6. Neraca Energi di Netralizer (NE-301)

Fungsi : Untuk menetralkan H2SO4 dengan menggunakan NaOH

Reaktan Produk

∆Ho

F

Aliran 7 : Aliran keluaran dari Cooler (CO-301)

Aliran 4 : Aliran keluaran dari Tanki NaOH (ST-301)

Aliran 8 : Aliran keluaran NE-01 yang akan diumpankan ke Dekanter (DE-301)

Reaktor yang digunakan adalah Reaktor Alir Tangki Berpengaduk yang

dioperasikan secara adiabatis (Q=0).

Dalam menghitung neraca energi di Netralizer digunakan langkah perhitungan

seperti berikut:

∆H total = ∆H R + ∆H 298 + ∆H F = 0

a. Panas Masuk

Aliran 7 (Keluaran CL-01)

T21 = 90 °C = 363,15 K

4433

22

15,298

15,363

15,36315,2984

15,36315,2983

15,36315,2982

15,36315,298

ii

ii

i

T

T

ii

DC

BA

n

dTCpnH

Tabel B.19. Panas masuk NE-301

Komponen ni,


∆H

(kJ/jam)

NE-01 ∆H 7

∆H 4

∆H out

∆HoR

∆Ho298,15

T

TreffpdTC

Asam Asetat 4.031 3,263.173 13,152.710

Propanol 4.03E+00 3,656.201 14,738.146

Asam Sulfat 0.045 3,544.321 159.027

Propil Asetat 27.720 4,985.025 138,184.195

Air 34.095 1,883.020 64,201.767

Total 69.921 8,802.395 92,092.623

Aliran 4 (Keluaran ST-301)

T4 = 30 °C = 300 K

4433

22

15,298

300

30015,2984

30015,2983

30015,2982

00315,298

ii

ii

i

T

T

ii

DC

BA

n

dTCpnH

Tabel B.20. Panas masuk NE-301

Komponen ni,

(kmol/jam)

dTCp

Treff

T

(kJ/kmol)

∆H

(kJ/jam)

NaOH 0,228 -6,520 -1,484

H2O 0,759 -5.637,864 -4.279,094

Total 0,986 -5.644,384 -4.279,094

b. Panas Reaksi 298,15

Reaksi :

H2SO4(l) + 2NaOH(l) Na2SO4(l) + H2O(l)

Asam Sulfat Natrium Hidroksida Natrium II Sulfat Air

Data entalpi standar pada 25°C

∆HF H2SO4 : -813.989 kJ/kmol

∆HF NaOH : -425.609 kJ/kmol

∆HF Na2SO4 : -1.384.150,88 kJ/kmol

∆HF H2O : -285.830kJ/kmol

∆H H2SO4 = ∆HF°(298,15) .XA .FAO

= (-813.989) kJ/kmol × 1 × 0,1138 kmol/jam

= -92.639,5302 kJ/Jam

∆H NaOH = ∆HF°(298,15) .XA .FAO

= (-425.609) kJ/kmol × 1 × 0,2276 kmol/jam

= -96.876,5372 kJ/Jam

∆H Na2SO4 = ∆HF°(298,15) .XA .FAO

= (-1.384.150,880) kJ/kmol × 1 × 0,1138 kmol/jam

= -157.529,2630 kJ/Jam

∆H H2O = ∆HF°(298,15) .XA .FAO

= (-285.830) kJ/kmol × 1 × 0,2276 kmol/jam

= -65.060,2328 kJ/Jam

∆H 298,15 = Qproduk – Qreaktan

= (Q H2SO4 + Q NaOH) – (Q Na2SO4 + Q H2O)

= -33.073,4284 kJ/Jam

c. Panas keluar

∆H 25 = - (∆H in + ∆H reaksi)

= 207.863,563 kJ/Jam

44

25

33

25

22

2525

25

15,298

15,2984

15,2983

15,2982

15,298

TD

TC

TB

TAn

dTCpnH

ii

ii

i

T

ii

kmolkJCpdT

CpdT

CpdTnH

/ 860,783.18

kmol/Jam 729,40 kJ/Jam 3207.863,56

25

25

251925

Dengan trial and error didapat nilai T25= 316,301 K (43,151 OC)

Tabel B.21. Panas keluar NE-301

Komponen ni, (kmol/jam)

(kJ/kmol)

∆H

(kJ/jam)

Asam asetat 1,884 1.465,493 2.760,997

Propanol 1,884 6.484,699 12.217,209

Asam sulfat 35,832 5.338,866 191.301,723

H2O 0,986 1.368,082 1.349,404

Propil asetat 0,028 2.758,637 78,529

Na2SO4 0,114 1.368,082 155,700

Total 40,729 18.783,860 207.863,563

Tabel B.22. Neraca Energi Total NE-301

Aliran Energi Masuk

(kJ/jam)

Aliran Energi Keluar

(kJ/jam)

∆H 7 170.511,041 ∆H 298 33.073,428 ∆H 8 207.863,563

∆H 4 4.279,094

Jumlah 174.790,135 Jumlah 33.073,428 Jumlah 617.863,563

TOTAL 617.863,563 617.863,563

7. Neraca Energi di Decanter (DE-301)

Fungsi : Memisahkan fase ringan dan fase berat yang keluar dari

Reaktor dengan prinsip perbedaan densitas dan kelarutan yang

rendah.

DE-301 ∆H 8

∆H 9

∆H 10

T

TreffpdTC

Aliran 8 : Umpan masuk dari NE-01

Aliran 9 : Keluaran Decanter (DE-301) Atas

Aliran 10 : Keluaran Decanter (DE-301) Bawah

a. Panas masuk

Aliran 8 (Keluaran NE-01)

T8= 323,15 K (50 OC)

Tabel

B.23.

Nerac

a

Panas Masuk DE-301

Komponen

BM N Cp dT ∆H

(kg/kmol) Kmol kj/kmol kj/jam

Asam asetat 60 0,0285 2758,6374 0,078528922

Propanol 60 1,8840 1465,4933 2,76099744

Asam Sulfat 98 1,8840 6482,7497 12,21353644

Propil Asetat 102 35,8319 5338,8661 191,3017233

H2O 18 0,9863 2550531,9587 2515,71055

Na2SO4 142 0,1138 4054605,5627 461,4518803

Total 50,6300 6621183,2679 3183,5172

b. Panas Keluar

Aliran 10(Keluaran DE-301)

4433

22

323,15

15,298

15,29815,2334

15,29815,2333

15,29815,2332

15,298 323,15

ii

ii

i

ii

DC

BA

n

dTCpnH

4433

22

323,15

15,298

15,29815,2334

15,29815,2333

15,29815,2332

15,298 323,15

ii

ii

i

ii

DC

BA

n

dTCpnH

Tabel B.24. Neraca Panas Keluaran DE-301 Aliran Bawah

c.

Ali

ran

9

(ke

lua

ran

DE-01)

Tabel B.25. Neraca Energi Keluaran DE-01 Aliran Atas

Komponen

BM

(kg/kmol)

N Cp dT ∆H

Kmol kj/kmol Kj/jam

Propanol 60 4.1667 1465,4933 2,7610

Propil Asetat 102 12.5000 5338,8661 191,3017

H2O 18 16.1311 2550531,9587 57,8613

Total 32.7977 2566577,7052 251,9241

Tabel B.26. Neraca Energi Total DE-301

Panas Masuk (kj) Panas Keluar (kj)

∆H 7 3183,5172 ∆H 9 2931,5932

∆H 8 251,9241

Total 3183,5172 3183,5172

BM N Cp dT ∆H

Komponen (kg/kmol) Kmol kj/kmol kj/jam

Asam Asetat 60 0,0285 2758,6374 0,0785

Propanol 60 0,0000 1465,4933 0,0000

Asam sulfat 98 1,8840 6482,7497 12,2135

Propil Asetat 102 0,0000 5338,8661 0,0000

H2O 18 0,9637 2550531,9587 2457,8492

Na2SO4 142 0,1138 4054605,5627 461,4519

Total 2,9899 6621183,2679 2931,5932

4433

22

323,15

15,298

15,29815,2334

15,29815,2333

15,29815,2332

15,298 323,15

ii

ii

i

ii

DC

BA

n

dTCpnH

8. Neraca Panas di Destilasi

Fungsi : Memisahkan komponen yang keluar dekanter atas dasar perbedaan titik

didih.

AC - 301

CD-301

RB- 301inSQ

outSQ

DC - 301

Aliran 9 : aliran masuk ke menara distilasi (MD-01)

Aliran 11 : aliran masuk ke condenser (Cd-301)

Aliran 14 : aliran masuk ke reboiler (Rb-301)

Tabel B.27 Konstanta tekanan uap

Komponen A B C

Propanol 8,09126 1543,89 239,096

Propil Asetat 7,70841 2379,23 209,14

H2O 8,07131 1730,63 233,426

a. Panas masuk

T9 = 100oC = 373 K

4433

22

373T

15,298

15,2983734

15,2983733

15,2983732

15,298 373

ii

ii

i

T

ii

DC

BA

n

dTCpnH

Tabel B.28. Panas Masuk

Komponen ni, (kmol/jam) (kJ/kmol)

(kJ/jam)

Propanol 4.1667 8.442,628 15.905,954

Propil Asetat 12.5000 29.993,454 1.074.722,490

H2O 16.1311 7.451,736 169,050

Total 32.7977 45.887,817 1.090.797,494

b. Panas distilat

T11 = T dew point distilat = 97,40 oC = 370,551 K

4433

22

551,370T

15,298

15,298551,3704

15,298551,3703

15,298551,3702

15,298 370,551

ii

ii

i

T

ii

DC

BA

n

dTCpnH

Tabel B.29. Perhitungan Panas Distilat

Komponen ni, (kmol/jam)

(kJ/kmol)

(kJ/jam)

Propanol 1,882 10.267,377 19.324,448

Propil asetat 3,58E-02 36.147,578 1.295,236

H2O 2,26E-02 8.937,628 201,723

Total 1,941 55.352,583 20.821,408

c. Panas liquid refluks

T12 = T bubble point distilat = 89,24oC = 362,390 K

4433

22

39,362T

15,298

15,298 39,3624

15,298 39,3623

15,298 39,3622

15,298 39,362

ii

ii

i

T

ii

DC

BA

n

dTCpnH

T

TreffpdTC

dTCmQ p

T

TreffpdTC dTCmH p

Tabel B.30. Perhitungan ∆H liquid refluks

Komponen ni,

(kmol/jam)

(kJ/kmol)

(kJ/jam)

propanol (LK) 0,059 5.342,737 316,754

Propil Asetat

(HK) 1,13E-03 19.231,444 21,707

H2O 7,1E-04 4.831,549 3,435

Total 0,061 29.405,730 341,896

d. Menghitung beban Condensor (CD-301)

Enthalpi Penguapan ( Hvap) dihitung dengan persamaan:

Hvap = A.(1 - (T/Tc))n

Dimana:

Hvap : enthalpi penguapan, kJ/mol

Tc : temperatur kritis, K

T : suhu operasi, K

A,n : konstanta

Tabel B.31. Data Entalpi Penguapan

Komponen A Tc N

Propanol 52,723 512,58 0,377

Propil asetat 85,511 766 0,34

H2O 52,053 647,13 0,321

Tabel B.32.Panas Penguapan

Komponen Hvap

(kJ/mol) kJ/kmol Fraksi(kmol/jam) kJ/Jam

propanol (LK) 3,733 3.733,498 1,941 7.248,242

Propil asetat

(HK) 24,566 24.565,807 3,69E-02 907,967

H2O 13,273 13.272,959 2,32E-02 309,009

Total 41,572 41.572,264 2,002 8.465,218

T

TreffpdTC

dTCmH p


∆Hvapor = ∆H condenser + ∆H distilat + ∆H refluks

∆H condenser = ∆H vapor – (∆H distilat + ∆H refluks)

∆H condenser = 8.465,218– (20.821,408 + 341,896)

∆H condenser = -12.698,085 kJ/jam


Untuk menjaga agar temperatur di condenser tetap 143,15 oC maka

dibutuhkan dibutuhkan pendingin yang harus ditransfer ke sistem. Media

pendingin yang digunakan adalah cooling water, yaitu masuk pada T = 30

oC (303,15 K) dan keluar pada 45

oC (318,15 K) Cp air = 4,181 kJ/kg.K


T in = 30 oC (303,15 K)

T out = 45 oC (318,15 K)




Q

OH2

= kJ/kg 1.129,668

kJ/jam085,698.12

= 202.329,753 kg/jam

Jadi dibutuhkan cooling water sebanyak 202.329,753 kg dalam 1 jam

operasi.

e. Menghitung panas bottom

T13 = T bubble point bottom = 111 oC = 384 K

4433

22

384T

15,298

15,2983844

15,2983843

15,2983842

15,298 384

ii

ii

i

T

ii

DC

BA

n

dTCpnH

Tabel B.33. Perhitungan Qbottom

Komponen ni,


(kJ/jam)

propanol 0,002 18.127,261 34,152

Propil asetat 3,58E+01 60.886,845 2.179.509,759

H2O 1,16E-04 14.923,920 1,729

Total 35,798 93.938,026 2.179.545,640

f. Menghitung beban Reboiler (RB-01)

∆H in = ∆H out

∆H umpan +∆H reboiler = ∆H bottom + ∆H distilat ∆H condenser

∆H reboiler = (∆H bottom + ∆H distilat ∆H condenser) –∆H umpan

= 1.096.871,468 kJ/jam

Steam yang digunakan adalah jenis saturated steam pada P = 3347,8 kPa dan T

= 240°C, dengan data sebagai berikut:

Hvap = 2802,2 kJ/kg (enthalpi saturated vapour)


λ = 1764,6 kJ/kg


steam

steam

s

Qm = kg/jam 598,621

kJ/kg 1764,6

kJ/jam 4651.096.871,

Tabel B.34. Neraca panas total DC-301

Panas Masuk

(kJ/jam)

Panas Generasi

(kJ/jam)

Panas Konsumsi

(kJ/jam)

Panas Keluar

(kJ/jam)

∆H in

1.090.797,49

7

∆H

reboiler

1.096.871,46

5

∆H

condensor

-

12.698,08

5

∆H

bottom 2.179.545,64

∆H

destilat 20.821,408

Jumlah

1.090.797,49

7

Jumla

h

1.096.871,46

5

Jumla

h

-

12.698,08

5

Jumla

h

2.200.367,04

8

TOTA

L

2.187.668,96

3 2.187.668,96

3

T

TreffpdTC dTCmH p

13. Neraca Panas di Cooler-302 (CO-302)

Fungsi : Untuk mendinginkan keluaran bottom Menara Destilasi dari temperatur

100oC menjadi 35

oC sehingga siap untuk disimpan di Storage Tank.

Aliran in : Aliran keluaran bawah Menara Destilasi

Aliran out : Aliran keluaran Cooler yang akan disimpan di tangki penyimpanan.

a. Panas Masuk

Aliran in (Produk keluaran Bawah DC-301)

Suhu dari menara distilasi = 100 oC = 490,542 K

4433

22

490,542T

15,298

15,298490,5424

15,298490,5423

15,298490,5422

15,298 490,542

ii

ii

i

T

ii

DC

BA

n

dTCpnH

Tabel B.35. Panas Masuk Cooler

Komponen ni,


(kJ/jam)

Propanol 0,002 18.127,261 34,152

Propil Asetat 3,58E+01 60.886,845 2.179.509,759

H2O 1,16E-04 14.923,920 1,729

Total 35,798 93.938,026 2.179.545,640

b. Panas Keluar

Aliran out (Produk Propil Asetat keluaran CO-302)

T35 = 35°C = 308,15 K

∆Hr

b

∆Hp CO-302

T

TreffpdTC dTCmH p

4433

22

15,308

15,298

15,29815,3084

15,29815,3083

15,29815,3082

15,29815,308

ii

ii

i

T

T

ii

DC

BA

n

dTCpnH

Tabel B.36. Panas keluar Cooler

c. Menghitung Jumlah Cooling Water yang Digunakan

Beban pendingin

∆H cooling water = ∆H 35 – ∆H 34

= -2.074.578,804 KJ/Jam

Maka dapat diketahui jumlah panas yang harus diserap pendingin sebesar

2.074.578,804 kJ.


Untuk menjaga agar temperatur Propil Asetat 35 oC maka dibutuhkan



K) dan keluar pada 45 oC (318,15 K) Cp air = 4,181 kJ/kg.K


T in = 30 oC (303,15 K)

T out = 45 oC (318,15 K)



Komponen ni,


(kJ/jam)

Propanol 0,002 803,655 1,154

Propil Asetat 3,58E+01 3.632,312 104.965,235

Total 35,798 4.490,427 104.966,836

T

TreffpdTC dTCmH p


Q

OH2

= kJ/kg 1.129,668

kJ/jam8042.074.578,

= 33.083,635 kg/jam

Jadi dibutuhkan cooling water sebanyak 33.083,635 kg dalam 1 jam

operasi.

Tabel B.37. Neraca Energi total CO-302

Panas Masuk (kJ/jam)

Panas Generasi

(kJ/jam)

Panas

Konsumsi

(kJ/jam) Panas Keluar (kJ/jam)

∆H

reboiler 2.179.545,640

∆H produk 104.966,836

∆Hcooling water 2.074.578,804

Jumlah 2.179.545,640 Jumlah Jumlah Jumlah 2.179.545,640

TOTAL 2.179.545,640 2.179.545,640

LAMPIRAN

SPESIFIKASI PERALATAN

Spesifikasi peralatan proses pabrik Propil Asetat dengan kapasitas 30.000 ton/tahun

dapat dilihat sebagai berikut:

1. Storage tank C3H7OH (ST-101)

Fungsi : Menyimpan Bahan Baku Propanol cair.

Tipe Tangki : Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan

atap (head) berbentuk torispherical flanged and dished

head.

Bahan : Carbon Steel SA-203 Grade C

Kondisi Operasi

Temperatur desain = 50 oC

Temperatur fluida = 300C

Tekanan = 1 atm

ST-101LI

Gambar C.1. Tangki penyimpan Propanol C3H7OH

Siang hari, diperkirakan temperatur dinding tangki mencapai 50 oC.

Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk

menjaga temperatur fluida di dalam tangki. Yaitu untuk menghindari adanya

transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Oleh karena temperatur dinding

tangki pada siang hari diperkirakan mencapai 50 oC, dan apabila dinding

tangki tidak dirancang sesuai kondisi tersebut, maka akan terjadi transfer

panas dari dinding tangki ke fluida yang menyebabkan tekanan uap fluida

semakin besar. Semakin tinggi tekanan uap, maka perancangan dinding

tangki akan semakin tebal. Dimana semakin tebal dinding tangki, maka

transfer panas dari dinding ke fluida akan semakin kecil, sehingga dapat

diabaikan.

Berikut adalah perhitungan tekanan fluida pada temperatur 50 oC.

Dengan cara trial tekanan pada temperatur 50 oC, maka diperoleh hasil

sebagai berikut:

a. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan

Tabel C.1. Konstanta Tekanan Uap Masing-masing komponen

Komponen A B C D E

C3H7OH 30,6740 -3429,5000 -7,2125 0 0

H2O 29,8605 -3.152,2000 -7,3037 2,4247E-

09 1,8090E-06

Sumber : Yaws, Carl L.

Dengan cara trial tekanan pada temperatur 50 oC, maka diperoleh hasil sebagai

berikut:

Tabel C.2. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki

Kompone

n Kg/Jam

Kmol/Ja

m Zi

Log

Po

Po

(mmHg)

Ki=Po/

P

Y =

Ki*Xi

C3H7OH 2419,814 40,3322 0,9934 1,962 91,66508 72,393 71,91341

2 4 8 4

H2O 4,4059 0,2448 0.0066 1,911

4

81,53967

7

64,397

1

0,427319

9

Total 2423,940

9 36,8870 1 72,3407

T = 50 oC

P = 0,0016 atm

Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:

T = 50 oC

P = 1 atm + 0.0016 atm

= 1,0016 atm

= 14,7202 psi

b. Menghitung densitas campuran

Tabel C.8. Konstanta Densitas Masing-masing Komponen

Komponen A B Tc n

C3H7OH 0,2768 0,2720 536,7100 0,2494

H2O 0,3471 0,2740 647,1300 0,2857


Dengan T = 50 oC = 323,15 K

Tabel C.3. Perhitungan Densitas Campuran

Komponen Kg/Jam Kmol/Jam wi ρ (kg/m3) wi/ρ

C3H7OH 2419,814 40,6422 0,9980 792,8065 0,0013

H2O 4,4059 0,2448 0,0020 1018,2706 0

Total 2423,9409 40,8870 1 0,0013

liquid =

liquid = 792,8065 kg/m3

= 49,5151 lb/ft3

c. Menghitung Kapasitas Tangki

waktu tinggal = 15 hari

Jumlah C3H7OH = 2419,814 kg/jam x 24 jam x 15 hari

= 871.133,0399 kg

=

= 499.1743 m3

= 233.369,5697 ft3

Over Design = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991,hal. 37)

Vtangki = (100/20) x Vliquid

= (100/20) x 499,1743 m3

= 249.5871 m3

= 88.272,4223 ft3

d. Menentukan Rasio Hs/D

Vtangki = Vshell + Vtutup

= ¼ π D2 H + 0,000049 D

3 + ¼ π D

2 sf

Atangki = Ashell + Atutup

= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D

2

Keterangan :

D = diameter tangki, in

sf = straight flange, in (dipilih sf = 3 in)

Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :

D

Hs < 2 (Ulrich, 1984)

Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang paling

kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada Tabel C.10.

berikut.

Tabel C.4. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki

trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2) Vsilinder , ft

3 Vhead, ft

3 Vsf, ft

3 Vtotal (ft

3)

1 0.4 60.33371965 24.13348786 10494.57473 68962.0163 18596.02499 714.38095 88272.422

2 0.5 56.84248283 28.42124141 10329.72393 72087.3032 15551.022 634.09707 88272.422

3 0.6 54.04130657 32.42478394 10253.74495 74335.87 13363.41143 573.14083 88272.422

4 0.62 53.54386244 33.19719471 10245.88877 74712.0125 12997.77177 562.638 88272.422

5 0.64 53.06426081 33.96112692 10239.99565 75068.1974 12651.62104 552.60385 88272.422

6 0.66 52.60141054 34.71693096 10235.9009 75405.9755 12323.44096 543.00577 88272.422

7 0.68 52.15431342 35.46493312 10233.45641 75726.741 12011.86702 533.81421 88272.422

8 0.7 51.72205411 36.20543787 10232.52862 76031.7505 11715.66948 525.00229 88272.422

9 0.71 51.51122308 36.57296839 10232.5953 76178.706 11572.98536 520.73095 88272.422

10 0.72 51.30379143 36.93872983 10232.99679 76322.1397 11433.7371 516.54551 88272.422

11 0.73 51.09966434 37.30275497 10233.71979 76462.177 11297.80203 512.44323 88272.422

12 0.74 50.89875073 37.66507554 10234.75157 76598.9375 11165.06324 508.4215 88272.422

13 0.76 50.50621721 38.38472508 10237.69367 76863.0787 10908.73382 500.6098 88272.422

14 0.78 50.12553003 39.09791342 10241.73278 77115.4138 10663.91689 493.09162 88272.422

15 0.8 49.75607713 39.8048617 10246.78659 77356.7189 10429.85367 485.84969 88272.422

16 0.9 48.05878425 43.25290582 10284.85695 78420.6625 9398.491625 453.26817 88272.422

17 1 46.57184401 46.57184401 10339.32103 79293.9329 8552.835527 425.65382 88272.422

18 1.1 45.25348537 49.77883391 10405.2678 80023.666 7846.860271 401.89605 88272.422

Dari tabel diatas terlihat bahwa rasio Hs/D yang memberikan luas tangki yang

paling kecil yaitu 0,6-0,8.

Sehingga untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7.

D = 51,7221 ft

= 620,6646 in

= 15,7651 m

Dstandar = 60 ft (720 in)

H = 36,2054 ft

= 434,4653 in

= 11,0354 m

Hstandar = 36 ft (432 in)

Cek rasio H/D :

Hs/D = 30/43

= 0,6977 (Memenuhi)

e. Menentukan Jumlah Courses

Lebar plat standar yang digunakan :

L = 6 ft (Appendix E, item 2, Brownwll & Young)

Jumlah courses =

= 3 buah

f. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki

Vshell = ¼ π D2 H

= ¼ π (45 ft)2.30 ft

= 102.453,0840 ft3

Vdh = 0,000049 D3

= 0,000049 (60)3

= 10,5840 ft3

Vsf = ¼ π D2 sf

= ¼ π.(720)2.3

= 1.220.832 in3

= 706,5 ft3

Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf

= 101.736 + 10.584 + 706,5

= 102.453,084 ft3

= 15.434,7163 m3

Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid

= 102.453,084 – 70.617,9387

= 31.835,1462 ft3

Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)

= 31.835,1462 – (10.584 + 706,5)

= 31.118,0622 ft3

Hshell kosong =

=

= 11,0113 ft

Hliquid = Hshell – Hshell kosong

= 30 – 11,0113

= 24,9887 ft

g. Menenetukan Tekanan desain

Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini karena

tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak titik dari

permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan paling besar

adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung dengan persamaan :

Pabs = Poperasi + Phidrostatis

Menentukan tekanan hidrostatis

camp = 999,0738 kg/m3

= 62,3700 lb/ft3

Phidrostatis =

=

= 8,5925 psi

Pabs = 8,5925 psi + 14,7202 psi

= 23,3127 psi

Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988

hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan desain pada

courses ke-1 (plat paling bawah) adalah:

Pdesain = 1,1 x Pabs

= 1,1 x 23,3172 psi

= 25,6439 psi = 6,205 atm

Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses :

Tabel C.5. Tekanan Desain Masing-masing Courses

Courses H (ft)

HL

(ft) Phid (psi) Pabsolut(psi)

Pdesain

(psi)

1 20 24,989 8,592 23,317 25,643

2 14 12,183 5,277 19,830 21,613

3 8 6,183 2,678 15,231 18,755

h. Menentukan Tebal dan Panjang Shell

Tebal Shell

Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :

ts = (Brownell & Young,1959.hal.256)

keterangan :

ts = Tebal shell, in

P = Tekanan dalam tangki, psi

f = Allowable stress, psi

d = Diameter shell, in

E = Efisiensi pengelasan

c = Faktor korosi, in

Dari Tabel Appendix D, item 4 & 13.2 pada 200 oF, Brownell and Young,

1959 diperoleh data :

f = 12.650 psi

E = 75 % (single-welded butt joint without backing strip, no radiographed)

C = 0,125 in/10 tahun (tabel 6, Timmerhaus,1991:542)

Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1:

ts =

= 1,0996 in (1,7 in)

Tabel C.6. Ketebalan shell masing-masing courses

Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar

(in)

1 36.0000 25.6439 1.0996 0.7000

2 30.0000 23.3745 1.0133 0.6300

3 24.0000 21.1050 0.9269 0.6000

Panjang Shell

Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :

L = (Brownell and Young,1959)

Keterangan :

L = Panjang shell, in

Do = Diameter luar shell, in

n = Jumlah plat pada keliling shell

weld length = Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan

banyak sambungan pengelasan vertikal yang

diizinkan.

= n x butt welding

Menghitung panjang shell (L) pada courses ke-1 :

ts = 1,7 in

Do = Di + 2.ts

= 516 + (2 x 1,7)

= 519,4 in

n = 3 buah

butt welding = 5/32 in (Brownell and Young,1959,hal. 55)

weld length = 3 x 5/32 in = 0,9375 in

L =

= 31,4480 ft

Tabel C.7. Panjang shell masing-masing courses.

Course ts, (in) do (in) L (ft)

1 0.7000 721.4000 31.4480

2 0.6300 721.2600 31.4419

3 0.6000 721.2000 31.4393

i. Desain Head (Desain Atap)

Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head. Jenis

head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di dalam

tangki, yang akan mengakibatkan tekanan didalam tangki menjadi naik.

Torispherical flanged dan dished head ini, mempunyai rentang allowable pressuse

antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm) sehingga dapat

menyimpan liquid dengan baik (Brownell and Young, 1959).

OD

ID

AB

icr

b = tinngi

dish

a

t

r

OA

sf

C

Gambar C.2 Torispherical flanged and dished head.

Dalam menentukan tebal head, persamaan yang digunakan yaitu :

th =

(Brownell and Young, 1959,hal. 258):

Keterangan :

th = Tebal head (in)

P = Tekanan desain (psi)

rc = Radius knuckle, in

icr = Inside corner radius ( in)

w = stress-intensitication factor

E = Effisiensi pengelasan

C = Faktor korosi (in)

untuk itu diperlukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head

dengan menggunakan persamaan :

w = (Brownell and Young,1959.hal.258)

,dimana rc =Di (Perry, 1997, Tabel 10.65)

Diketahui :

Di = rc = 720 in

icr = 0,06 x 720 in

= 43,2000 in

Maka w =

= 1.7706 in

Sehingga th =

= + 0,125 in

= 1,8484 in (dipakai plat standar 2,5 in)

Untuk th = 2,5 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh:

sf = 1,5 – 4,5 in (Direkomendasikan nilai sf = 3 in)

menentukan Depth of dish (b)

b = (Brownell and Young,1959.hal.87)

=

= 121,9231 in

Menentukan Tinggi head (OA)

Hhead (OA) = th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)

OA = (2,5 + 121,9231 + 3) in

= 127,4231 in

= 10,6186 ft

j. Menentukan Tinggi Total Tangki

Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:

Htotal = Hshell + Hhead

= 36 ft + 10,6186 ft

= 46,6186 ft

k. Desain Lantai

Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi, maka

pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in. Tegangan yang

bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui

apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak (Brownell and

Young, 1959).

Tegangan kerja pada bottom :

Compressive stress yang dihasilkan oleh Propanol.

S1 = (Brownell and Young,1959.hal.156)

Keterangan :

S1 = Compressive stress (psi)

w = Jumlah Propanol (lbm)

Di = Diameter dalam shell (in)

S1 =

= 8,5928 psi

Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.


Keterangan :


X = Tinggi tangki total = 46,6186 ft

ρs = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel

S2 =

= 158,6311 psi

Tegangan total yang bekerja pada lantai :

St = S1 + S2

` = 8,5928 psi + 158,6311 psi

= 167,2239 psi

Batas tegangan lantai yang diizinkan :

St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E)

167,2239 psi < (12.650 psi) x (0,75)

167,2239 psi < 9.487,5 psi (memenuhi)

Tabel. C.8. Spesifikasi Tangki C3H7OH (TP-101)

Alat Tangki Penyimpanan bahan baku C3H7OH

Kode ST-101

Fungsi Menyimpan C3H7OH Cair

Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat

bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.

Kapasitas 871.133,0399 Kg

Dimensi Diameter shell (D) = 60 ft

Tinggi shell (Hs) = 30 ft

Tebal shell (ts) = 1,7 in

Tinggi atap = 7,7815 ft

Tebal head = 3 in

Tinggi total = 37,7811 ft = 11,5157 m

Tekanan Desain 14,7202 psi

Bahan Carbon Steel SA-203 Grade C

2. Storage Tank CH3COOH (ST-102)

Fungsi : Menyimpan Bahan Baku Asam Asetat cair.

Kondisi Operasi


Temperatur fluida = 35 oC

Tekanan = 1 atm



head.


Pertimbangan :

CH3COOH disimpan dalam tangki torispherical flanged and dished

head karena tangki ini merupakan bejana yang mampu menyimpan

fluida cair pada tekanan 15 psig (1 atm) – 200 psig (13,6 atm).

Carbon Steel SA-203 Grade C digunakan karena Mempunyai

allowable stress cukup besar (Appendix D, Item 4, B & Y). Selain

itu Carbon Steel merupakan bahan yang tahan terhadap korosi

(Tabel 4-28 Ulrich) dan memiliki Tensile strength nya besar

(Appendix D, Item 4, B & Y)

Gambar C.1. Tangki penyimpan Asam Asetat CH3COOH

l. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan


Komponen A B C D E

CH3COOH 64,083 -8981,1000 -16,8450 0 0

H2O 29,8605 -3.152,2000 -7,3037 2,4247E-

09 1,8090E-06



berikut:


Komponen Kg/Jam Kmol/Jam Zi Log

Po

Po

(mmHg) Ki=P

o/P Y = Ki*Xi

CH3COOH 2419,814 40,6422 0,9674 -

5,9803 1,046E-06 5,166E-08

4,9984E-

08

H2O 24,2074 1,2337 0.0326 1,9114 81,539677 4,025795 0,1311333

Total 2443,7424 41,8760 1 0,1311

T = 50 oC

P = 0,0236 atm


T = 50 oC

P = 1 atm + 0.0236 atm

= 1,0236 atm

= 15,0830 psi

m. Menghitung densitas campuran


Komponen A B Tc n

CH3COOH 0,3518 0,2695 592,7100 0,2684

H2O 0,3471 0,2740 647,1300 0,2857


Dengan T = 50 oC = 323,15 K



CH3COOH 2419,814 40,6422 0,9900 1032,6259 0,0010

H2O 22,2074 1,2337 0,0100 1018,2706 0

Total 2441,9409 41,8760 1 0,0010

liquid =

liquid = 1032,4803 kg/m3

= 64,4555 lb/ft3

n. Menghitung Kapasitas Tangki


Jumlah CH3COOH = 2419,814 kg/jam x 24 jam x 15 hari

= 871.133,0399 kg

=

= 499.1743 m3

= 233.369,5697 ft3



= (100/80) x 499.1743 m3

= 451,6850 m3

= 15.950,5244 ft3

o. Menentukan Rasio Hs/D


= ¼ π D2 H + 0,000049 D

3 + ¼ π D

2 sf


= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D

2

Keterangan :




D

Hs < 2 (Ulrich, 1984)



berikut.



3 Vhead, ft

3 Vsf, ft

3 Vtotal (ft

3)

1 0.4 34.03882232 13.61552893 3340.363229 12383.77994 3339.361193 227.38338 15950.525

2 0.5 32.07665005 16.03832502 3289.429996 12954.08311 2794.517517 201.92388 15950.525

3 0.6 30.50133715 18.30080229 3266.394134 13365.26406 2402.682883 182.57757 15950.525

4 0.62 30.2214997 18.73732982 3264.091077 13434.1249 2337.156819 179.24279 15950.525

5 0.64 29.95167528 19.16907218 3262.404231 13499.35402 2275.114059 176.05643 15950.525

6 0.66 29.69125278 19.59622684 3261.281877 13561.23243 2216.283869 173.00821 15950.525

7 0.68 29.43967307 20.01897769 3260.677486 13620.01287 2160.422873 170.08877 15950.525

8 0.7 29.19642335 20.43749634 3260.549097 13675.92321 2107.311684 167.28961 15950.525

9 0.71 29.07777345 20.64521915 3260.651406 13702.86727 2081.724549 165.93269 15950.525

10 0.72 28.96103229 20.85194325 3260.858781 13729.1695 2056.752016 164.603 15950.525

11 0.73 28.84614675 21.05768713 3261.167034 13754.85266 2032.372191 163.29966 15950.525

0.74 28.73306578 21.26246867 3261.572176 13779.93845 2008.564208 162.02185 15950.525

13 0.76 28.51212317 21.66921361 3262.658083 13828.39972 1962.585084 159.5397 15950.525

14 0.78 28.29783405 22.07231056 3264.088124 13874.7078 1918.666109 157.1506 15950.525

15 0.8 28.08985527 22.47188422 3265.836432 13919.00364 1876.671777 154.84909 15950.525

16 0.9 27.13421858 24.42079672 3278.591687 14114.45533 1691.577015 144.49217 15950.525

17 1 26.29679746 26.29679746 3296.483261 14275.06982 1539.743582 135.71111 15950.525

18 1.1 25.55415198 28.10956718 3317.967607 14409.42869 1412.941686 128.15413 15950.525



Sehingga untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7.

D = 29,1964 ft

= 350,3571 in

= 8,8992 m


H = 20,4375 ft

= 245,2500 in

= 6,2294 m


Cek rasio H/D :

Hs/D = 30/43

= 0,6977 (Memenuhi)

p. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki

Vshell = ¼ π D2 H

= ¼ π (35 ft)2.24 ft

= 23.079,0000 ft3

Vdh = 0,000049 D3

= 0,000049 (35)3

= 2,1009 ft3

Vsf = ¼ π D2 sf

= ¼ π.(420)2.3

= 415.422 in3

= 240,4063 ft3


= 23.079 + 2,1009 + 240,4063

= 23.321,5071 ft3

= 15.434,7163 m3


= 23.321,5071 – 12.760,4195

= 10.561,0876 ft3


= 10.561,0876 – (2,1009 + 240,4063)

= 10.318,5805 ft3

Hshell kosong =

=

= 10,7304 ft


= 24 – 10,7304

= 13,2696 ft

q. Menenetukan Tekanan desain







camp = 999,0738 kg/m3

= 62,3700 lb/ft3

Phidrostatis =

=

= 5,9396 psi

Pabs = 15,0830 psi + 5,9396 psi

= 21,0225 psi





= 1,1 x 21,0225 psi

= 23,1248 psi = 6,205 atm



Course H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolut(psi) Pdesain

(psi)

1 24.0000 13.2696 5.9396 21.0225 23.1248

2 18.0000 7.2696 3.2539 18.3369 20.1706

3 12.0000 1.2696 0.5683 15.6513 17.2164

4 6.0000 -4.7304 -2.1173 12.9656 14.2622

r. Menentukan Tebal dan Panjang Shell

Tebal Shell



keterangan :









f = 12.650 psi




ts =

= 0,6376 in (1,3 in)



(in)

1 24.0000 23.1248 0.6376 1.3000

2 18.0000 20.1706 0.5720 1.2000

3 12.0000 17.2164 0.5065 1.1000

4 6.0000 14.2622 0.4410 1.0000

Panjang Shell



Keterangan :






diizinkan.

= n x butt welding


ts = 1,3 in

Do = Di + 2.ts

= 420 + (2 x 1,3)

= 422,6 in

n = 4 buah



L =

= 27,6321 ft



1 1.3000 422.6000 27.6321

2 1.2000 422.4000 27.6190

3 1.1000 422.2000 27.6059

4 1.0000 422.0000 27.5928

s. Desain Head (Desain Atap)







OD

ID

AB

icr

b = tinngi

dish

a

t

r

OA

sf

C



th =


Keterangan :












Diketahui :

Di = rc = 420 in

icr = 0,06 x 420 in

= 25,2000 in

Maka w =

= 1.7706 in

Sehingga th =

= + 0,125 in






=

= 71,1218 in



OA = (2,5 + 71,1218 + 3) in

= 76,6218 in

= 6,3851 ft

t. Menentukan Tinggi Total Tangki



= 24 ft + 6,3851 ft

= 46,6186 ft

u. Desain Lantai





Young, 1959).




Keterangan :




S1 =

= 5,9399 psi



Keterangan :




S2 =

= 103,3929 psi


St = S1 + S2

` = 5,9399 psi + 103,3929 psi

= 109,3327 psi



109,3327 psi < (12.650 psi) x (0,75)

109,3327 psi < 9.487,5 psi (memenuhi)

Tabel. C.17. Spesifikasi Tangki CH3COOH (TP-101)

Alat Tangki Penyimpanan bahan baku CH3COOH

Kode ST-102

Fungsi Menyimpan CH3COOH Cair



Kapasitas 871.133,0399 kg





Tebal head = 3 in

Tinggi total = 37,7811 ft = 11,5157 m



Jumlah 1 (Satu)

3. Storage Tank H2SO4 (ST-103)

Fungsi : Menyimpan Bahan Katalis Asam Sulfat cair.

Kondisi Operasi

Temperatur design = 50 oC

Temperatur fluida = 35 oC

Tekanan = 1 atm



head.


Pertimbangan :

H2SO4 disimpan dalam tangki torispherical flanged and dished head

karena tangki ini merupakan bejana yang mampu menyimpan fluida

cair pada tekanan 15 psig (1 atm) – 200 psig (13,6 atm).

Carboon steel SA 167 Grade 11 type 316 digunakan karena

Mempunyai allowable stress cukup besar (Appendix D, Item 4, B &

Y). Selain itu Stainless steel merupakan bahan yang tahan terhadap

korosi (Tabel 4-28 Ulrich) dan memiliki Tensile strength nya besar

(Appendix D, Item 4, B & Y)

Gambar C.3. Tangki penyimpan Asam Asetat CH3COOH

v. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan


Komponen A B C D E

H2SO4 2,0580 -4192,0000 3,2570 -0,0010 0

H2O 29,8605 -3.152,2000 -7,3037 2,4247E-

09 1,8090E-06



berikut:


Komponen Kg/Jam Kmol/Jam Zi Log

Po

Po

(mmHg) Ki=P

o/P Y = Ki*Xi

H2SO4 4,3971 0,0449 0,9000 -

3,0643 0,0008623 0.542504 0,48825

H2O 0,0897 0,0050 0.1000 1,7225 52,779067 33203,887 3320,38872

Total 4,4868 0,0499 1 3320,8770

T = 50 oC

P = 0,0236 atm


T = 50 oC

P = 1 atm + 0.0236 atm

= 1 atm

= 14,6960 psi

w. Menghitung densitas campuran


Komponen A B Tc n

H2SO4 0,4217 0,1936 925,0000 0,2857

H2O 0,3471 0,2740 647,1300 0,2857


Dengan T = 50 oC = 323,15 K



H2SO4 4,3971 0,0449 0,9800 1820,3353 0,0005

H2O 0,0897 0,0050 0,0200 871,8611 0

Total 4,4868 0,0499 1 0,0006

liquid =

liquid = 1781,5728 kg/m3

= 111,2197 lb/ft3

x. Menghitung Kapasitas Tangki


Jumlah CH3COOH = 4,4868 kg/jam x 24 jam x 30 hari

= 19.383,0023 kg

=

= 10,8797 m3

= 369,5697 ft3



= (100/80) x 10,8797 m3

= 13,5996 m3

= 480,2493 ft3

y. Menentukan Rasio Hs/D


= ¼ π D2 H + 0,000049 D

3 + ¼ π D

2 sf


= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D

2

Keterangan :




D

Hs < 2 (Ulrich, 1984)



berikut.



3 Vhead, ft

3 Vsf, ft

3 Vtotal (ft

3)

1 0.4 13.34002584 5.33601034 513.0479822 745.4176303 201.006375 34.923922 981.34793

2 0.5 12.58131671 6.29065836 506.0516282 781.6601047 168.623502 31.06432 981.34793

3 0.6 11.97086775 7.18252065 503.1321794 807.9747806 145.250192 28.122954 981.34793

4 0.62 11.86230931 7.35463177 502.8850592 812.3984362 141.334293 27.615198 981.34793

5 0.64 11.75760212 7.52486535 502.7279753 816.5934813 137.624608 27.129837 981.34793

6 0.66 11.65651281 7.69329845 502.6533515 820.5773552 134.105242 26.66533 981.34793

7 0.68 11.55882775 7.86000287 502.6543702 824.3657599 130.761891 26.220275 981.34793

8 0.7 11.46435089 8.02504563 502.724881 827.9728717 127.581654 25.793401 981.34793

9 0.71 11.41825864 8.10696363 502.7844369 829.7125009 126.049012 25.586414 981.34793

10 0.72 11.37290196 8.18848941 502.8593227 831.4115227 124.55286 25.383544 981.34793

11 0.73 11.32826053 8.26963019 502.9489242 833.0713568 123.091908 25.184662 981.34793

10 0.74 11.28431481 8.35039296 503.0526562 834.6933569 121.664927 24.989643 981.34793

13 0.76 11.19843604 8.51081139 503.3003053 837.8289645 118.908237 24.610725 981.34793

14 0.78 11.11512374 8.66979652 503.5981064 840.8279993 116.27403 24.245898 981.34793

15 0.8 11.03424641 8.82739713 503.942264 843.6992796 113.754308 23.894339 981.34793

16 0.9 10.66239592 9.59615633 506.2468164 856.3998473 102.637067 22.311012 981.34793

17 1 10.33624247 10.3362425 509.2963095 866.8774836 93.5035036 20.96694 981.34793

18 1.1 10.04677277 11.05145 512.8641641 875.6732454 85.8656688 19.809012 981.34793



Sehingga untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,66

D = 11,6565 ft

= 139,8782 in

= 3,5529 m


H = 8,0250 ft

= 96,3005 in

= 2,4460 m


Cek rasio H/D :

Hs/D = 30/43

= 0,6977 (Memenuhi)

z. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki

Vshell = ¼ π D2 H

= ¼ π (15 ft)2.12 ft

= 2.119,5000 ft3

Vdh = 0,000049 D3

= 0,000049 (15)3

= 0,1654 ft3

Vsf = ¼ π D2 sf

= ¼ π.(180)2.3

= 76.302,000 in3

= 44,1563 ft3


= 2.119,5 + 0,1654 + 44,1563

= 2.163,8216 ft3

= 15.434,7163 m3


= 2.163,8216 – 384,1995

= 1.779,6222 ft3


= 1.779,6222 – (0,1654 + 44,1563)

= 1.735,3005 ft3

Hshell kosong =

=

= 9,8248 ft


= 12 – 9,8248

= 2,1752 ft

æ. Menenetukan Tekanan desain







camp = 999,0738 kg/m3

= 62,3700 lb/ft3

Phidrostatis =

=

= 1,6801 psi

Pabs = 14,6960 psi + 1,6801 psi

= 16,3761 psi





= 1,1 x 16,3761 psi

= 18,0137 psi = 6,205 atm



Course H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolut(psi) Pdesain

(psi)

1 12.0000 2.1752 1.6801 16.3761 18.0137

2 6.0000 -3.8248 -2.9541 11.7419 12.9161

ä. Menentukan Tebal dan Panjang Shell

Tebal Shell



keterangan :









f = 12.650 psi




ts =

= 0,2961 in (1,36 in)



(in)

1 12.0000 18.0137 0.2961 1.3600

2 6.0000 12.9161 0.2476 1.2500

Panjang Shell



Keterangan :






diizinkan.

= n x butt welding


ts = 1,36 in

Do = Di + 2.ts

= 180 + (2 x 1,36)

= 182,72 in

n = 2 buah



L =

= 23,8928 ft



1 1.3600 182.7200 23.8928

2 1.2500 182.5000 23.8641

cc. Desain Head (Desain Atap)







OD

ID

AB

icr

b = tinngi

dish

a

t

r

OA

sf

C



th =


Keterangan :












Diketahui :

Di = rc = 180 in

icr = 0,06 x 180 in

= 10,8000 in

Maka w =

= 1.7706 in

Sehingga th =

= + 0,125 in






=

= 30,4808 in



OA = (2,5 + 30,4808 + 3) in

= 35,9808 in

= 2,9984 ft

dd. Menentukan Tinggi Total Tangki



= 12 ft + 2,9984 ft

= 14,9984 ft

ee. Desain Lantai





Young, 1959).




Keterangan :




S1 =

= 1,6801 psi



Keterangan :




S2 =

= 51,0357 psi


St = S1 + S2

` = 1,6801 psi + 51,0357 psi

= 52,7158 psi



52,7158 psi < (12.650 psi) x (0,75)

52,7158 psi < 9.487,5 psi (memenuhi)

Tabel. C 26. Spesifikasi Tangki H2SO4 (TP-101)

Alat Tangki Penyimpanan bahan baku H2SO4

Kode ST-103

Fungsi Menyimpan H2SO4 Cair



Kapasitas 19.383,0023 kg





Tebal head = 3 in

Tinggi total = 37,7811 ft = 11,5157 m


Bahan Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316

Jumlah 1 (Satu)

C. 3 Storage Tank NaOH (ST-301)

Fungsi : Menyimpan Natrium Hidroksida (NaOH)

Tipe Tangki : Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan Atap

(head) berbentuk Torispherical Roof


Pertimbangan : Mempunyai allowable stress cukup besar

Harganya relatif murah

Tahan terhadap korosi

Kondisi Operasi : Temperatur design : 50 oC

Temperatur fluida : 35 oC

Tekanan : 1 atm












diabaikan.



sebagai berikut:

T = 50 oC

P = 0,001 atm


T = 50 oC

P = 1 atm + 0,001 atm

= 1,001 atm

= 14,706 psi


liquid = wi

wi

= 4-10 x 8,10

1

liquid = 1.234,953kg/m3

= 77,095 lb/ft3

c. Menghitung Kapasitas Tangki

Waktu tinggal = 30 hari

Jumlah bahan baku NaOH yang harus disimpan dalam 30 hari sebanyak

16.388,541 kg. (Ulrich: 248)

Jumlah NaOH = 22,762kg/jam x 24 jam x 30 hari

= 16.388,541 kg

Volume liquid = liqud

liquid

ρ

m

= 3kg/m762,22

kg541,388.16

= 13,271 m3

= 468,629 ft3

Over Design = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991:37)

Vtangki = 1,2 x Vliquid

= 1,2 x 13,271 m3

= 15,925 m3

= 562,355 ft3

d. Menentukan Rasio Hs/D


= ¼ π D2 H + 0,000049 D

3 + ¼ π D

2 sf


= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D

2

Keterangan :




D

Hs < 2 (Ulrich, 1984)

Terlihat bahwa rasio Hs/D yang memberikan luas tangki yang paling kecil

yaitu 0,69.

Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,69

D = 9,544 ft

= 114,527 in

= 2,909 m


H = 6,654 ft

= 79,844 in

= 2,028 m


Cek rasio H/D :

Hs/D = 7/10

= 0,70

e. Menentukan Jumlah Courses


L = 72 in (Appendix E, item 1, B & Y)

= 6 ft

Jumlah courses = ft6

ft7

= 1,167 buah = 2 buah

f. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki

Vshell = ¼ π D2 H

= ¼ π (10 ft)2.7ft

= 549,500 ft3

Vdh = 0,000049 D3

= 0,000049 (120)3

= 84,672 ft3

Vsf = ¼ π D2 sf

= ¼ π.(120)2.3

= 33.912,00 in3 = 19,625 ft

3


= 549,500 + 84,672 + 19,625

= 653,797 ft3

= 18,514 m3


= 653,797 – 468,629

= 185,168 ft3


= 185,168 – (84,672 + 19,625)

= 80,871 ft3

Hshell kosong = 2.

.4

D

V kosongshell

= 210

871,804

= 1,030 ft


= 7– 1,030

= 5,970 ft

g. Menenetukan Tekanan desain


Densitas yang digunakan adalah densitas campuran:

mix = 1.234,953 kg/m3

= 77,095 lb/ft3

Phidrostatis = 144

Lc

Hg

g

= 144

ft5,9709,81

9,81lb/ft 77,095 3

= 2,586 psi

Pabs = 14,706 psi + 2,586 psi

= 17,292 psi

Tekanan desain dipilih 50% (Megyesy: 16)


= 1,5 x 17,292 psi

= 19,021 psi

h. Menentukan Tebal dan Panjang Shell

Tebal Shell


ts = cPEf

dP

)6,0..(2

. (Brownell & Young,1959:256)

Keterangan :

ts = ketebalan dinding shell, in

Pd = tekanan desain, psi


f = nilai tegangan material, psi

Carbon Steel SA 203 Grade C

18.750 psi (App. D item 4, Brownell & Young, 1959)

E = efisiensi sambungan 0,8

jenis sambungan las (single-welded butt joint without backing

strip, no radiographed)

C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance)

0,25 in/2s0 th (Tabel 6, Coulson vol.6:217)


ts = ))021,196,0(-)0,8 x psi x((18.7502

120 x psi021,19 in+ 0,25 in

= 0,201 in (0,210 in)

Do = Di + 2.ts

= 120 + (2 x 0,21) = 120,420 in

i. Desain Head (Desain Atap)

Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head.

Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di

dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena

naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk torispherical

flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable pressuse antara 15

psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm) (Brownell and

Young, 1959).

OD

ID

AB

icr

b = tinngi

dish

a

t

r

OA

sf

C Gambar C.3.2. Torispherical flanged and dished head.

Menghitung tebal head minimum

Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head

dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959):

w = icr

rc3

4

1 (Brownell and Young,1959:258)

%6Cr

icr, dimana rc =Di (Perry, 1997, Tabel 10.65)

Darti tabel 5.7. Brownell and Young hal 90 diketahui:

rc = 120 in

icr = 7,20 in

Maka :

w = 20,7

1203.

4

1

= 1,771 in

Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and

Young, 1959: 258):

th = C0,2P2fE

.wP.rc

= 25,0)021,192,0()8,0750.182(

771,1120021,19



sf = 1,5 – 4 in

Direkomendasikan nilai sf = 2 in

Keterangan :








Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959:87)

b =

2

2

2)( icr

IDicrrcrc

=

2

2 875,12

84)875,184(84 = 12,502 in

Tinggi Head (OA)

OA= th + b + sf (Brownell and Young,1959:87)

OA = 0,3125 + 20,321 + 2

= 23,633 in

= 1,969 ft

j. Menentukan Tinggi Total Tangki



= 7,00 + 1,969 = 8,969 ft

k. Koreksi Volume Tangki

Vshell = 4

.. 2 HID

= 945.536,00 in3 = 549,500 ft

3

Vhead = 0,000049 D3

= 84,672 ft3

Vsf = 4

.. 2 sfID

= 33.912,00 in3

= 19,625 ft3

Vtangki,kor = Vshell + Vhead + Vsf

= 549,500 ft3+ 84,672 ft

3 + 19,625 ft

3

= 653,797 ft3

Tabel. C.3.4. Spesifikasi Tangki Natrium Hidroksida (ST-301)

Alat Tangki Penyimpanan Natrium Hidroksida (NaOH)

Kode ST-301

Fungsi Menyimpan Natrium Hidroksida dengan kapasitas

16.388,541 kg



Kapasitas 18,514 ft3

Dimensi Diameter shell (D) = 10,000 ft

Tinggi shell (Hs) = 7,000 ft


Tinggi total = 8,969 ft


Bahan Carbon Steel SA 203 Grade C

4 Storage Tank Propil Asetat (ST-302)

Fungsi : Menyimpan produk Propil Asetat 98 %.

Tipe Tangki : Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan Atap

(head) berbentuk Torispherical Roof


Pertimbangan : Mempunyai allowable stress cukup besar

Harganya relatif murah

Tahan terhadap korosi

Kondisi Operasi : Temperatur design : 50 oC

Temperatur fluida : 35 oC

Tekanan : 1 atm

Gambar C..5. Tangki penyimpan Propil Asetat












diabaikan.



sebagai berikut:

T = 50 oC

P = 2,03x10-5

atm


T = 50 oC

P = 1 atm + 2,03x10-5

atm

= 1 atm

= 14,696 psi


liquid = wi

wi

= 3-10 x 1,03

1

liquid = 971,373 kg/m3

= 60,641 lb/ft3

C. Menghitung Kapasitas Tangki


Jumlah produk Propil Asetat yang harus disimpan dalam 7 hari sebanyak

69069.175 kg

Jumlah Propil Asetat = 3737,484 x 24 jam x 7 hari

= 69069.175 kg

Volume liquid = liqud

liquid

ρ

m

= 3kg/m373,719

kg175.69069

= 1.201,059 m3

= 42.413,441 ft3

Over Design = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991: 37)

Vtangki = 1,2 x Vliquid

= 1,2 x 1.201,059 m3

= 1.441,270 m3

= 50.896,130 ft3

c. Menentukan Rasio Hs/D


= ¼ π D2 H + 0,000049 D

3 + ¼ π D

2 sf


= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D

2

Keterangan :




D

Hs < 2 (Ulrich, 1984)

Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki ang paling

kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada Tabel

C.4.3. berikut.

Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 1,01

D = 38,673 ft

= 464,076 in

= 11,788 m


H = 38,930 ft

= 467,157 in

= 11,866 m


Cek rasio H/D :

Hs/D = 40/40

= 1,00

d. Menentukan Jumlah Courses



= 6 ft


ft40

= 6,67 buah = 7 buah

e. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki

Vshell = ¼ π D2 H

= ¼ π (40 ft)2.40ft

= 50.240,00 ft3

Vdh = 0,000049 D3

= 0,000049 (480)3

= 5.419,008 ft3

Vsf = ¼ π D2 sf

= ¼ π.(480)2.3

= 542.592 in3 = 314 ft

3


= 50.240,00 + 5.419,008 + 314,00

= 55.973,008 ft3

= 1.584,988 m3


= 55.973,008 – 42.413,441

= 13.559,567 ft3


= 13.559,567 – (5.419,008 + 314)

= 7.826,559 ft3

Hshell kosong = 2.

.4

D

V kosongshell

= 240

559,826.74

= 6,231 ft


= 40 – 6,231

= 33,769 ft

f. Menenetukan Tekanan desain






Untuk menentukan tekanan hidrostatis, jika densitas fluida lebih kecil dari

densitas air, maka densitas yang digunakan adalah densitas air (Brownell &

Young,1959:46).

Maka untuk selajutnya digunakan densitas air pada suhu 60 oF:

air = 999,074 kg/m3

= 62,370 lb/ft3

Phidrostatis = 144

Lc

Hg

g

= 144

ft769,339,81

9,81lb/ft 62,370 3

= 14,626 psi

Pabs = 14,696 psi + 14,626 psi

= 29,322 psi





= 1,1 x 29,322 psi

= 32,255 psi

g. Menentukan Tebal dan Panjang Shell

Tebal Shell


ts = cPEf

dP

)6,0..(2

. (Brownell & Young,1959:256)

Keterangan :

ts = ketebalan dinding shell, in

Pd = tekanan desain, psi



Carbon Steel SA-203 Grade C

18.750 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:251)

E = efisiensi sambungan 0,8

jenis sambungan las (single-welded butt joint without backing

strip, no radiographed)

C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance)

0,125 in/10 th (Coulson vol. 6:217)


ts = ))32,2556,0(-)0,8 x psi x((18.7502

480 x psi32,255 in+ 0,125 in

= 0,651 (0,69 in)

Panjang Shell


L =n

weldDo

12.

length) (-π. (Brownell and Young,1959)

Keterangan :






diizinkan.

= n x butt welding


ts = 0,69 in

Do = Di + 2.ts

= 480 + (2 x 0,69)

= 481,380 in

n = 6 buah

butt welding = 5/32 in (Brownell and Young,1959: 55)

L = 6 x 12

in) (5/32-in) 481,380(3,14).(

= 20,980 ft

h. Desain Head (Desain Atap)

Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head.

Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di

dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena

naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk torispherical

flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable pressuse antara 15

psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm) (Brownell and

Young, 1959).

OD

ID

AB

icr

b = tinngi

dish

a

t

r

OA

sf

C Gambar C.4.3. Torispherical flanged and dished head.

Menghitung tebal head minimum

Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head

dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959):

w = icr

rc3

4

1 (Brownell and Young,1959:258)

%6Cr


Diketahui :

rc = 480 in

icr = 0,06 x 480 in

= 28,8 in

Maka :

w = 8,28

4803.

4

1

= 1,771 in


Young, 1959: 258):

th = C0,2P2fE

.wP.rc

= 125,0)255,322,0()8,0750.182(

771,148032,255

= 1,039 in (dipakai plat standar 1 1/8 in)

Untuk th = 1 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh:

sf = 1,5 – 4 in


Keterangan :








Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87)

b =

2

2

2)( icr

IDicrrcrc

=

2

2 8,282

480)8,28480(480

= 81,282 in

Tinggi Head (OA)

OA= th + b + sf (Brownell and Young,1959:87)

OA= 1 + 81,282 + 3

= 85,407 in

= 7,117 ft

i. Menentukan Tinggi Total Tangki



= 480 + 85,407

= 565,407 in = 47,117 ft

j. Desain Lantai

Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi,

maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in. Tegangan

yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar

diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak

(Brownell and Young, 1959).


Compressive stress yang dihasilkan oleh Propil asetat

S1 = 2

41

iD

w (Brownell and Young,1959:156)

Keterangan :


w = Jumlah Propil Asetat (lbm)


= konstanta (= 3,14)

S1 = 2)in 480)(14,3(

41

lb7062.572.093,

= 14,221 psi

Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell

S2 144

ρX s (Brownell and

Young,1959:156)

Keterangan :


X = Tinggi tangki

s = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel

= konstanta (= 3,14)

S2 = 144

49047,117

= 160,328 psi


St = S1 + S2

= 14,221 psi + 160,328 psi

= 174,549 psi



174,549 psi < (12.650 psi) x (0,75)

174,549 psi < 9.487,5000 psi (memenuhi)

Tabel. C.4.7. Spesifikasi Tangki Propil Asetat (ST-302)

Alat Tangki Penyimpanan Produk Propil Asetat

Kode ST-302

Fungsi Menyimpan PA dengan kapasitas

69069.175 kg



Kapasitas 1.584,988 m3





Tebal head = 1,125 in




Gland Gland

Gland

Return

Bend

Return

Head

Tee

HEATER (HE-01)

Fungsi : Memanaskan C3H7OH yang keluar dari T-01 untuk diumpankan ke

R-201 dari suhu 30ºC menjadi 90ºC

Gambar.19.1. Double pipe Exchanger (Kern, hal.102, 1965)

Data – data yang diketahui :

1. Data C3H7OH cair

Tin = 30 oC

Tout = 90 oC

= 1,7310 cp (Yaws)

k = 0,1018 BTU/jam ft oF

Cp = 0,61 BTU/lb oF

= 804,6 gr / liter x 1lb / 453,6gr x 28,32liter / ft3

= 50,2343 lb/ft3

2. Data Steam

Tin = 120 oC

Tout = 120 oC

= 0.0134 cp (fig.15 Kern)

= 0.069 lb/ft3

(steam table = 1/vg)

Panas yang harus ditransfer :

Enthalpi umpan masuk HE

Suhu umpan masuk = 30 oC

Suhu referensi = 25 oC

TCpmQ

jam

Joule

BTU

Joulex

jam

BTU

gram

lbxF

Flb

BTU

jam

kg o

o

711,197001

04,10557224,186

6,453

17786

.61,0814,2419

Enthalpi umpan keluar HE

Suhu umpan keluar = 90 oC


TCpmQ

jam

Joule

BTU

Joulex

jam

Btu

kg

lbxF

Flb

BTU

jam

kg o

o

706,2560994

04,10553911,2427

4536

177194

.61,0814,2419

Beban panas HE

Q = H2 – H1

= (2427,3911 – 186,7224) Kj /jam

= 2240,6687 BTU /menit x 60menit/jam

= 134440,122 BTU/jam

Sebagai pemanas digunakan steam jenuh pada suhu 120 oC (248

oF). Dari steam tabel

diperoleh : Hfg = 946.66 Btu/lb.

Kebutuhan Steam :

fgH

QWs

jam

lb

lb

Btu

jam

Btu

0152,142

66.946

122,134440

Menentukan LMTD :

Hot Fluid (oF) Temperature Cold Fluid (

oF) T (

oF)

248 High 194 54 ( T1)

248 Low 86 162 ( T2)

1

2

12

T

TLn

TTLMTD

F

Ln

o306,98

54

162

54162

dari tabel – 8 Kern, untuk cairan Heavy organik mempunyai harga UD antara 6-60

BTU/jam ft2 oF. Diambil UD = 45 BTU/jam ft

2 oF

Menentukan Luas Perpindahan Panas :

LMTDU

QA

D

2

2

3904,30

306,98..

45

122,134440

ft

FFftjam

Btu

jam

Btu

o

o

Karena A < 100 ft2 maka digunakan jenis Double Pipe Exchanger.

Rute Fluida :

Inner Pipe : Steam

Outer Pipe :C3H7OH cair

Pemilihan Pipa Standar :

Outer Pipe Inner Pipe

2 in IPS Sch. No. 40 1 ¼ in IPS Sch. No. 40

OD : 2.38 in OD : 1.66 in

ID : 2.067 in ID : 1.38 in

a’t : 3.35 in2 a’t : 1.5 in

2

ao : 0.622 ft2/ft ao : 0.435 ft

2/ft

Panjang Pipa :

oa

ALp

ft

ft

ft

ft

8629,69

435.0

3904,302

2

Digunakan HE jenis Double Pipe Exchanger dengan Lp = 12 ft, 3 Hairpin.

Menentukan Akoreksi dan UDkoreksi :

Akoreksi = Lp x ao x Nt

= (12 ft) (0.435 ft2/ft) x 6

= 31,32 ft2

LMTDA

QUD

koreksi

koreksi

Fftjam

Btu

Fft

jam

Btu

o

o

2

2

.6644,43

306,9832,31

122,134440

Inner Pipe :

FF

T o

o

av 2482

248248

Flow Area :

0635,48426./42,2

0134.0

.3077,13655115.0

.3077,13655

0104.0

0152,142

0104.04

)115.0(14.3

4

115.012in

1ft x 38,1

ID

2

22

222

cp

jamftlbcpx

ftjam

lbft

GDR

ftjam

lb

ft

jam

lb

a

WG

ftftD

a

ftin

D

pp

ep

p

p

p

p

p

dari Kern hal. 164, untuk kondensasi steam harga hio = 1500 Btu/jam ft2 oF.

Outer Pipe (Anulus) :

FF

T o

o

av 1402

86194

Flow Area :

2

2

1

2

2

1

2

0083.04

1383.0/12

66.1

1722.0/12

067.2

ftDD

a

ftftin

inD

ftftin

inD

a

Diameter Ekuivalen :

3957,3123./42,2

7310,1

.1235,171930761.0

.1235,17193

0083,0

0152,142

0761.01383.0

1383.01722.0

1

2

22

222

1

2

2

cp

jamftlbcpx

ftjam

lbft

GDR

ftjam

lb

ft

jam

lb

a

WG

ftD

DDD

ae

ea

a

aa

e

dari fig. 24 Kern, didapat JH = 15

3/1

k

Cp

D

Jkh

e

Ho

(Kern, hal 150)

Fftjam

Btu

FftjamBTU

cp

jamftlbcpxFlbBTU

ft

FftjamBTU

o..7515,58

./1018,0

./42,27310,1/61,0

0761.0

15./1018,0

2

3/1

0

0

0

Menentukan Uc dan Rd :

ioo

iooc

hh

hhU

Fftjam

Btu

x

o..5371,56

15007515,58

15007515,58

2

RdUC

1

UD

1

BTU

Fftjam

FftjamBTUFftjamBTU

o..00521.0

../5371,56

1

../6644,43

1

2

0202

karena Rd > Rd min = 0.00521 > 0.003, maka HE memenuhi syarat.

Menentukan Pressure Drop pada Outer Pipe (Anulus) :

De’ = D2 – D1 = (0.1722 – 0.1383) in = 0.0339 ft

aeea

GDR

''

368,1391

./42,27310,1

.1235,171930339.0

2

cp

jamftlbcpx

ftjam

lbft

42.0'

264.00035,0

eaRf

0161,0

368,1391

264,00035,0

42.0

UC

1

UD

1dR

2

2

'2

4

e

aa

Dg

LGfF

ft

x

004791,0

2343,50)0339,0(1018.42

181235,171930161,0428

2

3600

aGV

det0951,0

det36002343,50

.1235,17193

3

2

ft

jamft

lb

ftjam

lb

g

VFt

23

2

ft

ft

ft

00042,0

det/2,322

det)/0951,0(3

2

2

144

taa

FFP

2

2

2

3

00182,0

144

2343,5000042,0004791,0

in

lb

ft

in

ft

lbftft

karena Pa < 10 psia, maka HE memenuhi syarat.

Menentukan Pressure Drop pada Inner Pipe :

Rep = 48426,0635

42.0

264.00035.0

epRf

3

42.0

103436,6

0635,48426

264,00035,0

x

p

p

pDg

LGfF

2

2

2

4

ft

ftft

lbx

ftftjam

lbx

0668,186

115,0069,01018,42

18.

3077,13655103436,64

2

3

8

2

2

3

144

p

p

FP

2

2

2

3

089,0

144

069,00668,186

in

lb

ft

in

ft

lbft

karena Pp < 2 psia, maka HE memenuhi syarat.

Kesimpulan

1. Fungsi : Memanaskan C3H7OH yang keluar dari T-01 untuk diumpankan ke R-

01 dari suhu 30ºC menjadi 90ºC

2. Jenis : Double pipe exchanger

4. Jumlah steam : 1402,0152 lb/jam

5. Luas transfer panas : 30,3904 ft2

6. Panjang pipa : 12ft

7. Jumlah hairpin 3 setiap hairpin terdiri dari 2 pipa

8. Rd : 0,00521

9. Spesifikasi HE

Pipa Anulus

OD = 1,66 in

ID = 1,38 in

at = 1,5 in2

ao = 0,435 ft2/ft

NPS = 1,25 in

Sch = 40

OD = 2,38 in

ID = 2,067 in

NPS = 2 in

Sch = 40

HEATER (HE-02)

Fungsi : Memanaskan CH3COOH yang keluar dari T-02 untuk diumpankan ke R-01

dari suhu 30ºC menjadi 90ºC

Gland Gland

Gland

Return

Bend

Return

Head

Tee

Gambar.19.2. Double pipe Exchanger (Kern, hal.102, 1965)


3. Data CH3COOH cair

Tin = 30 oC

Tout = 90 oC

= 1,1 Cp (Kern)

k = 0.0905 BTU/jam ft oF

Cp = 0,5 BTU/lb oF

= 1380 gr / liter x 1lb / 453,6gr x 28,32liter / ft3

= 86,1587 lb/ft3

Data Steam

Tin = 120 oC

Tout = 120 oC

= 0.0134 Cp (fig.15 Kern)

= 0.069 lb/ft3

(steam table = 1/vg)





TCpmQ

jam

Joule

BTU

Joulex

jam

BTU

gram

lbxF

Flb

BTU

jam

kg o

o

4253,98312

04,10551836,93

6,453

17786

.5,08143,2419




TCpmQ

jam

Joule

BTU

Joulex

jam

BTU

gram

lbxF

Flb

BTU

jam

kg o

o

846,1278061

04,10553871,1211

6,453

177194

.5,0814,2419

Beban panas HE

Q = H2 – H1

= (1211,3871 – 93,1836) BTU /menit x 60 menit/jam

= 67092,21 BTU /jam

sebagai pemanas digunakan steam jenuh pada suhu 120 oC (248

oF). Dari steam tabel

diperoleh : Hfg = 946.66 Btu/lb.

Kebutuhan Steam :

fgH

QWs

jam

lb

lb

Btu

jam

Btu

8726,70

66.946

21,67092

Menentukan LMTD :

Hot Fluid (oF) Temperatur

e

Cold Fluid (oF) T (

oF)

248 High 194 54( T1)

248 Low 86 162 ( T2)

1

2

12

T

TLn

TTLMTD

F

Ln

o3058,98

54

162

54162

dari tabel – 8 Kern, untuk cairan heavy organik mempunyai harga UD antara 6 – 60

BTU/jam ft2 oF. Diambil UD = 25 BTU/jam ft

2 oF


LMTDU

QA

D

2

2

2994,27

3058,98..

25

21,67092

ft

FFftjam

Btu

jam

Btu

o

o


Rute Fluida :

Inner Pipe : Steam

Outer Pipe : CH3COOH cair




OD : 2.38 in OD : 1.66 in

ID : 2.067 in ID : 1.38 in

a’t : 3.35 in2 a’t : 1.5 in

2

ao : 0.622 ft2/ft ao : 0.435 ft

2/ft

Panjang Pipa :

oa

ALp

ft

ft

ft

ft

7572,62

435,0

2994,272

2




= (15 ft) (0,435 ft2/ft) x 4

= 26,1 ft2

LMTDA

QUD

koreksi

koreksi

Fftjam

Btu

Fft

jam

Btu

o

o

2

2

.1488,26

3058,981,26

21,67092

Inner Pipe :

FF

T o

o

av 2482

248248

Flow Area :

9979,24166./42,2

0134,0

.6731,6814115,0

.6731,6814

0104,0

8726,70

0104.04

)115,0(14,3

4

115.012in

1ft x 38,1

ID

2

22

222

cp

jamftlbcpx

ftjam

lbft

GDR

ftjam

lb

ft

jam

lb

a

WG

ftftD

a

ftin

D

pp

ep

p

p

p

p

p



FF

T o

o

av 1402

86194

Flow Area :

2

2

1

2

2

1

2

0083.04

1383,0/12

66,1

17225,0/12

067,2

ftDD

a

ftftin

inD

ftftin

inD

a


0511,2441./42,2

1,1

.8675,85380761,0

.8675,8538

0083,0

8726,70

0761,01383,0

1383,01722,0

1

2

22

222

1

2

2

cp

jamftlbcpx

ftjam

lbft

GDR

ftjam

lb

ft

jam

lb

a

WG

ftD

DDD

aeea

a

aa

e


3/1

k

Cp

D

Jkh

e

Ho

Fftjam

Btu

FftjamBTU

cp

jamftlbcpxFlbBTU

ft

FftjamBTU

o..1367,29

./0905,0

./42,21,1/5,0

0761,0

10./0905,0

2

3/1

0

0

0


ioo

iooc

hh

hhU

Fftjam

Btuo..

5815,28

15001367,29

15001367,29

2

RdUC

1

UD

1

UC

1

UD

1dR

BTU

Fftjam

FftjamBTUFftjamBTU

o..00325.0

../5815,28

1

../1488,26

1

2

0202

karena Rd > Rd min = 0,00325 > 0,003, maka HE memenuhi syarat.


De’ = D2 – D1 = (0,1722 – 0,1383) in = 0,0339 ft

aeea

GDR

''

4065,1087

./42,21,1

.8675,85380339,0

2

cp

jamftlbcpx

ftjam

lbft

42.0'

264.00035.0

eaRf

0175,0

4065,1087

264.00035.0

42.0

2

2

'2

4

e

aa

Dg

LGfF

ft

x

000364,0

0339,01587,861018.42

158675,85380175,0428

2

3600

aGV

det0275,0

det36001587,86

.8675,8538

3

2

ft

jamft

lb

ftjam

lb

g

VFt

23

2

ftx 5

2

1052,3

2,322

0275,03

144

taa

FFP

2

4

2

2

3

5

103885,2

144

1587,861052,3000364,0

in

lbx

ft

in

ft

lbftxft



Rep = 24166,9979

42.0

264.00035.0

epRf

3

42.0

10.3076,7

9979,24166

264,00035,0

p

p

pDg

LGfF

2

2

2

4

ft

ftft

lbx

ftftjam

lb

4850,44

115,0069,01018.42

15.

6731,681410.3076,74

2

3

8

2

2

3

144

p

p

FP

2

2

2

3

0213,0

144

069,04850,44

in

lb

ft

in

ft

lbft


Kesimpulan

1. Fungsi : Memanaskan CH3COOH cair yang keluar dari tangki penyimpan

(T – 02) sebanyak 9392,9094 gr/menit dari suhu 30 oC menjadi 90

oC.


3. Baban panas heater : 67092,21 BTU/jam

4. Jumlah steam : 70,8726lb/jam

5. Luas transfer panas : 27,2994ft2



8. Rd : 0,00325

9. Spesifikasi HE

Pipa Anulus

OD = 1,66 in

ID = 1,38 in

at = 1,5 in2

ao = 0,435 ft2/ft

NPS = 1,25 in

Sch = 40

OD = 2,38 in

ID = 2,067 in

NPS = 2 in

Sch = 40

HEATER (HE-03)

Fungsi : Memanaskan hasil atas Dekanter dari suhu 50ºC menjadi 106,3856ºC untuk

diumpankan ke Menara Distilasi


1. Data cold fluid ( Langes Handbook hal. 5.90 dan table 4 Kern )

Komponen Massa

(kg/jam)

Fraksi

massa

Xi

(gr/l)

(cp)

Cpi

(Btu/lb oF)

K

(BTU/jam ft

oF)

C3H7OH 604,954 0,5843 804,6 1,25 0,655 0,0954

CH3COOC3H7 3085,263 0,4007 887,8 0,38 0,485 0,102

H2O 431,70 0,0150 1000 0,59 0,99 0,3717

Tin = 50 oC = 122

OF

Tout = 100 oC = 212

oF

Viskositas campuran

= Σ i . Xi

= 0,8915 cp

Konduktivitas Thermal campuran

k = Σ ki . Xi

= 0,1022 BTU/jam ft oF

Spesific Heat campuran

Cp = Σ Cpi . Xi

= 0,5919 BTU/lb oF

Densitas campuran

= Σ i . Xi

= 840,8692 kg/jam x 1lb/453,6 kg x 28,32 liter/ft3

= 52,4987 lb/ft3

2. Data Steam

Tin = 120 oC

Tout = 120 oC

= 0.0134 Cp

= 0.069lb/ft3





TCpmQ

menit

Joule

BTU

Joulex

menit

BTU

kg

lbxF

Flb

BTU

menit

gr o

o

285,2119012

04,10554663,2008

6,453

177122

.5919,098864,34203




TCpmQ

menit

Joule

BTU

Joulex

menit

BTU

gr

lbxF

Flb

BTU

menit

gr o

o

035,6357037

04,10553991,6025

6,453

177212

.5919,098864,34203

Beban panas HE

Q = H2 – H1

= (6025,3991-2008,4663) BTU /menit

= 4016,9328 BTU /menit x 60menit/jam

= 241015,968 BTU/jam

sebagai pemanas digunakan steam dengan suhu 120 oC (248

oF), dari steam tabel

diperoleh : Hfg = 946,66 Btu/lb.

Kebutuhan Steam

fg

sH

QW

jam

lb

lb

Btu

jam

Btu

5961,254

66,946

968,241015

Menentukan LMTD


e

Cold Fluid (oF) T (

oF)

248 High 212 36 ( T1)

248 Low 122 126 ( T2)

1

2

12

T

TLn

TTLMTD

F

Ln

o8412,71

36

126

36126

dari tabel – 8 Kern, untuk cairan dengan viskositas 0,8915 Cp harga UD berkisar antara :

50 – 100 Btu/jam.ft2 oF. Sehingga dipilih : UD = 90 Btu/jam ft

2 oF


LMTDU

QA

D

2

2

2760,37

8412,71..

90

968,241015

ft

FFftjam

Btu

jam

Btu

o

o


Rute Fluida :

Inner Pipe : Steam

Outer Pipe : Cold Fluid




OD : 2.38 in OD : 1.66 in

ID : 2.067 in ID : 1.38 in

a’t : 3.35 in2 a’t : 1.5 in

2

ao : 0.622 ft2/ft ao : 0.435 ft

2/ft

Panjang Pipa :

oa

ALp

ft

ft

ft

ft

6920,85

435,0

2760,372

2




= (15 ft) (0,435 ft2/ft) x 6

= 39,15ft2

LMTDA

QUD

koreksi

koreksi

Fftjam

Btu

Fft

jam

Btu

o

o

2

2

.6920,85

8412,7115,39

968,241015

Inner Pipe :

FF

T o

o

av 2482

248248

Flow Area :

2285,86815./42,2

0134,0

.3846,24480115,0

.3846,24480

0104,0

596,254

0104,04

)115,0(14,3

4

115,012in

1ft x 38,1

ID

2

22

222

cp

jamftlbcpx

ftjam

lbft

GDR

ftjam

lb

ft

jam

lb

a

WG

ftftD

a

ftin

D

pp

ep

p

p

p

p

p



FF

T o

o

av 1672

122212

Flow Area :

2

2

1

2

2

1

2

0083.04

1383,0/12

66,1

1722,0/12

067,2

ftDD

a

ftftin

inD

ftftin

inD

a


6899,12201./42,2

8915,0

.7108,345910761,0

.7108,34591

0083,0

1112,287

0761,01383,0

1383,01722,0

1

2

22

222

1

2

2

cp

jamftlbcpx

ftjam

lbft

GDR

ftjam

lb

ft

jam

lb

a

WG

ftD

DDD

aeea

a

aa

e


3/1

k

Cp

D

Jkh

e

Ho

Fftjam

Btu

FftjamBTU

cp

jamftlbcpxFlbBTU

ft

FftjamBTU

o..6534,124

./1022,0

./42,28915,0/5919,0

0761,0

45./1022,0

2

3/1

0

0

0


ioo

iooc

hh

hhU

Fftjam

Btuo..

0893,115

15006534,124

15006534,124

2

RdUC

1

UD

1

UC

1

UD

1dR

BTU

Fftjam

FftjamBTUFftjamBTU

o..00321,0

../0893,115

1

../84

1

2

0202



De’ = D2 – D1 = (0,1722 – 0,1383) in = 0,0339 ft

aeea

GDR

''

444,5435

./42,28915,0

.7108,345910339,0

2

cp

jamftlbcpx

ftjam

lbft

42.0'

264,00035.0

eaRf

0106,0

444,5435

264,00035,0

42.0

2

2

'2

4

e

aa

Dg

LGfF

ft

x

00974,0

0339,04987,521018,42

157108,345910106,0428

2

3600

aGV

det1830,0

det36004987,52

.7108,34591

3

2

ft

jamft

lb

ftjam

lb

g

VFt

23

2

ft00156,0

2,322

1830,03

2

144

taa

FFP

2

2

2

3

005412,0

144

4987,5200156,000974,0

in

lb

ft

in

ft

lbftft



Rep = 86815,2285

42.0

264,00035,0

epRf

3

42.0

10.725,5

2285,86815

264,00035,0

p

p

pDg

LGfF

2

2

2

4

ft

ftft

lbx

ftftjam

lb

7394,449

115,0069,01018,42

15.

3846,2448072510,54

2

3

8

2

2

3

144

p

p

FP

2

2

2

3

2155,0

144

069,07394,449

in

lb

ft

in

ft

lbft


Kesimpulan

1. Fungsi : Memanaskan cairan hasil atas dekanter sebagai umpan menara distilasi

sebanyak 4121.937 kg/jam dari suhu 50 oC menjadi 100

oC


4. Jumlah steam : 254,5961lb/jam




8. Rd : 0,00321

9. Spesifikasi HE

Pipa Anulus

OD = 1,66 in

ID = 1,38 in

OD = 2,38 in

ID = 2,067 in

at = 1,5 in2

ao = 0,435 ft2/ft

NPS = 1,25 in

Sch = 40

NPS = 2 in

Sch = 40

COOLER (CL-01)

Fungsi : Mendinginkan cairan yang keluar dari Reaktor-02 dari suhu 90 oC menjadi

suhu 50 oC sebelum dialirkan menuju Netralizer.

Perhitungan Neraca Panas

Suhu umpan masuk (T1) = 90 oC = 194

oF

Suhu umpan keluar (T2) = 50oC = 122

oF

∆T = 194 oF – 122

oF = 72

oF

Suhu umpan rata-rata Tav = 70 oC = 158

oF

Komponen M

kg/jam)

M

(lb/jam)

Q masuk

(BTU/jam)

Qkeluar

(BTU/jam)

CH3COOH 604,954 164,0042 10745,5552 5077,5701

C3H7OH 604,954 2681,2632 238417,9237 123552,6082

H2SO4 4,8396 2,0088 89,3112 38,6894

H2O 572,848 329,6338 40495,512 15575,1967

Fluida Panas

T2 =50oC

Fluida Dingin

t1 = 30 oC Fluida dingin

t2 = 40 oC

Fluida Panas

T1 = 90oC

CL-01

CH3COOC3H7 3085,263 1851,5837 110483,9994 47826,407

Total 4879,8385 5028,4979 400232,3015 192070,4714

Beban Cooler-01 (Q) = Q masuk – Q keluar = 208161,8301 Btu/jam

Penentuan Jumlah Pendingin, Wa

Pendingin yang dipakai adalah air pada suhu lingkungan 30 oC

Suhu air pendingin masuk (t1) = 30 oC = 86

oF

Suhu air pendingin keluar (t2) = 40 oC = 104

oF

Suhu air pendingin rata-rata, Tav = 35 oC = 95

oF

Cp air pendingin = 1 Btu/lb oF

Jumlah pendingin, Wa

FFlbbtu

jambtu

TTCp

QWa

oo 861041

8301,208161

12

= 11564,5461 lb/jam

Menentukan LMTD


e

Cold Fluid (oF) T (

oF)

194 High 104 90( T1)

122 Low 86 36 ( T2)

1

2

12

T

TLn

TTLMTD

F

Ln

o9333,58

90

36

9036

Kecepatan Umpan masuk, Wt = 38015,4122 kg/jam

= 5028,4979 lb/jam

Fluida Panas

Tav FF o

o

1582

122194

μ = 0,6280 cp = 1,5198 lb/jam.ft

Cp = 0,7308 Btu/lb oF

= 54,1412 lb/ft3

k = 0,1589 Btu/jam ft2

(oF/ft)

Fluida Dingin

Tav FF o

o

952

10486

μ = 1,7182 lb/jam.ft = 0,71cp


= 62,05 lb/ft3


(oF/ft)

Dari tabel 8, Kern, P. 840 :

Hot fluid = light organik

Cold fluid = water

Sehingga range UD = 75 – 150 Btu/jam ft2 o

F

Untuk perancangan diambil UD = 90 Btu/jam ft2 o

F

Perancangan Cooler

Luas Transfer Panas

FFftjamBtu

jamBtu

LMTDUD

QA

oo 9333,5890

8301,2081612

= 39,2462 ft2

Luas transfer panas kurang dari 100 ft2, maka dipilih cooler jenis double pipe HE.

Rute Fluida :

Inner Pipe : Water

Outer Pipe : Light organic



3 in IPS Sch. No. 40 2 in IPS Sch. No. 40

OD : 3,5 in OD : 2,38 in

ID : 3,068 in ID : 2,067 in

a’t : 7,38 in2 a’t : 3,35 in

2

ao : 0,917 ft2/ft ao : 0,622 ft

2/ft

Panjang Pipa :

oa

ALp

ft

ft

ft

ft

0968,63

622,0

2462,392

2

Digunakan Cooler jenis Double Pipe Exchanger dengan Lp = 15 ft, 2 Hairpin.



= (15ft) (0,622 ft2/ft) x 4

= 37,32 ft2

LMTDA

QUD

koreksi

koreksi

Fftjam

Btu

Fft

jam

Btu

o

o

2

2

.6452,94

9333,5832,37

8301,208161

Inner Pipe :

FF

T o

o

av 952

86104

Flow Area :

0148,49743./42,2

71,0

.4506,4963321722,0

.4506,496332

0233,0

5461,11564

0233,04

)1722,0(14,3

4

1722,012in

1ft x 067,2

ID

2

22

222

cp

jamftlbcpx

ftjam

lbft

GDR

ftjam

lb

ft

jam

lb

a

WG

ftftD

a

ftin

D

pp

ep

p

p

p

p

p


3/1

k

Cp

D

Jkh

p

Ho (Kern, hal 150)

Fftjam

Btu

FftjamBTU

cp

jamftlbcpxFlbBTU

ft

FftjamBTU

o..3708,511

./3615,0

./42,271,0/9975,0

1722,0

145./3615,0

2

3/1

0

0

0

FftjamBtuxhiOD

IDhio o2

3708,5115,3

067,2

= 302,0009 Btu/jam.ft2 o

F


FF

T o

o

av 1582

122194

Flow Area :

2

2

1

2

2

1

2

0204,04

1983,0/12

38,2

2557,0/12

068,3

ftDD

a

ftftin

inD

ftftin

inD

a


8458,49013./42,2

6280,0

.5147,5668891314,0

.5147,566889

0204,0

5461,11564

1314,01983,0

1983,02557,0

1

2

22

222

1

2

2

cp

jamftlbcpx

ftjam

lbft

GDR

ftjam

lb

ft

jam

lb

a

WG

ftD

DDD

aeea

a

aa

e


3/1

k

Cp

D

Jkh

e

Ho

(Kern, hal 150)

Fftjam

Btu

FftjamBTU

cp

jamftlbcpxFlbBTU

ft

FftjamBTU

o..6978,323

./1589,0

./42,26280,0/7308,0

1314,0

140./1589,0

2

3/1

0

0

0


ioo

iooc

hh

hhU

Fftjam

Btu

x

o..2366,156

6978,3230009,302

6978,3230009,302

2

RdUC

1

UD

1

UC

1

UD

1dR

BTU

Fftjam

FftjamBTUFftjamBTU

o..0041,0

../2366,156

1

../6452,94

1

2

0202



De’ = D2 – D1 = (0,2557– 0,1983) ft = 0,0575 ft

aeea

GDR

''

2202,21448

./42,26280,0

.5147,5668890575,0

2

cp

jamftlbcpx

ftjam

lbft

42.0'

264.00035,0

eaRf

0075,0

2202,21448

264,00035,0

42.0

2

2

'2

4

e

aa

Dg

LGfF

ft

x

0263,1

1412,54)0575,0(1018,42

155147,5668890075,0428

2

3600

aGV

det9085,2

det36001412,54

.5147,566889

3

2

ft

jamft

lb

ftjam

lb

g

VFt

23

2

ft

ft

ft

3941,0

det/2,322

det)/9085,2(3

2

2

144

taa

FFP

2

2

2

3

5340,0

144

1412,543941,00263,1

in

lb

ft

in

ft

lbftft



Rep = 175884,1658

42.0

264.00035.0

epRf

3

42.0

103117,6

0148,49743

264,00035,0

x

p

p

pDg

LGfF

2

2

2

4

ft

ftft

lbx

ftftjam

lbx

1346,0

1722,005,621018,42

12.

4506,496332103117,64

2

3

8

2

2

3

144

p

p

FP

2

2

2

3

0579,0

144

05,621346,0

in

lb

ft

in

ft

lbft


Kesimpulan

1. Fungsi : Mendinginkan cairan yang keluar dari Reaktor-02 dari suhu 90 oC

menjadi suhu 50 oC sebelum dialirkan menuju Netralizer.


4. Kebutuhan air pendingin : 11564,5461 lb/jam




8. Rd : 0,0041

9. Spesifikasi HE

Pipa Anulus

OD = 2,38 in

ID = 2,067 in

at = 3,35 in2

ao = 0,622 ft2/ft

NPS = 2 in

Sch = 40

OD = 3,5 in

ID = 3,068 in

NPS = 3 in

Sch = 40

POMPA – 01 (P-01)

Fungsi : Memompa bahan baku propanol C3H7OH, dari truck menuju tangki

penyimpanan bahan baku, T-01.

Jenis : Pompa sentrifugal

Volume T-01 = 828325,1227 liter = 828,3251 m3 = 29252,0248 cuft

Volume tanki truck = 16000 liter = 16 m3 = 565,371 cuft

Jumlah tanki truck = 527703,5116000

1227,828325 tanki truck

Densitas, = 0,8046 kg/lt = 50,1242 lb/cuft

Viskositas, = 1,7 cp = 0,00114 lb/ft det

Waktu pemompaan = 1 jam

Laju alir volumetrik, q = jamcuftjam

cuft371,565

1

371,565

= menit

jamx

ft

galx

jam

ft

60

1

1

48,7371,565

3

3

= 70,483 gpm

Penentuan Titik Pemompaan

Titik 1 (suction)

- Tinggi suction head = 1 m

- Tekanan suction head = 1 atm

Titik 2 (discharge)

- Tinggi discharge head = 11,2 m

- Tekanan discharge head = 1 atm

Penentuan Diameter Optimal, Di opt.

Dari pers. 15 peter, ed.3, didapat;

Di opt = 13.045.09.3 q

Dimana ; Di opt = diameter dalam pipa optimal, inch

Q = kecepatan volumetrik, ikcuft det

= densitas bahan, cuftlb

Di opt = 13.045.0 1242,50157,09,3

= 2,82 in = 0,235 ft

Pemilihan Pipa

Dari tabel 11 kern, dipilih pipa commercial steel

IPS : 3 in, sch. no : 40

Diameter dalam, ID = 3,068 in = 0,2557 ft

Diameter luar, OD = 3,50 in = 0,2917 ft

Luas penampang, at = 7,38 in2 = 0,05125 ft

2

Kecepatan Aliran Linier Dalam Pipa, v

205125,0

det157,0

ft

cuft

at

qv

= 3,0634 ft/det

Bilangan Reynold, Re

det00114,0

2557,0det0634,31242,50..Re

ftlb

ftftcuftlbD

= 34441,1019

Dari fig. 126, P.141, brown, didapat e/D = 0,0006

Dari fig. 125, P.140, brown, didapat ƒ = 0,025

Menghitung Panjang Pipa (L + Le)

Panjang pipa lurus

Tangki ke pompa = 3 m

Pompa ke permukaan tanah = 1 m

Permukaan tanah ke T-01 = 13,2 m

5 Standard elbow = 80 ft

1 Gate valve = 1,7 ft

Panjang total (L+Le) = (3+1+13,2) m + (80+1,7) ft

= 17,2 m + 90,7 ft = 56,4304 ft + 90,7 ft

= 147,1304 ft

Menghitung Head Pompa, H

Persamaan Bernoully

FPgcvgcgzWs 22

Static Head, = ( 11,2 - 1 ) m x m

ft

3048,0

= 33,4646 ft

Velocity head, gv .22 =

22

22 2,32200634,3

dtk

ft

dtk

ft = 0,1457 ft

Pressure head, P =

2

2

3

2

22

det./.2,32

det/2,321242,50

144/7,14

11

lbfftlbm

ftx

ft

lbm

ft

inx

atm

inlbfatmx

= 0 ft

Friction head, F =ftxftx

ftxftx

Dg

LeLvf

2557,0det2,322

1304,147det0634,3025,0

2 2

22

=2,0962 ft

Total Head Pompa, H

H = -Ws = (33,4646+ 0,1457 + 0 + 2,0962) ft

= 35,7065 ft

Menentukan Spesifik Speed, Ns

Putaran pompa, n = 3500 rpm

Head total, H = 35,7065 ft

Debit cairan, q = 70,483 gpm

75.0

5.0

75.0

5.0

7065,352,32

2,32

483,703500

Hgc

g

gpmnNs

z

= 2011,6377 rpm

Break Horse Power, BHP

Efisiensi pompa = 59 % (Fig. 4-7, P.148, Vilbrandt)

59,0550

1242,507065,35det

157,0

550

3ft

lbft

cuft

xeff

qxHxBHP

= 0,8659 HP

Efisiensi motor = 80 % (Fig. 4-10, P.149, Vilbrandt)

HPHP

BHP 0823,18,0

8659,0

Jadi digunakan daya standar = 1,5 HP

Kesimpulan

Fungsi: Memompa bahan baku propanol C3H7OH, menuju tangki penyimpan (T-01)

Jenis : Pompa Centrifugal

Kapasitas : 70,483 gpm

Pemilihan pipa

1. Sch = 40

2. NPS = 3 in

3. ID = 0,2557 ft

4. OD = 0,2917 ft

5. a’ = 0,05125ft2

Spesifikasi pompa

1. Static head = 33,4646 ft

2. Velocity head = 0,1457 ft

3. Presure head = 0 ft

4. Friction head = 2,0962 ft

5. Head pompa = 35,7065 ft

Putaran pompa

1. kecepatan putar = 2011,6377 rpm

2. Motor standar = 1,5HP

Bahan : Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316

Jumlah : 1 buah

C.9. Reaktor 01 (RE-201)

Fungsi : Mereaksikan Propanol dan Asam Asetat dengan katalis

Asam Sulfat.

Tekanan operasi : 1 atm

Temperatur operasi : 90 oC

Konversi : 75 %

Tipe reaktor : Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB)

Alasan pemilihan :

Pada Reaktor Alir Tangki Berpengaduk suhu dan

komposisi campuran dalam reaktor selalu seragam.

Hal ini memungkinkan melakukan suatu proses

isotermal dalam reaktor.

Tekanan maksimum untuk Reaktor Alir Tangki

Berpengaduk yaitu sebesar 600 psi (40,83 atm)

sehingga masih memungkinkan melakukan reaksi

pembuatan Propil Asetat.

Pada Reaktor Alir Tangki Berpengaduk karena

volume reaktor relatif besar dibandingkan dengan

Reaktor Alir Pipa, maka waktu tinggal juga besar,

berarti zat pereaksi dapat lebih lama bereaksi di

dalam reaktor.

Fase reaksi : cair – cair

Kondisi : Isotermal

Tipe perancangan : Bejana vertikal dengan torispherical Flanged and Dished

Head sebagai tutup atas dan bawah, dilengkapi dengan

sistem pendingin dan pengaduk.

Alasan pemilihan : Dapat dioperasikan pada tekanan operasi 15 psig

(1,020689 atm) – 200 psig (13,60919 atm).

.Sistem pendingin : Jaket pendingin

Tujuan :

Menentukan volume reaktor

Menentukan diameter dan tinggi reaktor

Merancang pengaduk

Merancang sistem pendingin

H2SO4

Cat

RE-201

Gambar C.9.1 Reaktor

a. Menentukan Volume Reaktor

Reaksi pembentukan Propil Asetat:

Propanol + Asam Asetat Propil Asetat +H2O

atau dapat disederhanakan menjadi:

A + B C + D

-rA = k CACB

Fv CA0

CB0

CA1 = CA0 ( 1-XA1 )

CB1 = CB0 – CA0.XA1

= CA0 ( M-XA1 ) , dengan M = CB0 / CA0

Dimana :

FV = Kecepatan aliran volumetrik ( m3/jam )

CA0 = Konsentrasi A mula-mula (kmol/m3)

CB0 = Konsentrasi B mula-mula (kmol/m3)

CA1 = Konsentrasi sisa A di reaktor (kmol/m3)

CB1 = Konsentrasi sisa B di reaktor (kmol/m3)

XA1 = Konversi Asam Asetat di reaktor

k = Konstanta kecepatan reaksi orde 2 (gmol/liter.menit)

V = Volume reaktor (liter)

1. Menentukan Densitas Campuran dan Debit

Densitas komponen masuk reaktor ditunjukkan pada Tabel C.14.1.

Tabel 9.1 Densitas komponen masuk reaktor

Komponen Massa Wi ρi Wi/ρi kmol/jam xi μi Wi.lnμi

NE-301

RE-02

RE-201

Fv

CA1 CB1

(kg/jam) (kg/m3)

CH3COOH 2419.834 0,49 911.205 5.4E-04 40.330 0.490 0,9600 -0.591

C3H7OH 2419.834 0,49 682.615 7.3E-04 40.330 0.490 0,4400 -0,695

H2SO4 4.8396 9.9E-

04

743.467 1.3E-06 4.4E-02 6.0E-04 0,0115 5.0E-03

H2O 26.703 0,006 1687.500 3.6E-06 1.484 0,020 0,0094 -9.8E-

03

Total 4871.21 1,000

1.28E-

03 74.813 1,000 -1.291

ρmix1 =

i

iw

1

= 1 / 1,28E-03 = 781,25 kg/m3

= 62,357 lb/ft3

Fν = campurandensitas

totalmassa

= 3kg/m25,781

kg/jam21,871.4

= 5,65. 103 m

3/jam

2. Menentukan Volume dan Waktu Tinggal

Kecepatan aliran massa masuk A – Kecepatan aliran massa keluar A

+ Kecepatan aliran massa A bereaksi = Kecepatan aliran massa akumulasi

Pada keadan steady state , kecepatan aaliran massa akumulasi = 0, dan

Fv0 = Fv1 = Fv2 = Fv

Fv0.CA0 – Fv1.CA1 – rA.V = 0

Fv0.CA0 – Fv1.CA0 ( 1-XA1 ) – k1.CA1.CB1.V = 0

Fv.CA0.XA1 – k1.CA1.CB1.V = 0

Fv.CA0.XA1 = k1.CA1.CB1.V

Fv

V =

111

10

.CBCA.k

XA.CA

jika Fv

V = τ = waktu tinggal dalam reaktor maka :

τ 10101

10

XA-MCAXA1CA.k

XA.CA

τ = 1101

1

XA-MXA1CA.k

XA

CAo =

= 7,1318 kmol/m3

CBo =

= 7,1318 kmol/m3

jika M = O

0

CA

CB

sehingga M = kmol/m3 7,1318

kmol/m3 7,1318

= 1

τ = 1101

1

1

1

XA-M.XA1.CA.k

XA

Fv

V

=75,0175,01.1318,710.0245,1

75,0

5,655

V3

1

=3

1

10.4145.1

75,0

655,5

V

V = 2998,4093 m3

τ = 530,222 x 10-3

jam = 0,53 jam = 31,8 menit

Fv

BMm )/(

Fv

BMm )/(

3. Menentukan Diameter dan Tinggi Reaktor

a. Diameter Dalam Shell (Di)

VL, total = 4

HD L2i +

4

2 sfDi + 0,000076 3

iD

Keterangan :

Di = Diameter dalam shell,ft

HL = Tinggi cairan, ft

Diambil perbandingan tinggi cairan terhadap diameter dalam shell

standar dan tinggi sf adalah :

HL = Di (Geankoplis, 1993)

sf = 2 in = 0,167 ft

Vtotal = 4

Dπ 3

i

4

Dπ 2i sf 3

iD000076,0

Diperoleh Di = 4,994 ft = 59,934 in

Maka tinggi cairan adalah :

HL = Di = 4,994 ft = 59,934 in = 1,522 m

Diameter dalam shell standar adalah :

Di = 60 in = 5 ft = 1,524 m (Brownell & Young, 1959:45)

Menghitung Tekanan Desain

Tekanan operasi (Pops) = 1 atm (14,696 psi)

Phidrostatik = 144

Hg

g.ρ L

cmix

Keterangan :

g = Percepatan gravitasi = 32,174 ft/s2

gc = Faktor konversi percepatan gravitasi = 32,1740 gm.cm/gf.s2

Phidrostatik = 2,163 psi

Tekanan desain adalah 5 - 10% di atas tekanan kerja normal (Coulson,

1983). Tekanan desain diambil 10% atau 1,1. Jadi, tekanan desain adalah

:

Pdesain = 1,1 (Poperasi + Phidrostatik)

= 1,1 (44,088 + 2,163) psi

= 50,876 psi = 3,462 atm

b. Bahan Konstruksi

Material = Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316

(Brownell:251)

Alasan = Sesuai digunakan untuk tekanan tinggi dan diameter

besar.

f = 18.750 psi

C = 0,25 in

E = 0,85

c. Menghitung Tebal Shell

(Brownell & Young, 1959:45)

Keterangan :

ts = Tebal shell (in)

P = Tekanan operasi (psi)

f = Allowable stress (psi)

ri = Jari-jari shell (in)



ts = 25,0 50,876 0,6 - 0,85 750.18

)30( 50,876

= 0,346 in (digunakan tebal standar 0,375 in = 0,031 ft)

d. Diameter Luar Shell (ODs)

ODs = ID + 2. ts

= 60 in + 2 (3/8 in)

= 60,750 in

= 5,063 ft

= 1,543 m

e. Menentukan tinggi reaktor

Tinggi total reaktor = tinggi shell (Hs) + (2 x tinggi tutup)

1. Tinggi Shell (Hs)

Volume desain reaktor merupakan penjumlahan volume shell,

volume head atas dan bawah.

Vr = Vshell + Vhead atas + Vhead bawah + Vstraight flange

101,124 ft3 =

4

HDπ s

2

i + 4

Dπ2

2i sf

+ (2 0,000076 3

iD )

Hs = 4,816 ft

Diambil Hs= 5 ft = 60 in = 1,524 m

2. Tinggi Tutup (OA)

OA = th + b + sf

Keterangan :

b = Depth of dish (inside), in

th = tebal torispherical head, in

sf = straight flange, in

OD

ID

AB

icr

b

a

t

r

OA

sf

a. Menghitung Tebal Head

CPEf

VDPt

.2,0..2

..

(B &Y ,pers. 7.77,1959)

)2(6

1 2kV

(Brownell & Young, pers. 7. 76, 1959)

Keterangan :

V = stress-intensification factor

k = ,b

amayor-to-minor-axis ratio

a = 2

iD=

2

60= 30 in

b = 154

60

4

iD in

k = 215

30

V = 1)22(6

1 2

t = 25,02,0 876,5085,0 750.18 2

15 50,876 x

= 0,258 in

Digunakan tebal plat standar = 0,28 in

Gambar C.9.2. Hubungan dimensi torispherical Flanged and Dished Head

b. Tinggi Tutup (OA)

Tinggi head and bottom torrispherical adalah :

OA = th + b + sf

= 0,28 in + 15 in + 2 in

= 17,280 in

= 1,440 ft = 0,439 m

3. Tinggi Cairan (HL,s)

Tinggi cairan di shell (HL,S) = HL – OA

= 60 in – 17,280 in

= 42,720 in

= 3,560 ft = 1,085 m

4. Menghitung Tinggi Total Reaktor

Tinggi total reaktor = tinggi shell (Hs) +

OAataututuptinggi2

= 5 ft + (2 1,440 ft)

= 7,880 ft = 2,402 m

5. Desain Sistem Pengaduk

a. Dimensi Pengaduk

Digunakan impeller dengan jenis :

Jenis : 6 flat blade open turbin

Dasar pemilihan : Sesuai dengan pengadukan larutan

dengan viskositas (Geankoplis 1993,3rd

ed : 143 ).

Perancangan pengadukan berdasarkan Geankoplis, 1993 tabel

3.4-1 :

1. Menentukan Diameter Pengaduk

DVessel = 60 in

3D

D

i

Vessel

Di = 20 in = 0,508 ft = 1,667 m

2. Menentukan Tebal (ti) dan Lebar (W) Pengaduk

ti = 0,2 Di (Brown, 1950)

ti = 0,333 ft = 0,102 m = 0,556 4,000 in

W

Di

= 8 (Gean Koplis, 1993)

W = 2,50 ft = 0,064 m = 0,208 ft

3. Menentukan Lebar Baffle, J

J = 12

DVessel

J = 5 in = 0,127 ft = 0,417 m

4. Menentukan Offset Top dan Offset Bottom

Berdasarkan Wallas (1990 : 288)

Offset top = 6

J = 0,833 in = 0,069 ft

= 0,021 m

Offset Bottom = 2

iD= 10 in = 0,833 ft

= 0,254 m

b. Menentukan Jarak pengaduk Dari Dasar Tangki (Zi)

3,1Di

Zi

(Brown, 1950)

Zi = 26 in = 0,660 m = 2,167 ft

c. Menentukan Jumlah Pengaduk, Nt

Menurut Dickey (1984) dalam Walas 1990 hal. 288, kriteria jumlah

impeller yang digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio

ketinggian liquid (HL) terhadap diameter tangki (D).

Diketahui bahwa :

Dt = 5 ft

HL = 5 ft

HL /D = 1

µ liquid = 0,7720 cP

Tabel.9.3. Pemilihan Jumlah Impeller

Viscositas,cP Max

Jumlah Impeller Clearance

h / D Lower Upper

<25.000 1,4 1 h/3 -

<25.000 2,1 2 D/3 (2/3)h

>25.000 0,8 1 h/3 -

>25.000 1,6 2 D/3 (2/3)h

Rasio h/D maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah

1,4 untuk viscositas liquid <25.000 cP dan rasio h/D= 1 maka

jumlah impeller yang digunakan sebanyak 1 buah.

d. Menentukan Putaran Pengadukan

Kecepatan putaran motor standar yang tersedia secara komersil adalah 37, 45,

56, 68, 84, 100, 125, 155, 190 dan 320 rpm. (Walas, 1990)

Digunakan putaran motor 155 rpm = 2,583 rps

ρmix = 998,823 kg/m3 = 62,357 lb/ft3 lb/ft3

Viskositas campuran diprediksi dengan persamaan 3.107, Perry’s Chemical

Engineering Handbook, 6th ed, p.3-282):

ln μmix = Σ (wi.ln μmix) = -0,588

μmix = 0,772 cp = 0,001 kg/m.s

NRe = mix

mixI ND ..2

(Geankoplis,Pers.3.4-1, 1978)

= 0,001

823,9892,5830,5082 xx

= 862.584,570

Dari Figur 10.6 Walas halaman 292 untuk six blades turbine, Np = 5

Kebutuhan teoritis:

P = 17,32550

.. 53

x

DNN imixp(Geankoplis,Pers.3.4-2,1978)

= 17,32550

x1,6672,583357,265 53

x

xx

= 3,907 hP

e. Daya yang hilang (gland loss)

Hilang (gland loss) = 10 % daya teoritis (MV. Joshi)

= 0,1 x 3,907 hP = 0,391 hP

f. Menghitung daya input

Daya input = kebutuhan daya teoritis + hilang (gland loss)

= 3,907 hP + 0,391 hP

= 4,298 hP

g. Efisiensi motor (ç)

Berdasarkan fig. 4-10, vilbrandt,F.C., 1959, diperoleh:

)17,32550(

...53

x

DNN Imixp

Efisiensi motor (ç) = 80 %

P = 4,298x 80

100hP = 5,372 hP

f. Menentukan Kebutuhan Daya

Menurut Walas sebagai panduan untuk sistem liqiud– liquid, daya pengadukan

yang dibutuhkan adalah sekitar 5 hp / 1000 gallon liquid.

Volume cairan, VL = 2,3864 m3

Volume cairan, VL = 630,4030 gal

maka daya yang dibutuhkan adalah

P = 1000

5X630,4030 = 3,1520 hp

P = 1733,6083 ft.lbf/s

Kecepatan putaran,

N =

N = 2,4049 rps

N = 144,2953 rpm

Oleh karena itu pemilihan kecepatan putaran impeller dapat

digunakan.

g. Panjang Batang Sumbu Pengaduk (axis length)

axis length (L) = tinggi total tangki + jarak dari motor ke bagian atas bearing –

jarak pengaduk dari dasar tangki

Tinggi total tangki = 7,880 ft

Jarak dari motor ke bagian atas bearing = 1 ft

Jarak pengaduk dari dasar tangki (ZI) =2,167 ft

axis length (L) = 7,880 ft + 1 ft – 2,167 ft

= 6,713 ft (2,046 m)

h. Diameter Sumbu

d3 =

16 x Zp

Menghitung Tm

Dari M.V Joshi, Pers. 14.10, hal 400, Tm= (1,5 or 2,5) x Tc

Digunakan Tm = 1,5 Tc

Tc = Nxπx2

60x75xP

(M.V. Joshi, Pers. 14.8:400)

Keterangan :

Tc = Momen putaran, kg.m

P = Daya, Hp

N = Kecepatan putaran, rpm

Tc = 155xπx2

60x75,372x5 = 24,822 kg-m

Tm = 1,5 x 24,822 kg-m = 37,232 kg – m

Menghitung Zp

Zp = s

m

f

T (Pers.14.9, M.V. Joshi)

Keterangan :

Tm = Torsi maksimum

P = Shear stress

fs = Section of shaft cross section

Material sumbu yang digunakan adalah commercial cold rolled

steel.

Axis shear stress yang diizinkan, fs = 550 kg/cm2

Batasan elastis pada tegangan = 2.460 kg/cm2

Zp = 550

37,232= 6,770 cm

Menghitung diameter sumbu (d)

Zp = 16

d . 3

d3 =

16 x Zp=

14,3

16 x 6,770

d = 3,255 cm

Digunakan diameter sumbu (d) = 4 cm

Cek tegangan yang disebabkan oleh bending moment

Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent

adalah

f = Zp

Me=

32

d

Me3

1. Menghitung Bending Moment

Me = Bending moment equivalent

Me = 2

m2 TMM

2

1

M = Fm x L

Fm = bRx0.75

Tm (Pers.14.11, M.V. Joshi)

Keterangan :

Fm = bending moment (kg)

Rb = Jari-jari impeller = ½ Di

= ½ x 0,847 m = 0,423 m

Fm = 254,0x0,75

m-kg 37,232 = 195,446 kg

L = Panjang axis = 2,046 m

M = 195,446 kg x 2,046 m

= 399,925 kg-m

Me = 2

m2 TMM

2

1

= 22 925,399925,399925,993

2

1

= 400,790 kg-m

2. Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent

f =

32

d

Me3

= = 6.378,765 kg/cm

2

Diameter sumbu

Karena f > batasan elastis dalam tegangan (6.378,765 > 2.460)

maka diameter sumbu yang direncanakan memenuhi, yaitu d = 4

cm.

4. Perhitungan Jaket Pendingin

a. Kebutuhan pendingin

Massa Pendingin = 933 kg/Jam = 2.057,679 lb/Jam

Sifat air pada suhu rata-rata:

ρ = 1.015,958 kg/m3 = 63,424 lb/ft

3

μ = 0,001 kg/m.s = 1,69 x 10-4

lb/ft.Jam

Cp = 4,180 kJ/kg.K = 0,736 Btu/lboF

k = 0,580 W/m.K = 0,335 Btu/ft.oF.Jam

b. Luas Perpindahan Panas yang Dibutuhkan

Dari Tabel.8. Kern didapatkan Overall heat transfer UD dengan hot fluid

adalah aqueous solutions dan cold fluid adalah water dengan UD: 250-500

Btu/j.ft2.F.

Dipilih :

UD = 300 Btu/jam.ft2.oF

Diketahui :

Q = 58.576,3489 kJ/jam

= 55.519,666Btu/jam

ΔTlmtd = 184,170 oF

A = lmtdD TxU

Q

A = 170,184300

58.576,348

= 1,005 ft2

c. Luas Perpindahan Panas yang Tersedia

A = luas selimut reaktor + luas penampang bawah reaktor

A =2

4.. oLo DHD

Diketahui:

Do = 1,543 m

= 5,062 ft

HL = 1,524 m

Sehingga:

A = 2543,1

4

π)524,1543,1(π

= 9,258 m2 = 99,650 ft

2

Akebutuhan < Atersedia (0,888 ft2 < 99,650 ft

2)

Sehingga jaket pendingin bisa digunakan.

d. hi (Koefisien Transfer Panas dalam Reaktor)

Koefisien transfer panas pada dinding bagian dalam untuk jacketed vessel

ditentukan dengan pers.4.13-1 Geankoplis, untuk pengaduk tipe flat blade

turbin:

14,0

3/13/274,0w

NprNrek

Dthi (pers.4.13-1 Geankoplis)

Keterangan :

Dt = inside diameter tangki, ft

Da = diameter pengaduk, ft

N = kecepatan putaran pengaduk, rev/hr

Npr = Bilangan Prandtl

Nre = Bilangan Reynold

karena T wall = T liquid dalam reaktor maka

14,0

w

= 1

Tabel 9.4. Data Kapasitas Panas

BM rata-rata = 101,508 kg/Kmol

Cp = 1,8507 kj/kg.K

Cp = 0,442Btu/lbm.oF

Konduktivitas campuran dihitung dengan metode Bretsnajder (1971).

(Pers.8.14 Couldson, 1983)

k = 3,56 x 10–5 Cp

Dimana:

k : konduktivitas termal pada temperatur 140 oC

M : berat molekul

Cp : kapasitas panas spesifik temperatur 140 oC

ρ : densitas cairan pada temperatur 140 oC

Tabel. 9.5. Data Konduktivitas Termal

Komponen kg/jam wi i 140

oC

(kg/m3)

Cpi

(kJ/kg K)

ki,

W/m.K

wi x ki

Propanol 269,6169 0,036 1.201,041 10,1271 0,908 10,1271

3,272E-

2

Asam

Asetat 1.516,5951 0,202 727,614 59,6523 2,128 59,6523

4,314E-

1

NaOH 5.682,333 0,759 899,195 117,801 4,979 117,8019 3,7814

H2SO4 11,153 0,0015 1.077,967 0,2187 0,018 0,2187

2,781E-

5

Propil

Asetat 2,790 0,0004 913,881 0,0614 0,004 0,000

1,567E-

6

Total 7.482,488 5,073 4,2456

Kmix = 4,2456 W/m.K

Npr =

= 3,71E-05

NRe =

NRe =

= 862.584,570

k

Dthi= 216,485

..2 NDa

0,001

998,8232,583x 0,5082 x

T

TreffpdTC

hi = 603,093 Btu/Jam.ft2.oF

NRe =

vi = 0,287 m/s

hio (Koefisien Transfer Panas dalam Jacket)

hio = hi x ID/OD

= 603,093 X ( 5 / 5,063)

= 595,648 Btu/Jam.ft2.oF

( pers. 12-30 McCabe)

Dimana

D = De

K = Konduktivitas termal air pendingin

Volume jaket =

= 933/1.015,958 = 0,919 m3 = 32,443 ft

3

Vtotal =

-

32,442 =

Dj = 5,816 ft

..2 vD

14,0

318,0

023,0w

bprrenu NN

k

DhN

2j

0,000076xDxsf

2

2

jD

x4

πj

xZ2xDj4

π

2sD0,000076xOxsf

2

2

sODx

4

πj

xZ2

sxOD4

π

2j

0,000076xDx0,167

2

2

jD

x4

π x52xDj

4

π

2,0630,000076x5x0,167

2

2

5,063x

4

πx52x5,063

4

π

D = De = reaktor

reaktorbaru

OD

ODD 22

= 5,063

063,5816,5 22

= 1,618 ft

= 0,493 m = 19,421 in

Npr =

= 0,335

1,69x100,736 -4x

= 3,71x10-4

14,0

3/18,0023,0w

NprNrek

Dehio

3/14-8,0 3,71x10023,00,335

618,1648,595Nre

NRe = 63.282.657,567

NRe =

vo = 103,955 ft3/Jam = 0,029 ft

3/s

e. Menghitung Clean Overall Coefficient, Uc

UC = oio

oio

hh

hh

= 648,595093,603

648,595093,603

= 299,6737 Btu/hr.ft2.oF

f. Menghitung Design Overall Coefficient, UD

k

cp

D

Nre

Rd = 0,001 hr.ft2.oF/btu (Tabel 8. Kern, 1965)

Ud

1 = Rd

Uc

1

= 001,0299,6737

1

= 0,004

Ud = 230,576 Btu/hr.ft2.oF

g. Menghitung Tebal dan Lebar Jaket

Lebar jaket = 0,5 (Dj – Dt)

= 0,5 (5,816 ft – 5,063 ft)

= 0,377 ft = 0,115 m = 11,478 cm

Material = Carbon Steel SA 283 Grade C

Alasan = Sesuai digunakan untuk tekanan tinggi dan diameter besar.

f = 12.650 psi

C = 0,25 in

E = 0,85

rj = 2,908 ft = 34,894in

Tebal jaket (tj) =

= 0,298 in (digunakan tebal standar 3/8 in)

Tabel 9.6. Spesifikasi RE –20

Alat Reaktor

Kode RE-201

Fungsi

Tempat mereaksikan Asam Asetat dan

Metanol dengan menggunakan katalis

Asam Sulfat

Jenis

Continuous Stirred Tank Reactor (CSTR)

Bahan Konstruksi SA 167 Grade 11 type 316

Kapasitas 2,864 m3

Dimesi OD 1,543 m

Htotal 2,402 m

Tebal shell 0,375 in

Tebal head 0,28 in

Tebal Jacket 0,375 m

Jenis Impeller Six flat blade turbin

Jumlah Impeller 1 buah

Power 3,15 Hp

Overall heat-transfer 230,576 Btu/jam.ft2.oF

Coefficient

Neutralizer (NE-101)

Fungsi : Menetralkan H2SO4 dengan NaOH pada campuran hasil

keluaran Reaktor sebagai umpan ke Dekanter.

Tipe Alat : Tangki silinder berpengaduk

Bahan Konstruksi : Stainless steel SA-167 Grade 11 tipe 316.

Gambar.C.12.1. Tangki Silinder Berpengaduk

Campuran Hasil

Netralisasi

NaOH Cair

a. Persamaan reaksi

Reaksi penetralan asam sulfat dengan natrium hidroksida

H2SO4 (aq) + 2 NaOH (aq) Na2SO4 (aq) + 2 H2O (l)

Asam Sulfat Natrium Hidroksida Natrium Sulfat Air

b. Desain Mekanis

Tabel.C.12.1. Hasil perhitungan densitas campuran bahan.

Komponen Fi

(kg/jam)

wi (%

massa)

ρi

(kg/ m³)

wi / ρi

Asam Asetat 241.8388 0.0545

1027.44898

6 5.30923E-05

Propanol 241.8388 0.0545

788.230293

5 6.92052E-05

Propil Asetat 3326.3834 0.7503

866.387675

5 0.000866015

H2SO4 4.3971 0.0010 1814.45281 5.46617E-07

Air 613.7119 0.1384

1013.63813

2 0.000136567

NaOH

Air dari

NaOH 3.5894 0.0008 1913.95612 4.2302E-07

Total 4433,3748

1.0000 0,001126209

Densitas campuran

ρmix =

iiw /

1

ρmix = 0,0011

1

ρmix = 887,9344 kg/m³

= 55,4301 lb/ft3

Menentukan laju alir volumetrik

Fv = mix

iF

Fv = 887,9344

4433,3748

Fv = 4,99291 m3/jam

Keterangan:

ρmix = densitas campuran (kg/ m³)

Fi = laju alir massa (kg/jam)

Fv = laju alir massa (m³ /jam)

c. Perancangan Bejana Netralizer

1. Menentukan Volume Cairan

Waktu tinggal : 10 menit (Arthur Chan, 2004)

τ = o

cairan

V

V

Dimana Vo = Fv, maka:

Vcairan = Fv × τ

Vcairan = 6,99291 m3/jam × 0,1667 jam

Vcairan = 0,832151 m3

= 29,3528 ft3

Keterangan:

τ = waktu tinggal (jam)

Vcairan = volume cairan dalam netralizer (m3)

Vo = Fv = laju alir massa (m3/jam)

Maka volume cairan

Over design factor : 20 % (Peter and Timmerhaus, 4rd ed. pp.37)

Vdesain = 1,2 x VL

= 1,2 x 0,83215 m3

= 0,99858 m3

= 35,22333 ft3

Vnetralizer = VL, shell + Vdh,b + Vsf,b

VL,shell = volume cairan dalam shell

= 4

HD L2i

Vdh = volume dish head dalam satuan ft3dan Di , (diameter shell

bagian dalam satuan inchi) Eq.5.11 daat dituliskan

= 0,000049(Di)3 (B & Y, Pers 5:88)

Vsf = volume straight flange

= 4

sfD 2i

sehingga,

VL = 4

HD L2i + 0,000049(12Di)

3 +

4

sfD 2i

sf = 2 in = 0,1667 ft

Diambil HL = Di (Mc Cabe, 1985; Geonkoplis,1994; Walas,1988;

Brownell, p43, 1959)

30.6934 ft3 =

4

D3i + 0,000049(12Di)

3 +

4

)1667,0(2

iD

Di = 3,0757 ft = 0,9375 m = 36,9086 in

HL = 3,0757 ft = 0,9375 m = 36,9086 in

2. Tekanan desain

Poperasi = 1 atm = 14,6959 psi

Phid. = 144

hg

g. L

cmix

ρmix = 887,9344 kg / m3

= 55,4301 lb/ft3

Keterangan :



Phid. = 144

3,0757x1x 55,4301 3 ftft

lb

= 1,1839 lb/in2 = 1,1839 psi

Tekanan desain 5 -10 % diatas tekanan kerja normal (Couldson, vol.6,

1983, pp.637)

Tekanan desain diambil 10 % diatasnya.

Pdesign = 1,1 (Poperating + Phid.)

= 1,1 ( 14,6959 psi + 1,1839 psi)

= 17,46782 psi

3. Ketebalan Dinding Bejana

Ketebalan dinding shell :

CpEf

rpt

d

id

s).6,0.(

. (Brownell, 1959, pers.13.1:254)

dengan :

ts : ketebalan dinding shell, in

pd : tekanan desain, psi

di : diameter shell bagian dalam , in

f : nilai tegangan material, psi (Brownell, 1959, App. D, p 335)

digunakan material SA-167 Grade11 Type 316, f = 18.750 psi

(pada 104 °F)

E : efisiensi sambungan, dengan radiograp (spot) : 0,80

Jenis sambungan las : single-butt weld dengan backing stripe

(Brownell, 1959 .Tabel 13.2)

C : korosi yang diizinkan (corrosion allowance) = 0,125 in

ri = Di/2 = 36,9086 in / 2 = 18,4543 in

ts = inpsipsi

inpsi125,0

) 17,4678x6,080,0x18750(

4543,18x 17,4678

= 0,1465 in 0,1875 in

Digunakan tebal dinding standar: ts = 3/16 in = 0,1875 in

Ketebalan torisherical head

C)p2.0Ef2

Wrpt

d

cdd

(Brownell, 1959 pers.7.77)

l

c

r

r3

4

1W (Brownell, 1959 pers.7.76)

Keterangan :

W : stress-intensification factor for torispherical dish

rc : crown radius = dish radius, in

ri : knuckle radius = inside corner radius, in

OD = ID + 2 ts

= 36,9086 in + (2 x 0,1875) in

= 37,2836 in

Dari tabel 5.7 Brownell dan Young, untuk OD 40 in diperoleh r= 40 in

dan ricr = 2,5

W = 5,2

403

4

1

= 1,750

td = inpsipsix

inpsi125,0

17,4678x2,080,0x187502

750,1x40x 17,4678

= 0,1658 in (digunakan tebal head standar = 3/16 in = 0,1875 ft)

Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh sf = 12

1 - 2 in.

Digunakan straight flange (sf) = 2 in (Brownell & Young, table 5.8:93)

4. Tinggi Bejana

Tinggi shell, Hs = 3,0757 ft

Tinggi dish, dihitung dengan dimensi berikut:

OD

ID

AB

icr

b = tinngi

dish

a

t

r

OA

sf

C

Gambar 12.2. Hubungan dimensi untuk flanged and dish heads (Brownell

and Young, Tab. 5.8:87)

` AB = )icr(2

ID

= )5,2(2

36,9086in

in

= 15,9543 in

BC = r – (icr)

= 40 in - 2,5 in

= 37,5

b = 22 )AB()BC(r

= 40 in 22 ) 15,9543()5,37(

= 6,0631 in

tinggi dish ;

HD = OA = td + b + sf

= 0,1685 in + 6,0631 in + 2 in

= 8,2289 in

Tinggi total Netralizer =2xtinggi tutup (HD) +tinggi shell (Hs)

1,30,75D

Z

I

I

= (2 x 8,2289 in )+ 36,9086 in

= 53,3680 in

5. Desain Sistem Pengaduk

DI

B a

f f

l e

B a

f f

l

e

ZI

H

tI

J

Dt

Dd

W

Gambar 12.3. Basis perancangan tangki berpengaduk

a. Dimensi Pengaduk

Digunakan impeler dengan jenis :Disc six flat -blade open turbin dengan

geomerti: (Genkoplies, table 3.4-1)

(Brown, 1950)

(Brown, 1950)

12J

D t (Wallas, 1990)

8W

D I (Geankoplis, 1993)

3

1

D

D

t

I

J0,150,1C (Geankoplis, 1993)

II D0,2t (Brown, 1950)

J0,5t b (Brown, 1950)

ID2

11Offset (Wallas, 1990)

J6

12Offset (Wallas, 1990)

Dd = 2/3 DI (Geankoplis, 1993)

Keterangan :

DI = Diameter impeller, m

Dt = Diameter tangki, m

ZI = Tinggi impeller dari dasar tangki, m

J = Lebar baffle, m

W = Lebar impeller, m

C = Clearence atau gap antara baffle dengan dinding, m

Dd = Diameter batang penyangga impeller, m

tI = Tebal impeller, m

tb = Tebal baffle, m

Offset 1 = Jarak baffle dari dasar tangki, m

Offset 2 = Jarak baffle dari permukaan cairan, m

Jadi, dimensi pengaduk adalah :

DI = (1/3) 36,9086 in = 12,3029 in = 0,3125 m

ZI = 1,3 12,3029 in = 15,9937 in = 0,4062 m

J = (1/12) 36,9086 in = 3,0757 in = 0,0781 m

W = (1/8) 12,3029 in = 1,5379 in = 0,0391 m

C = 0,15 3,0757 in = 0,4614 in = 0,0117 m

tI = 0,2 12,3029 in = 2,4606 in = 0,0625 m

tb = 0,5 3,0757 in = 1,5379 in = 0,0391 m

Offset 1= (1/2) 12,3029 in = 6,1514 in = 0,1562 m

Offset 2= (1/6) 3,0757 in = 0,5126 in = 0,0130 m

Dd = 2/3 12,3029 in = 8,2019 in = 0,2083 m

Panjang baffle = HL,s – (Offset 1 + Offset 2)

= (37,2836) in – (6,1514 + 0,5126) in

= 30,2445 in

b. Daya Motor

Densitas cairan, ρmix = 887,9344 kg/m³

= 55,4301 lb/ft3

Viskositas campuran diprediksi dengan persamaan Arrhenius

(Viswanath, et all; 2007, viscosity of liquids theory, Estimation,

Experiment, and data; hal 428 eq.5.28).

Viskositas campuran menggunakan persamaan Arrhenius :

log (μcampuran) = x1.log μ1 + x2.log μ2 + ... + xi log μi

Tabel C.12.2 Komponen masuk Netralizer

Komponen

Laju Alir

Massa

(kg/jam)

Fraksi

mol, xi

Viskositas,

μi (cP) xi x log μi

Propanol 241.8388 0.0545 0.93154 -0.001680043

As.Asetat 241.8388 0.0545 1.395324 0.007891961

Propil Asetat 3326.3834 0.7503 0.446022 -0.263089826

H2SO4 4.3971 0.0010 14.13464 0.001140865

Air 613.7119 0.1384 0.663454 -0.02466675

NaOH 3.5894 0.0008 2.804509 0.000362604

Total 4433,3748 1,0000 0,9168

log μmix = Σ xi . log μmix

= -0,2801

μmix = 0,5247 cp

= 5,2468 x 10-4

kg/m .s

Jumlah pengaduk yang dibutuhkan (Rase, 1977) :

n = WELH / ID

WELH = water equivalent liquid height.

WELH = tinggi cairan x sp.gr

densitas air pada 4oC = 1046,397238 kg/m3

densitas larutan = 1122,4554 kg/m3

spesifik gravity = ρlarutan/ ρair

= 887,9344 / 1046,397

= 0,8486

WELH = 0,8486 ft x 3,0757 = 2,6099 ft

Jumlah pengaduk, n = 2,6099 ft / 3,0757 ft = 0,8486 ≈ 1

diperlukan 1 buah pengaduk.

2

600

..14,3

.2

NDi

Di

WELH (Rase 8.8)

600..14,3

.25,0

Di

DiWELHN

600.1,025214,3

1,0252 . 2 6099,25,0

xN

= 210,274 rpm

= 3,5045 rps

Keterangan :

WELH = Water Equivalent Liquid Height, ft

WELH = ZL x specific gravity of liquid

Di = Diameter pengaduk, ft

N = Kecepatan pengadukan, rpm

Kecepatan putar pengaduk, N, (Rase, 1977) :

Bilangan reynold,

NRe =mix

Imix ND2

= smkgx

rpsm

./10 5,2468

)5046,3()3125,0()kg/m (887,93444

23

= 5,7916 x 105

Angka daya,

Np = 3 (gambar 10.6 Walas, 1988)

Kebutuhan daya teoritis :

P = 53... Imixp DNN

= 533 )3125,0(x)5046,3(xkg/m 9344,887x3 m

= 341,6654 J/s

= 0,4582 hp

Hilang (gland loss) = 10 % x 0,4582 hp

= 0, 0458 hp (M.V. Joshi, gland loss 10 % dari

daya teoritis )

Daya input = 0,4582 hp + 0,0458 hp = 0,5040 hp

Hilang sistem transmisi = 20 % x 0,5040 hp = 0,1008 hp

Daya total = 0,1008 hp + 0,5040 hp = 0,6048 hp

Efisiensi motor = 80 %

Motor yang digunakan = 0,7560 hp

Tabel C.12.3. Spesifikasi Alat NE – 301

Fungsi Tempat penetralan H2SO4 dengan NaOH pada

campuran hasil keluaran reaktor

Kode Alat NE-301

Tipe Tangki berpengaduk

Dimensi Tinggi Vessel = 53,3680 in

IDs = 37,2836 in

Tebal shell = 3/16in

Tipe Head = Torispherical

Tebal head = 3/16 in

Tipe pengaduk = Disc six flat-blade open

turbine

Jumlah pengaduk 1 buah

Kapasitas 39,3089 ft3

Power motor 1,3583 Hp

MENARA DISTILASI

Fungsi : Memisahkan CH3COOC3H7 dari campurannya

Jenis : Menara dengan Sieve Tray

Massa Masuk

Komponen Massa masuk

(kg/jam)

Mol

(kmol/jam)

Fraksi Mol

C3H7OH 19984,67704 332,52374 0,671

CH3COOC3H7 13705,4997 134,1965 0,271

H2O 513,6097 28,5197 0,0575

Total 34203,78664 495,24004 1

Massa Keluar

No. Komponen

Produk Atas Produk Bawah

kg/jam Fraksi Mol kg/jam Fraksi Mol

1. C3H7OH 13002,5591 0,98 0.005 0,02

2. CH3COOC3H7 131,6022 0,01 1275 0,98

3. H2O 26,1055 0,002

13160,2668 21043,52

Menentukaan kondisi operasi di Menara Distilasi

1. Kondisi Operasi Atas

Persamaan Antoine :

Ln P0 = A -

C T

B

K = P

P0

y = K.x

Konstanta persamaan Antoine (Reid, 1987)

Komponen A B C

C3H7OH 17,5439 3166,38 -80,15

CH3COOC3H7 16,2291 2980,47 -64,15

H2O 18,3036 3816,44 -46,13

Kondisi operasi atas menara terjadi pada keadaan Dew Point digunakan

kondensor total sehingga XD = Yi. Pada keadaan Dew Point (titik Embun)

maka ∑xi = ∑ yi / Ki = 1,00.

Dicoba P operasi, sehingga ∑x = 1

P = 760 mmHg

Trial T = 97,40120C = 370,4012 K

Komponen Fraksi Mol (y) P0

(mmHg)

K x = y/K = klk/khk

C3H7OH 0,988 761,1263 1,001481 0,98654 1,2131

CH3COOC3H7 0,01 663,1442 0,82556 0,01146 1

H2O 0,002 688,3635 0,90574 0,00221 1,097121

1,00021

1

Diperoleh kondisi opersi :

Suhu atas menara = 370,4012 Kelvin

= 97,4012 oCelcius

Tekanan atas menara = 760 mmHg

2. Kondisi Operasi Bawah

Kondisi operasi bawah menara terjadi pada keadaan bubble point ( titik didih).

Pada keadaan bubble point (titik didih) maka ∑ Yi = ∑ ki . Xi = 1,00

Asumsi P bottom = 988 mmHg

Trial T = 1110C = 384 K

Komponen Fraksi Mol (x) P0 mmHg K y= K.x = klk/khk

C3H7OH 0,02 1240,208 1,55271 0,0251 1,5295

CH3COOC3H7 0,98 1003,013 1,01519 0,9948 1

1,01 1

Diperoleh kondisi opersi :

Suhu bawah menara = 384 Kelvin

= 111 oCelcius

Tekanan bawah menara = 988 mmHg

3. Kondisi operasi Umpan

P = 760 mmHg

Trial T = 1000C = 373 K

Komponen Fraksi Mol (x) P0 mmHg K Y = K.x =

klk/khk

C3H7OH 0,671 838,4937 1,10328 0,7403 1,1650

CH3COOC3H7 0,271 719,7338 0,94702 0,2566 1

H2O 0,0575 755,884 0,9946 0,0572 1,0502

1 1,05

Kondisi operasi Umpan :

Suhu Umpan menara = 373 oKelvin

= 100 oCelcius

Tekanan Umpan menara = 760mmHg

Menentukan jumlah plate

rata-rata = lk-hk =

top = khk

klk =

82556,0

001481,1 = 1,2131

bottom = khk

klk =

0151919,1

552713,1= 1,5295

rata-rata = 5295,12131,1 x = 1,3621

Fxhk

xlk =

271,0

671,0 = 2,476

Dari grafik hubungan Fxhk

xlk Vs rata-rata diperoleh = 1,06

Rmin + 1 = i

ii XD.

= 06,12131,1

988,02131,1 x +

06,11

01,01x +

06,109712,1

002,009712,1 x

= 7,8285 + (-0,1667) + (0,0591)

= 7,712

Rmin = 6,7212

Syarat untuk air pendingin , R/Rmin = 1,2 – 1,3

N/Nmin = 1,8 – 2,5

Diambil R/Rmin = 1,3

R = 1,3 x 6,7212

= 8,7376

1 R

Rmin - R =

17376,8

7212,67376,8 = 0,2071

Dari kurva Gillilland diperoleh 1 N

Nmin - N = 0,44

Nmin = hk-lk

BD

log

xlk

xhk

xhk

xlk log

= 3621,1log

02,0

98,0

0,01

0,988 log

= 27,4568

1 N

Nmin - N = 0,44

1 N

27,4568 - N = 0,44

N – 27,4568 = 0,44 N + 0,44

N = 49,8127

N/Nmin = 1,8 – 2,5

4568,27

8127,49 = 1,814 (masuk range)

Karena menggunakan kondensor total dan reboiler partial, maka :

Jumlah plate teoritis (Nt) = N + 1

= 49,8127 + 1 = 49,8127 plate

Menentukan Plate actual dan letak umpan

N = Jumlah plate teoritis pada seksi rectifiying

M = Jumlah plate teoritis pada seksi stripping

)1(

1

M

N =

BF

FD

xlk

xhk

xhk

xlk

xlk

xhk

xhk

xlk

log

log

=

02,0

98,0

271,0

671,0log

671,0

271,0

01,0

988,0log

= 0,7682

)1(

1

M

N = 0,7682 N + M = 49,8127

M = 49,8127 - N

(N + 1) = 0,7682 (M +1)

N + 1 = 0,7682 M + 0,7682

N + 1 = 0,7682 ( 49,8127 – N ) + 0,7682

N = 21,5102

M = 28,3025

Perhitungan efisiensi plate

Dari fig 14 Kern didapat harga masing-masing komponen pada T = 1000C

C3H7OH = 0,38 cP

CH3COOC3H7 = 0,17 cP

H2O = 0,21 cP

ave = ( Xi. I )umpan

= (0,671 x 0,38) + (0,271 x 0,17) + (0,0575 x 0,21)

= 0,31255 cP

( ave) ( ave) = (1,3621).(0,31255.10-3

)

= 4,25.10-4

Dari fig 6-25 Treybal ed-3 didapat Efisiensi plate (E0) = 65%, maka diperoleh plate

actual:

Seksi Rectifiying = 65,0

5102,21 = 33,093 34 plate

Seksi Stripping = 65,0

3025,28 = 43,5423 44 plate

Menentukan Diameter Atas Menara

P = 760mmHg = 1atm

T = 97,40120C

BMave = (0,988x60,10) + (0,01x102,13) + (0,002x18,016)

= 60,4361 gr/gmol

V =

= 333 cm1000/dmx 370,4012K x atm/gmolK .82,06cm

gmol60,4361gr/ x atm1

= 1,9883 gr/liter

L = {(0,988x804,6) + (0,01x887,8) + (0,002x1000)}gr/liter

= 805,8228 gr/liter

Kecepatan uap = Lo + D

= (R x D) + D

= (R+1) x D

= (8,7376 + 1) x 13160,2185 gr/menit

= 128148,9437 gr/menit

Kecepatan Cair = R x D

= (8,7376 x 13160,2185) gr/menit

= 114988,7252 gr/menit

Liquid Vapour factor

Flv =

2/1

L

v

V

L

=

2/1

/liter805,8228gr

gr/liter9883,1

7gr/menit128148,943

gr/menit14988,72521

T x 82,06

BM x P ave

= 0,044

Dari fig 11-27 Coulson and Richardson untuk tray spacing 0,2 m diperoleh Kv = 0,045

Maximum superfacial velocity terjadi pada keadaan floading, maka :

V maks = Kv

2/1

V

VL

= 0,045

2/1

9883,1

9883,18228,805

= 0,9048 m/detik

Supaya tidak terjadi floading maka diambil superfacial velocity

= 60% x v maks

= 60% x 0,9048m/detik

= 0,5429 m/detik

Kecepatan volume fasa uap

Qv = V

V

= gr/liter 1,9883

gr/menit28148,94371

= 64451,5132 liter/menit x 1menit/60detik x 1m3/1000liter

= 1,0742 m3/detik

Luas Area

Net area (An) = V

Qv

= detik/,5429m0

detik/,0742m1 3

= 1,9786 m2

Luas downcomer = 20% luas total

Total area (At) = Ad-1

An

= 0,2-1

m9786,1 2

= 2,47325m2

Luas total = ¼ D2

D =

2/1Total Luas4x

=

2/12m3680,14x

= 1,775 m

Menentukan Diameter Bawah Menara

P = 988 mmHg = 1,3 atm

T = 1110C

BM rata-rata = (0,02 x 60,10) + (0,98 x 102,13)

= 101,2894 gr/gmol

V = T x 82,06

BM x P ave

=333 cm1000/dm384K x x atm/gmolK .82,06cm

/gmol101,2894gr x atm3,1

= 4,1787 gr/liter

L = (0,02 x 804,6) + (0,98 x 887,8)

= 886,136 gr/liter

Kecepatan Cair (Lm) = F + Lo

= F + (R x D)

= 34203,78664gr/menit + (8,7376 x 13160,2185gr/menit)

= 149195,5118 gr/menit

Kecepatan uap = Lm – B

= 149195,5118 gr/menit – 21043,5196gr/menit

= 128151,9922 gr/menit

Liquid Vapour factor

Flv =

2/1

L

v

V

L

=

2/1

liter886,136gr/

ter,1787gr/li4

8gr/menit149195,511

gr/menit28151,99221

= 0,0589

Dari fig 11-27 Coulson and Richardson untuk tray spacing 0,2m diperoleh Kv = 0,045

Maximum superfacial velocity terjadi pada keadaan floading, maka :

V maks = Kv

2/1

V

VL

= 0,045

2/1

1787,4

1787,4136,886

= 0,6537 m/detik

Supaya tidak terjadi floading maka diambil superfacial velocity

= 60% x v maks

= 60% x 0,6537 m/detik

= 0,3922 m/detik

Kecepatan volume fasa uap

Qv = V

V

= iter4,1787gr/l

r/menit2151,9922g1

= 30667,9092 liter/menit x 1menit/60detik x 1m3/1000liter

= 0,511 m3/detik

Luas Area

Net area (An) = V

Qv

= detik/m3922,0

detik/m511,0 3

= 1,3032 m2

Luas downcomer = 20% luas total

Total area (At) = Ad-1

An

= 0,2-1

,3032m1 2

= 1,6290 m2

Luas total = ¼ D2

D =

2/1Total Luas4x

=

2/12m6290,14x

= 1,4405 m

Diameter atas menara = 1,775 m

Diameter bawah menara = 1,4405m

Jadi diambil diameter menara = 1,775 m

Menentukan Tinggi Menara

Diambil

Jarak antar plate (Tray spacing) = 0,2 m

Ruang kosong bagian atas = 1 m

Ruang kosong bagian bawah = 1 m

Tinggi menara dengan plate

H = (N act -1) x ts + 1m + 1m

= (78 – 1) x 0,2 m + 1m + 1m

= 17,4 m

Menentukan Tebal Dinding Menara

Bahan konstruksi yang digunakan adalah carbon steel SA-333 Grade C dengan

spesifikasi sebagai berikut:

F Allowable = 11.700 Psia

Efisiensi sambungan (E) untuk Double Welded Butt Join = 0,8

Faktor korosi (c) = 0,125 in

Tekanan Perancangan = 1,2 x 19,11

= 22,932 Psia

Menurut Brownel and Young hal 254 untuk menentukan tebal dinding digunakan

persamaan berikut :

P x D

ts = + C

2 (.fall x E – 0,6 P)

= )}932,226,0()80,011700{(2

775,1932,22

psiaxpsiax

mpsiax+ 0,125 in

= (2,1775.10-3

m x 39,37in/1m)+ 0,125 in

= 0,2107 in

Sehingga berdasarkan table 5.8 hal 93 Brownel and Young digunakan tebal dinding

standar ¼ in.

Menentukan Tebal Head

Bahan konstruksi yang digunakan adalah carbon steel SA-333 Grade C dengan

spesifikasi sebagai berikut:

F Allowable = 11.700 Psia

Efisiensi sambungan (E) untuk Double Welded Butt Join = 0,8

Faktor korosi (c) = 0,125 in

Tekanan Perancangan = 1,2 x 19,11

= 22,932 Psia

Menurut Brownel and Young hal 256 untuk menentukan tebal dinding digunakan

persamaan berikut :

P x D

th = + C

2 fall x E – 0.2 P

= 2psia)(0,2x22,93-iax0,80)(2x11700ps

1,775m x 2,932psia2 + 0,125in

= (2,175.10-3

m x 39,37in/1m) + 0,125in

= 0,2106 in

Sehingga berdasarkan table 5-8 hal 93 Brownel and Young digunakan tebal head

standar 1/4 in.

Menentukan Tinggi Head

IDs = 1,775 m x 39,37 in / 1m = 69,88175 in

a = IDs / 2 = 34,9409 in

OD = IDs + 2th

= 69,88175 in + 2(0,25 in)

= 70,38175 in

Dari table 5-7 Brownel and Young untuk OD = 145 in dan tebal 3/8 in diperoleh data

sebagai berikut :

r = 72 in

icr = 4 8

3 in

AB = a – icr

= 34,9409 – 4,375

= 30,5659 in

BC = r – icr

= 72 – 4,375

= 67,625 in

b = r – (BC2 – AB

2)1/2

= 72 – (67,6252 – 30,5659

2)1/2

= 72 – 60,3230

= 11,6769 in

Dari tabel 5-6 Brownel and Young untuk tebal head 1/4 in diperoleh sf = 2 in

Tinggi Head = b + th + sf

= 11,6769 + 0,25 + 2

= 13,9269 in

= 0,3537 m

PERANCANGAN SIEVE TRAY

Data-data yang diketahui :

Diameter kolom (Dc) = 1,775 m

Luas penampang kolom (At) = 2,47325 m2

Luas downcomer (Ad) = (20% x At) = 0,49465 m2

Luas Net Area (An) = 1,9786 m2

Luas active area (Aa) = (At – 2Ad) = 1,48195 m2

Luas hole area (Ah) = (10% x Aa) = 0,1484 m2

Panjang weir (Lw) dari fig 11-31 hal 464 Coulson and Richardson

Lw = 0,86 x Dc

= 0,86 x 1,775 m

= 1,5265 m

Diameter lubang (do) range 1/8 – ½ in (Treybal p.167 ed 3)]

Diambil diameter lubang = ¼ in = 0,00635 m

Tebal plate (l)

do

l= (0,11 – 0,65) (Tabel 6-2 Treybal p.169)

Dipilih do

l=0,32

l = (0,32 x 0,00635m) = 0,002032m

Lebar weir (W) = (0,6 – 0,8).D (Tabel 6-1 Treybal p.162)

Diambil W = 0,6.D

= 0,6 x 1,775m

= 1,065m

Check weeping

Maximum liquid rate (Lw max) = 149195,5118 gr/menit

Minimum Liquid rate pada 60% turn down = 0,6 x 149195,5118 gr/menit

= 89517,3071 gr/menit

Maximum How

How max = 750

3/2

.

max

Lw

Lw

L

(Coulson and Richardson hal 463)

= 750

3/2

5265,1/136,886

det60

1

1000

1/5118,149195

mliterxgr

ik

menitx

gr

kgmenitxgr

= 11,2547 mm

Minimum How

How min = 750

3/2

.

min

Lw

Lw

L

= 750

3/2

5265,1/8228,805

det60

1

1000

1/7252,114988

mliterxgr

ik

menitx

gr

kgmenitxgr

= 10,0795 mm

Diambil hw = 15mm

D

hi =

m 1,775

m 0,015 = 0,00845

W

q =

m 1,065

detik/1,0742m3

=1,0086m2/detik

= 1,775m

,065m1 = 0,6 m

W

D = 1,6667 m

22/1

222

W

D

D

2hi1

D

W

D

W

Weff

W

D

W

= (1,6667)2 -

22

)6667,1(00845,0216667,1 x

= 2,7779 – (1,3334 + 0,0282)2

= 0,924

W

Weff = 0,9612

Weff

W = 1,0404

Checking dengan persamaan 6.33 Treyball

hi = 0,666

3/23/2

Weff

W

W

q

= 0,666 (1,0086)2/3

.(1,0404)2/3

= 0,6877

Pada kecepatan minimum = hw + how min

= 15 mm + 10,0795 mm

= 25,0795 mm

Dari fig 11.30 Coulson and Richardson hal 462 diperoleh K2 = 28,7

Maka dari persamaan 11.84 Coulson and Richarson hal 463

5.0

2 4,259,0

g

hdKUh

det/1946,89883,1

35,64,259,07,285.0

mUh

Minimum vapor rate = 0,7 x Qv

= 0,7 x 0,511 m3/detik

= 0,3577 m3/detik

Act minimum vapor velocity = Ah

vapor rate min

= 2

3

0,1484m

detik/m3577,0

= 2,4104 m/detik

Maka Actual minimum vapor velocity < uh

Maximum vapor velocity (uh max)

= Ah

Qv

= 2

3

m 0,1484

ikdet/1,0742m

= 7,2385 m/detik

Plate Pressure Drop

Dry pressure drop (hd)

0100An

Ah

Ap

Ahx

= 100,9786m1

,1484m02

2

x

= 7,5

32,0LubangDiameter

plate Tebal

Dari fig 11-32 Coulson and Richardson hal 467 diperoleh Orifice Coeficient

(Co) = 0,71

hd = 51 L

V

2

Co

Uh Persamaan 11.88 Coulson and Richardson

= 51 8228,805

9883,1

71,0

1946,82

= 16,7629 mm

Residual Head (hr)

hr = L

3105,12 x Persamaan 11.89 Coulson and Richardson

= 8225,805

105,12 3x

= 15,5121 mm liquid

Total Plate Drop (ht)

ht = hd + (hw + how) + hr Persamaan 11.90 Coulson and Richardson

= 16,7629 + (15 + 11,2547) + 15,5121

= 58,5297 mm

Plate Pressure Drop

P = 0,00981 ht x L Persamaan 11.87 Coulson and Richardson

= 0,00981 x 58,5297 x 805,8225

= 462,6842 pa x pa 1,013.10

atm15

= 0,00457atm

Downcomer Liquid Back Up

Downcomer liquid loss

Diambil hap = hw – 5

= (15-5) mm

= 10 mm

Aap = hap x Lw

= 10.10-3

m x 1,5265 m

= 0,0153 m2

Karena Aap < Ad maka digunakan Aap dalam persamaan 11.92 Coulson and Richardson

hal 468

hdc = 166

2

mL

wd

A

L

x

= 166

2

3

2

m 1

1000literm 0,0153/liter x 805,8225gr

gr/menit 49195,51181

x

= 24,3085 mm

Back-up in downcomer (hb)

hb = (hw + how) + ht + hdc Persamaan 11.91 Coulson and Richardson

= (15 + 11,2547) + 58,5297 + 24,3085

= 109,0929 mm

= 0,1257816 m

Checking : 0,5 (plate spacing + weir height) = 0,5 (0,2+ 1,065) m = 0,6325 m >hb

(Tray spacing sudah sesuai)

Residence Time

tr = Lwd

Adxhdcx L Persamaan 11.95 Coulson and Richardson

Residence time yang dianjurkan paling sedikit 3 detik.

tr =

ik

menitmenitxgr

m

literliterxgrmxxm

det60

1/5118,149195

1

1000/8225,80502431,049465,0

3

2

= 3,8966 detik > 3 detik (sesuai)

Menentukan Jumlah Lubang

Luas satu lubang = /4.dh2

= /4 . (0,00635)2

= 3,165.10-5

m2

Luas area lubang = 0,1484 m2

N hole = 510.165,3

1484,0 = 4688,78 4689 lubang

Menghitung Ukuran Pipa

1. Pipa pemasukan umpan Menara Distilasi

Kecepatan umpan G = 34203,78664gr/menit x jam

menitx

gr

lb

1

60

6,453

1

= 4524,3104 lb/jam

Densitas umpan = (0,671x C3H7OH) + (0,271x CH3COOC3H7) +

(0,0575x H2O)

= (0,671 x 804,6) + (0,271 x 887,8) + (0,0575 x 1000)

= 837,9804 gr/liter x 3

3

3

0283,0

1

1000

6,453

1

ft

mx

m

literx

gr

lb

= 52,2814 lb/ft3

Di = 2,2 32,0

45,0

1000L

G

= 2,2 32,0

45,0

2814,521000

3104,4524

= 1,223 in

Dipakai pipa ukuran ID= 1,38 in

OD = 1,660 in

NPs= 1,25 in

Sch = 40

2. Pipa pengeluaran uap puncak Menara Distilasi

Kecepatan uap puncak = V = 128148,9437 gr/menit = 16915,6606 lb/jam

Densitas umpan ( V) = 1,9883 gr/liter = 0,1241 lb/ft3

Di = 2,232,0

45,0

1000L

G

= 2,2 32,0

45,0

1241,01000

6606,16915

= 15,3160 in

Dipakai pipa ukuran ID = 15,375 in

OD = 16 in

NPS= 16 in

Sch = 20

3. Pipa pengeluaran cairan dasar Menara Distilasi

Kecepatan cairan = L = 149195,5118 gr/menit = 19693,8076 lb/jam

Densitas umpan ( L) = 886,136 gr/liter = 55,3215 lb/ft3

Di = 2,2 32,0

45,0

1000L

G

= 2,2 32,0

45,0

3215,551000

8076,19693

= 2,3289 in

Dipakai pipa ukuran ID = 2,469in

OD = 2,875 in

NPS= 2,5 in

Sch = 40

Kesimpulan

Fungsi : Memisahkan produk Propil asetat dari campurannya

Jenis : Menara dengan sieve tray

1. Kondisi operasi

Umpan : P = 1 atm

T = 100oC = 373 K

Bottom: P = 1,3 atm

T = 111oC = 384 K

2. Ukuran menara

Diameter = 1,775 m = 5,8235 ft

Tebal shell = ¼ in = 0,25 in

Tebal head = ¼ in = 0,25 in

Tinggi head = 13,9269 in

Tinggi menara = 17,4 m

3. Plate

Jenis = sieve tray

Jumlah = 78 plate

Panjang weir = 1,5265 m

Diameter hole = 0,00635 m = 6,35 mm

Tebal plate = 0,002032m = 2,032 mm

ΔP per plate = 0,00457atm

Jumlah lubang = 4689 lubang

4. Ukuran pipa

Pipa pemasukan umpan : ID= 1,38 in

OD = 1,660 in

Pipa pengeluaran uap puncak : ID = 15,375 in

OD = 16 in

Pipa pengeluaran cairan dasar : ID = 2,469in

OD = 2,875 in

CONDENSOR (CD)

Fungsi : Mengembunkan uap yang keluar dari puncak Menara Distilasi pada suhu

97,4012oC, dengan menggunakan air pendingin

Jenis : Shell and Tube

Panas Pengembunan Hasil Atas :

Suhu refferensi = 25 °C

Suhu Atas Menara = 97,4012 °C

komponen Massa(gr/menit) Massa(lb/jam) (BTU/lb) M.

Pendingin Masuk

t1 = 86 oF

(BTU/jam)

C3H7OH 13002,559 1719,9452 450 773975,34

CH3COOC3H7 131,6022 17,4077 293 5100,4561

H2O 26,0573 3,4467 900 3102,03

Total 13160,2185 782177,8261

Menentukan Jumlah Pendingin

∆T = 113 oF – 86

OF = 27

OF

FF

Tav oo

5,992

86113

Pada Tav = 99.5 oF

Cp = 0,9979 btu/lb oF

jamlbFFxlbbtu

jambtu

TCp

QWt

oo5132,29030

279979,0

8261,782177

Kondensat

T2 =207,3222 oF

Pendingin keluar

t2 = 113 oF

Uap Panas

T1 = 207,3222oF

Cd-01

Menentukan LMTD

Suhu umpan masuk (T1) = 97,4012 oC = 207,3222

oF

Suhu umpan keluar (T2) = 97,4012 oC = 207,3222

oF

Suhu pendingin masuk (t1) = 30 oC = 86

oF

Suhu pendingin keluar (t2) = 45 oC = 113

oF

LMTD

12

21

1221

lntT

tT

tTtT

863222,207

1133222,207ln

863222,2071133222,207

= 107,2552 oF

Route Fluida

Uap panas mengalir dalam shell side

Air pendingin mengalir dalam tube side

Menentukan faktor koreksi

R = 086113

3222,2073222,207

12

21

tt

TT

S = 2143,086212

86113

11

2 1

tT

tt

Dari fig 18 Kern, didapat harga Ft = 1

Maka FLMTDt o2552,107

Menghitung Luas Transfer Panas

Fluida Panas

Tav FF o

o

3222,2072

3222,2073222,207

μ = 0,7811 cp = 1,1533 lb/jam.ft


= 50,3073 lb/ft3

k = 0,09824 Btu/jam ft2

(oF/ft)

Fluida Dingin

Tav FF o

o

5,992

11386

μ = 0,72 cp = 1,7424 lb/jam.ft


= 62,4 lb/ft3


(oF/ft)

Dari tabel 8, Kern, P. 840 : harga UD = 50-125 Btu/jam ft2 o

F

Untuk perancangan diambil UD = 55 Btu/jam ft2 o

F

Luasa Transfer Panas

FFftjamBtu

jamBtu

LMTDUD

QA

oo 2552,10755

8261,7821772

= 132,5942 ft2

Dipilih panjang pipa dengan ukuran standart:

BWG(L) = 16ft OD = 1 in

Dari tabel 10 Kern, didapat harga:

IDt = 0,87 in

at’ = 0,594 in2

ao = 0,2618 ft2/ft

Jumlah Pipa, Nt

ftxftft

ft

Lao

ANt

162618,0

5942,132

. 2

2

= 31,6544

Dari tabel 9 Kern, diperoleh HE dengan spesifikasi:

Shell Tube

IDs = 10in OD = 1 in, 411 in square pitch

B = IDs/2 = 5 in Nt = 32

passes =1 Passes = 2

A terkoreksi

A = Nt x ao x L

= 32x 0,2618 ft2/ft x 16 ft

= 134,0416 ft2

UD terkoreksi

Fft

jamBtu

LMTDA

QUD

o

terkoreksi 2552,1070416,134

8261,782177

. 2

= 54,4061 FftjamBtu o2

» Air Pendingin Mengalir Dalam Tube

FTa o5,992

11386

2144

594.032

144

'22

2

ftin

in

n

atNtat

2066,0 ft

2066,0

5132,29030

ft

jamlb

at

WtGt

22606,439856 ftjamlb

Pada suhu T = 99,5 oF didapat harga;

μ = 0.72 cp = 1,7424 lb/jam.ft (fig. 14 Kern)



(oF/ft)

D = 0,87/12 = 0,0725

ftjamlb

ftjamlbftGtD

7424,1

2606,4398560725,0Re

2

= 18302,099

L/D = 12/0,0725 = 165,5172

Dari fig.24, kern, didapat; jH = 80

3131

3623,0

7424,19979,0

0725,0

3623,080

xx

k

Cp

D

kjhi H

= 674,3352Btu/jam ft2 oF

FftjamBtuxhiOD

IDhio o2

3352,6741

87,0

= 586,6716 Btu/jam ft2 oF

» Zat Organik Mengalir Dalam Shell

FF

ta oo

3222,2072

3222,2073222,207

C = Pt – ODs

= 1,25 – 1 = 0,25 in

inftin

ininin

Pt

BCIDsas

25,1144

525,010

144 22

= 0,0694 ft2

20694,0

7696,1740

ft

jamlb

as

WsGs

= 25083,1361 2ftjamlb

Pada suhu T = 207,3222 oF didapat harga;

μ = 0,7811 cp = 1,1533 lb/jam.ft (fig. 14 Kern)


k = 0,09824 Btu/jam ft2

(oF/ft)

Dari fig. 28, kern, didapat; D = 0,99/12 = 0,0825

ftjamlb

ftjamlbftGsD

1533,1

1361,250830825,0Re

2

= 1794,2935

Dari fig.28, kern, didapat; jH = 30

3131

09824,0

1533,17805,0

0825,0

09824,030

xx

k

Cp

D

kjho H

= 74,7535Btu/jam ft2 oF

Clean Overall Coeficient

FftjamBtuhohio

hohioUc o2

7535,746716,586

7535,746716,586

= 66,3049 Btu/jam ft2 oF

RdUc

1

Ud

1

Rd = UcUd

11

Rd = 3049,66

1

4061,54

1

Rd = 0,0032

Rd = 0,0032 > 0,003 (Rdmin) ... HE memenuhi syarat

Menentukan Pressure Drop, TP

» Air Pendingin Mengalir dalam Tube

Ret = 18302,099

Dari fig. 26 Kern, didapat harga ƒ = 0,00025 22 / inft

Dari tabel 6 Kern, didapat harga spesifik gravity = 1,0

*1022,5 10

2

SIDx

LnGtfPt

112

87,01022,5

1162606,43985600025,0

10

222

2

ftxxx

ftftjamlbin

ft

2045,0 psi

Gt = 439856,26062ftjamlb

Dari fig. 27 Kern, didapat harga 025,0144

4.62

2

2

g

v

Maka:

144

4,62

2*

4Pr

2

g

v

s

n

025,01

24

= 0,2 psi

PrPtPT

= (0,2045 + 0,2)psi

= 0,4045psi

TP = 0,4045 psi < 10 psi … HE memenuhi syarat

» Zat Organik Mengalir dalam Shell

Res = 1794,2935

Dari fig. 29 Kern, didapat harga ƒ = 0,00322 inft

S* = 0,8119(tabel 6, Kern)

114.0

w

4,385

1612121

B

LN

*1022.5

110

2

SDe

NIDsGsfPS

18119,00825,01022,5

4,3812101361,25083003,010

2222

ftx

ftftjamlbinft

= 0,0173 psi

SP = 0,0173 psi < 2 psi … HE memenuhi syarat

Kesimpulan

Fungsi : Mengembunkan uap hasil atas menara distilasi sebagai kondensat

Jenis : Shell and Tube Exchanger

1. Beban panas kondensor (Qc) = 782177,8261 Btu/jam

2. Kebutuhan air pendingin Wa = 29030,5132 lb/jam

3. ΔTLMTD = 107,2552 oF

4. Luas transfer panas(A) = 132,5942 ft2

5. Spesifikasi kondensor

Shell Tube

ID = 10 in

P = 1 atm

OD = 1 in

ID = 0,87 in

at’ = 0,594 in2

ao = 0,2618 ft2/ft

BWG = 16

Pitch = 1 ¼ in square pitch

Sch no = 40

Passes = 2

Nt = 32

UD trial = 55 BTU/jam.ft2.oF UD koreksi = 54,4061 BTU/jam.ft

2.oF

A = 132,5942 ft2 A koreksi = 134,0416 ft

2

Rd min = 0,003 Rd hitung = 0,0032

ΔPt allow= 10 psi ΔPhitung = 0,4045 psi

ΔPs allow= 2 psi ΔPshitung = 0,0173 psi

ACCUMULATOR (ACC)

Fungsi : Menampung sementara cairan (embunan) yang keluar dari Condensor, dengan

kondisi operasi P=1 atm, T= 97,4012oC

Jenis : Tangki Silinder Horizontal

Data yang diketahui:

1. kondisi operasi

P = 1 atm

T = 97,4012oC

2. densitas cairan ρl = 3

3

3 )3048,0(

4536,03073,50

m

ftx

lb

kgx

ft

lb

= 805,8592 kg/m3

Kecepatan volumetris cairan ,Ql

Kecepatan volumetris cairan dihitung dengan persamaan :

Ql = Ml / ρl

dengan :

Ql = kecepatan volumetris cairan ,m3/j

Ml = kecepatan aliran massa cairan ,kg/j

ρl = densitas cairan ,kg/m3

Ql = 3/8592,805

/6429,5380

mkg

jamkg

= 6,6769 m3 / j

= 0,2358 cuft/det

Dimensi Accumulator

Dari tabel 5-1 dan 5-2 waktu tinggal cairan dalam accumulator berkisar 5 - 15 menit.

Dirancang waktu tinggal cairan t = 5 menit.

Volume cairan :

Vl = Qlxt

= 0,2358 Cuft/det x 5 menit x 60 det/menit

= 0,01965 Cuft

dirancang volume space 20 % dari volume Accumulator.

Vac = Vcairan + Vspace

= Vcairan + 0,2 Vac

Vac = Vcairan / 0,8

= 0,01965cuft / 0,8 = 0,02456 cuft

Dari Evan,F.L.,1974 untuk Accumulator 3 < H/D < 5

dirancang H/D accumulator = 3

Vac = [π.D² / 4].L

= [π.D² / 4]x 3 x D

D = [4Vac / π x 3 ] 1/3

= [(4 x 0,02456) / (3,14 x 3 )]1/3

= 0,2185 ft

H = 3 x 0,2185 ft

= 0,6555 ft

Tebal dinding Accumulator

Tebal dinding Accumulator dihitung dengan persamaan 13.16 Brownell,L.E.,1979

p x ri

t = + c

E – 0,6 x p

dengan:

t = tebal dinding accumulator ,in

P = internal pressure ,psi

ri = jari-jari accumulator ,in

fall = allowable stress bahan ,psi

E = joint effisiensi = 0,85

c = corrosion factor ,in

= 0,125 in

Dari tabel 13-1 Brownell,L.E.,1979 dipilih bahan dinding accumulator Carbon steel SA

- 283 grade-C dengan fall = 12650 psi

Factor keamanan 20 %

jika data-data dimasukan kedalam persamaan diatas diperoleh

ts = inpsiaxpsiax

inpsiax125,0

)64,176,0()85,012650(

311,164,17

= 0,1271 in

Berdasarkan table 5.8 Brownell and young hal. 93 dipilih tebal shell standard

t = 3/16 in

Menghitung tebal head

Tebal head Accumulator dihitung dengan persamaan 13.10 Brownell,L.E.,1979.

th = c0,2p - 2.fallxE

D x p

dengan :

D = diameter accumulator ,inc

Jika data-data dimasukan kedalam persamaan diatas diperoleh

th = inpsiaxpsiaxx

inpsiax125,0

)64,172,0()85,0126502(

622,264,17

= 0,1271 in

Berdasarkan table 5.8 Brownell and young hal. 93 dipilih tebal head standard t =

3/16 in

Kesimpulan

Fungsi : Menampung sementara cairan (embunan) yang keluar dari Condensor

Jenis : Tangki silinder horisontal

Kondisi operasi: P = 1 atm

T = 97,4012oC

Diameter tangki = 0,2185 ft

tinggi tangki = 0,6555 ft

Tebal shell = 3/16 in

Tebal head = 3/16 in

REBOILER (RB)

Fungsi : Menguapkan cairan yang keluar dari dasar Menara Distilasi pada suhu 111oC

yang kemudian dimasukkan pada tangki penyimpan CH3COOC3H7 (T-05)

Jenis : Kettle reboiler

Panas penguapan hasil bawah

Suhu Referen = 25oC

Suhu bawah menara = 111oC

komponen Massa(gr/menit) Massa(lb/jam) (BTU/lb) M. (BTU/jam)

C3H7OH 420,8567 55,6689 550 30617,895

CH3COOC3H7 20622,6629 2727,8655 272 741963,7641

Total 772581,6591

Maka beban panas reboiler:

= 772581,6591 BTU/jam

Pemanas menggunakan steam dengan suhu 300 oF

T top = 97,4012oC = 207,3222

oF

T bottom = 111 oC = 231,8

oF

3138,078

3222,2078,2310F

ntray

T oF

Suhu cairan yang masuk reboiller:

TL = 231,8 F – 0,3138 oF = 231,4862

oF

Maka cairan yang masuk reboiller dipanaskan dari suhu 231,4862 oF hingga suhu

231,8 oF.

Diketahui beban panas reboiller = 772581,6591 BTU/jam.

Steam yang digunakan pada suhu T = 300 oF

Sehingga dari table 7 kern didapat harga:

P = 67,013 Psi

∆Hfg = 910,1 Btu/lb

Kebutuhan steam pemanas:

lbBtu

jamBtu

Hfg

QWt

1,910

6591,772581

= 848,8975 lb/jam

= 385,8625 kg/jam

Menghitung LMTD

LMTD

12

21

1221

lntT

tT

tTtT

4862,231300

8,231300ln

4862,2313008,231300

= 68,3568 oF

Cair

Jenuh

300oF

Liquid

231,4862 oF

Uap

231,8 oF

Uap

Jenuh

300 oF

Rb-01

Route Fluida:

Steam pemanas mengalir dalam tube side

Zat organik mengalir dalam shell side

Menghitung Luas Transfer Panas

Fluida Panas

Tav FF o

o

3002

300300

μ = 0,015 cp = 0,0363 lb/jam.ft

Fluida Dingin

Tav FF o

o

6431,2312

8,2314862,231

μ = 0,2041 cp = 0,4939 lb/jam.ft

Dari table 8 Kern, harga UD = 100 – 200 Btu/jam.ft2.oF

Diambil UD = 100 Btu/jam.ft2.oF

FFftjamBtu

jamBtu

LMTDUD

QA

oo 3568,68100

6591,772581

. 2

= 113,0219 ft2

Dipilih panjang pipa dengan ukuran standart:

BWG(L) = 16ft OD = 1 in

Dari tabel 10 Kern, didapat harga:

IDt = 0,87 in

at’ = 0,594 in2

ao = 0,2618 ft2/ft

Jumlah Pipa, Nt

ftxftft

ft

Lao

ANt

162618,0

0219,113

. 2

2

= 26,9819

Dari tabel 9 Kern, diperoleh HE dengan spesifikasi:

Shell Tube

IDs = 10 in OD=1in,1 1/4 in square pitch

B = IDs/2 = 5in Nt = 32

p = 1 P = 2

A terkoreksi

A = Nt x ao x L

= 32 x 0,2618 ft2/ft x 16 ft

= 134,0416 ft2

UD terkoreksi

Fft

jamBtu

LMTDA

QUD

o

terkoreksi 3568,680416,134

6591,772581

. 2


» Steam Mengalir Dalam Tube

FTa o3002

300300

Untuk steam yang mengalir dalam tube, berlaku harga hio = 1500 FftjamBtu o2

2144

594,032

144

'22

2

ftin

in

n

atNtat

= 0,066 ft2

2066,0

8975,848

ft

jamlb

at

WtGt

20833,12862 ftjamlb

Dari fig 15 Kern, pada suhu T = 300 oF didapat harga μ steam = 0,015 cp

μ = 0,015 cp = 0,0363 lb/jam.ft

ftjamlb

ftjamlbftGtIDt

0363,0

0833,1286212/87,0Re

2

= 25688,7339

» Zat Organik Mengalir Dalam Shell

FF

ta oo

6431,2312

8,2314862,231

C = Pt – ODs

= 14

11 = 0,25 in

inftin

ininin

Pt

BCIDsas

25,1144

525,010

144 22

= 0,0694 ft2

20694,0

5343,2783

ft

jamlb

as

WsGs

= 40108,5634 2ftjamlb

Dari fig. 28, kern, didapat; D = 0,99/12 = 0,0825

Dari fig 15 Kern, pada suhu T = 231,6431 oF,

didapat harga μ camp = 0,2041 cp

μ = 0,2041 cp = 0,4939 lb/jam.ft

ftjamlb

ftjamlbftGsDe

4939,0

5634,401080825,0Re

2

= 6699,6487

Dicoba FftjamBtuho o2300

taTahohio

hiatatw

FF oo 6431,2313003001500

15006431,231

= 288,6072 0F

tatwtw

FF oo 9641,566431,2316072,288

Dari fig. 15.11 Kern, P. 474, didapat harga ho < 300 FftjamBtu o2

Sehingga diambil harga ho = 125 FftjamBtu o2

Clean Overall Coeficient

1251500

1251500

hohio

hohioUc FftjamBtu o2


RdUc

1

Ud

1

Rd = UcUd

11

= 3846,115

1

3185,.84

1

= 0,00319

Rd = 0,00319 > 0,003 (Rdmin)

HE memenuhi syarat

Menentukan Pressure Drop, TP

» Steam Mengalir dalam Tube

Ret = 25688,7339


Dari tabel 7 Kern, didapat harga spesifik volume = 6,466

00248,04,62466,6

1*S

*1022.5 10

2

SID

LnGtfPt

00248,01287,01022,5

2160833,12862/0002,010

2222

ftxxx

ftftjamlbinft

= 0,1128psi

Gt = 12862,0833 2ftjamlb

Dari fig. 27 Kern, didapat harga 0,00004psi

Maka:

144

4.62

2*

4Pr

2

g

v

s

n

00004,000248,0

24

1290,0 psi

PrPtPT

= (0,1128 + 0,1290)psi

= 0,2418psi

TP = 0,2418 psi < 2 psi … HE memenuhi syarat

» Zat Organik Mengalir dalam Shell

Res = 6699,6487


S* = 0,845 (tabel 6, Kern)

114.0

w

4,385

1612121

B

LN

*1022.5

110

2

SDe

NIDsGsfPS

1845,00825,01022,5

4,3812105634,401080025,010

2222

ftx

ftftjamlbinft

= 0,035psi

SP = 0,035 psi < 10 psi HE memenuhi syarat

Kesimpulan

Fungsi : Menguapkan cairan yang keluar dari dasar Menara Distilasi pada suhu 111oC

yang kemudian dimasukkan pada tangki penyimpan CH3COOC3H7 (T-05)

Jenis : Kettle reboiler

1. Beban panas reboiler = 772581,6591 BTU/jam.

2. Media pemanas = steam pada suhu 300oF

3. Jumlah steam = 848,8975 lb/jam

4. Luas transfer panas = 113,0219 ft2

5. Spesifikasi reboiler

Shell Tube

IDs = 10 in

Passes = 1

OD = 1 in

IDt = 0,87 in

at’ = 0,594 in2

ao = 0,2618 ft2/ft

BWG = 16

Sch = 40

Nt = 32

Pitch = square pitch

Passes = 2

UDtrial = 100 BTU/jam.ft2.oF UDkoreksi = 84,3185 BTU/jam.ft

2.oF

A = 113,0219 ft2 A koreksi = 134,0416 ft

2

Rd min = 0,003 Rd hitung = 0,00319

ΔPt allow = 2 psi ΔPt hitung = 0,2418 psi

DEKANTER

Fungsi : Memisahkan fase berat berupa CH3COOH, Na2SO4, H2O dan fase ringan

berupa CH3COOC3H7, C3H7OH, dan H2O.

Jenis : Dekanter horizontal

Komponen Massa Masuk (Kg/jam)

Mol (kmol/jam)

CH3COOH 604.954 10,6473

C3H7OH 604.954 10,277

CH3COOC3H7 3085.261 137,0603

H2O 575 9,6642

Na2SO4 7.013 0,048

TOTAL 38046,3712 634,8036

Ukuran Alat Dekanter

Lapisan Atas

Komponen Massa (kg/jam) Densitas Fraksi Mol (X)

C3H7OH 19984,67704 804,6 0,671

CH3COOC3H7 13705,4997 887,8 0,271

H2O 513,61 1000 0,0575

Total 34203,79 1

ave = Xi . i

=(0,671x804,6kg/liter)+ (0,271x887,8kg/liter) + (0,0575x1000kg/liter)

= 837,4804 kg/liter x 3cm 1000

liter 1 x

3

3

kg/cm 1

lb/ft 43,62

= 52,2839 lb/ft3

Ave = 0,0328 ( )1/2

= 0,0328 ( 52,2839 lb/ft3 )

1/2

= 0,2372 cP x cP 1

lb/ft.jam 2,42 x

ikdet3600

jam1

= 1,5945x 10-4

lb/ft.detik

Lapisan Bawah

Komponen Massa (kg/jam) Densitas (kg/liter) Fraksi Mol ( X )

C3H7OH 285,67286 804,6 0,034

CH3COOH 1239,8715 1380 0,148

H2O 2002,58 1000 0,796

Na2SO4 21,9873 2698 0,001

CH3COOC3H7 292,47 887,8 0,021

Total 3842,59 1

Ave = Xi . i

= (0,034x804,6gr/liter) + (0,148x1380gr/liter) + (0,796x1000gr/liter)

+ (0,001x2698 gr/liter) + (0,021x887,8gr/liter)

= 1049,82938 gr/liter x 3cm 1000

liter 1 x

3

3

gr/cm 1

lb/ft 43,62

= 65,541 lb/ft3

Ave = 0,0328 ( )1/2

= 0,0328 (65,541 lb/ft3)

1/2

= 0,2655 cP x cP 1

lb/ft.jam 2,42x

ikdet3600

jam1

= 1,7847 x 10-4

lb/ft.detik

Waktu Pemisahan

t =

ba

100 Persamaan 2-15 Mc Cabe Smith

dimana : t = Waktu Pemisahan , jam

= Viskositas Campuran , cP

a = Densitas Cairan Berat , Kg/m3

b = Densitas Cairan Ringan , Kg/m3

t = 837,4804-1049,82938

0,5027 x 100

= 0,2367 jam = 14,202 menit

Faktor keamanan = 20%

Volume lapisan atas = 3

-3

lb/ft 52,2839

lb/kg2,2046.10 x kg/jam79,34203 x 14,202 menit

= 20,4827 ft3

Volume Lapisan Bawah = 3

-3

lb/ft 65,541

lb/kg 2,2046.10 x kg/jam 842,593x 14,202 menit

= 1,8356 ft3

Volume Total = 20,4827 ft3 + 1,8356 ft

3

= 22,3183 ft3

Volume Tangki = 1,2 x 22,183 ft3

= 26,7819 ft3

Dipakai tangki horizontal jenis ellipsoidal head dengan perbandingan L:D = 2:1

VTotal = VShell + 2(VHead)

= 4

L.D2

+ 24

D.2 3

= 4

D2 (2D) +

24

D.2 3

= 24

.D2 D.12 3 3

= 24

D.14 3

= 12

D.7 3

VTotal = 12

D.7 3

26,7819 ft3 =

12

D.7 3

D3 = 14,6216 ft

2

D = 2,445 ft

L = 4,89 ft

Persamaan 2-13 Mc Cbe Smith

ZAi = ZAZ - ZB

A

B = ZAZ – (ZT – ZAi)

A

B

ZAZ = ZAi + (ZAT – ZAi)

A

B

Dimana :

ZAZ = Tinggi Cairan berat pada saluran keluar tangki

ZAi = Tinggi cairan lapisan bawah

ZB = Tinggi cairan lapisan atas

ZT = Tinggi cairan total dalam tangki

A = Densitas Cairan Berat

B = Densitas Cairan Ringan

V = 2

.D. 2 Z

ZB = 2.D

V.2

= ft 2,445 x

ft 20,482x 2 3

= 5,3357 ft

ZA = 2.D

V.2

= ft 2,445 x

ft 1,8356x 2 3

= 0,4782 ft

Tinggi cairan total = 5,3357ft + 0,4782 ft

= 5,8139 ft

ZAZ = 0,4782 ft + (5,3357 ft – 0,4782 ft) 3

3

lb/ft 541,65

lb/ft 2839,52

= 4,3532 ft

Menentukan Tebal Dinding Tangki :

Dari persamaan 13.1 Brownel hal 254

P x D

ts = + C

2 (fall x E – 0,6 P)

Dimana :

t = Tebal dinding

p = Tekanan operasi

E = welded butt join efisiensi

F = Maximum allowable stress

D = Diameter

C = Faktor korosi

Bahan konstruksi yang digunakan adalah Stainless Steel SA – 167 type 316 dengan data

– data sebagai berikut :

Tegangan maximal yang diijinkan (fall) = 18750 psia

Efisiensi sambungan (E) untuk Double Welded Butt Joint = 0.8

Faktor korosi ( C ) = 0.125 in

Tekanan Perancangan = 1 atm

Digunakan faktor keamanan sebesar 20 %, maka

P = 1,2 x 1atm x 14,7psia/atm

= 17,64 psia

t = )]64,176,0()80,018750[(2

1

12445,264,17

psiaxpsiax

ft

inftxpsiax

+ 0,125 in

= 0,14225 in

Sehingga dipilih tebal plat standart = 3/16 in

Menentukan Tebal Head (Tutup) :

Bahan konstruksi yang digunakan adalah Stainless Steel SA – 167 type 316 dengan data

– data sebagai berikut :

Tegangan maximal yang diijinkan (fall) = 18750 psia

Efisiensi sambungan (E) untuk Double Welded Butt Joint = 0.8

Faktor korosi ( C ) = 0.125 in

menurut Brownell and Young hal. 256 untuk mencari tebal head digunakan persamaan sebagai berikut :

P x D

th = + C

(2 fall x E – 0.2 P)

= )]64,172,0()80,0187502(

1

12445,264,17

psiaxpsiaxx

ft

inftxpsiax

+ 0,125 in

= 0,14225 in

sehingga digunakan tebal head (th) standart = 3/16 in.

Kesimpulan

Tugas : Memisahkan fase berat berupa CH3COOH, Na2SO4, H2O

dan fase ringan berupa CH3COOC3H7, C3H7OH, dan H2O.

Bentuk : Dekanter horizontal

Kondisi operasi : P = 1 Atm

T = 50oC

Waktu pemisahan : 14,202 menit

Diameter dekanter : 2,445 ft

Panjang decanter : 4,89 ft

Tinggi cairan : 5,8139 ft

Bahan : Stainless Steel SA – 167 type 316

Tebal dinding tangki : 3/16 in

Tebal head : 3/16 in

LAMPIRAN

PERHITUNGAN UTILITAS

Utilitas berfungsi untuk menyediakan bahan-bahan penunjang untuk mendukung

kelancaran pada sistem produksi di seluruh pabrik. Unit-unit yang ada di utilitas terdiri

dari :

Unit penyediaan dan pengolahan air (Water system) dan steam (Steam generation

system)

Unit penyedia udara instrumen (Instrument air system)

Unit pembangkit dan pendistribusian listrik (Power plant and Power distribution

system)

A. Unit Penyedia Air dan Steam

1. Perhitungan Kebutuhan Air

Kebutuhan air yang disediakan untuk kebutuhan proses produksi di pabrik

meliputi:

Air untuk keperluan umum (General Uses)

Kebutuhan air ini meliputi kebutuhan laboratorium, kantor, karyawan dan

lain-lain. Air yang diperlukan untuk keperluan umum ini adalah sebanyak :

Tabel D.1 Kebutuhan Air Untuk General Uses

No. Kebutuhan Jumlah Satuan

1. Air untuk karyawan dan kantor = 60 L/orang/hari

Jadi untuk 134 orang diperlukan air sejumlah 8,04 m3/hari

2. Air untuk perumahan karyawan :

a. Perumahan pabrik : 20 rumah

b. Rumah dihuni 2 orang : 300 L/hari.rumah

Total untuk perumahan : 6.000 L/hari 6,00 m

3/hari

3. Air Untuk Laboratorium diperkirakan sejumlah 1,00 m3/hari

4. Air Untuk Kebersihan dan Pertamanan 1,00 m3/hari

16,82 m3/hari

Total 0,7508 m3/jam

700,83 kg/jam

Air untuk pembangkit steam (Boiler Feed Water)

Tabel D.2 Kebutuhan Air Untuk Boiler Feed Water

No Kebutuhan Jumlah Satuan

1 Heater 101 (HT-101) 161,503 kg/jam

3 Heater 102 (HT-102) 141,896 kg/jam

4 Heater 301 (HE-301) 225,247 kg/jam

5 Reboiler 301 (RB-301) 621,597 kg/jam

Jumlah kebutuhan 10.150,243 kg/jam

Over design 10 % 10.265,2673 kg/jam

Recovery 90 %, maka make – up 0,3057 m3/jam

Air untuk keperluan air pendingin

Tabel D.4 Kebutuhan Air Untuk Air Pendingin

No Kebutuhan Jumlah Satuan

1 Cooler 301 (CO-301) 8.259,678 kg/jam

2 Cooler 302 (CO-302) 33.083,634 Kg/jam

3 Condensor 301 (CD-301) 202.329,753 Kg/jam

4 Jaket Reaktor 1 1.032,439 Kg/jam

Jumlah kebutuhan 245.964,752 kg/jam

Over design 10 % 270.561,227 kg/jam

Recovery 90 %, maka make – up 27,250 m3/jam

Air untuk pamadam kebakaran (Hydrant Water)

Untuk air pemadam kebakaran disediakan = 15,043 kg/jam

= 0,0152 m3/jam

Total kebutuhan air dengan treatment = General uses + BFW + Process

water + Air hydrant + Air

pendingin

= 700,83 kg/jam + 10.265,267 kg/jam + 15,043 kg/jam + 27.561,227 kg/jam

= 40180,91 kg/jam

= 40,18291 m3/jam

Sehingga kebutuhan air total ± 40,18291 m3/jam

Kebutuhan air di penuhi dengan satu sumber yaitu air sungai (DAS)

bengawan solo jawa tengah.

2. Spesifikasi Peralatan Utilitas

a. Bak Sedimentasi (BS-101)

Fungsi : Mengendapkan lumpur dan kotoran air sungai

Jenis : Bak rectangular

1. Menetukan Volume Bak

Jumlah air sungai = 40180,91 kg/jam = 40,18291 m3/jam

Waktu tinggal = 1- 8 jam (http://water.me.vccs.edu/)

Diambil waktu tinggal = 1,5 jam

Ukuran volume bak = 1,1 × 40,18291 m3/jam × 1,5 jam

= 66,3018 m3 = 17515.08 gallon

http://water.me.vccs.edu/

2. Menetukan Dimensi Bak

Luas permukaan bak (A) = Qc/O.R (http://water.me.vccs.edu/)

Dimana :

A = luas permukaan bak, m3

Qc = laju alir, m3/jam

O.R = overflow rate, 500 gal/jam-ft2- 1.000 gal/jam-ft

2

Diambil overflow rate 500 gal/jam-ft2

Sehingga :

A = 38,767 ft2

Kedalaman bak (d) = 7-16 ft (http://water.me.vccs.edu/)

Diambil d = 16 ft = 4,8768 m

Panjang (L) = 4 W

Dimana W = (V/4d)1/2

=

2/1

164

ft3/jam 4.275,453

ft

= 6,36 ft = 1,94 m

L = 4(6,36 ft)

= 25,45 ft

= 7,76 m

3. Menentukan Air Sungai Keluar Bak Sedimentasi

Flow through velocity : < 0,5 ft/min (http://water.me.vccs.edu/)




v = (0,0000928 ft3-jam/gal-min x Qc)/Ax

Ax = cross-sectional area

Ax = Wd

= (6,36 ft)(16 ft)

= 101,807 ft2

v = (0,0000928ft3-min/gal-jam x 19.383,399 gal/jam)/(101,807 ft

2 )

= 0,018 ft/min

0,0018 ft/min < 0,5 ft/min, menandakan lumpur tidak terbawa oleh aliran

air keluar bak sedimentasi.

Air sungai keluar = Air sungai masuk - Drain

Asumsi turbidity = 850 ppm (Powell, 1954)

x (suspended solid) = 42 % (Powell, 1954, Figure 4)

Drain = 42 % × 850 ppm

= 3,57 × 10-4

lb/gal air

= 4,2771 × 10-5

kg/kg air × 40180,91 kg

= 3,116 kg

Air sungai keluar bak = 40180,91 kg/jam – 3,116 kg/jam

= 40177.794 kg/jam

= 40,156 m3/jam

Spesifikasi Bak Sedimentasi (BS-101) ditunjukkan pada Tabel D.5.

Tabel D.5 Spesifikasi Bak Sedimentasi (BS–101)

Alat Bak Sedimentasi

Kode BS-101

Fungsi Mengendapkan lumpur dan kotoran air sungai

sebanyak 40,156 m3/jam dengan waktu

tinggal 1,5 jam.

Bentuk Bak rectangular

Dimensi Panjang 7,76 m

Lebar 1,94 m

Kedalaman 4,88 m

Jumlah 1 buah

b. Bak Penggumpal (BP-101)

Fungsi : Menggumpalkan kotoran yang tidak mengendap di bak

penampung awal dengan menambahkan alum Al2(SO4)3, soda

kaustik dan klorin/kaporit

Jenis : Silinder tegak yang dilengkapi pengaduk

1. Menentukan Volume Bak

Jumlah air sungai = 40,156 m3/jam

= 40177.794kg/jam

Over design 10%

Waktu tinggal dalam bak = 20 – 60 menit (Powell, 1954)

Diambil waktu tinggal 60 menit.

Volume bak = 1,1 × 40,156 m3/jam × 1jam

= 44,1716 m3

2. Menentukan Dimensi Bak

Dimensi bak silinder tegak dengan H/D = 1

V = ¼ π D2 H

Sehingga H = D = 4,68 m = 15,37 ft

3. Menetukan Kebutuhan Bahan Kimia

Konsentrasi alum yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal =

0,004 % dari air umpan (Faisal,2009)

Konsentrasi alum di tangki penyimpanan = 55 %

Kebutuhan alum = 0,06 % × 40177.794 m3/jam

= 43,708 kg/jam

Suplai alum ke bak penggumpal = 0,55

kg/jam 43,708

= 79,469 kg/jam

ρ alum = 1.307 kg/m3

Laju alir alum = 3kg/m1.307

kg/jam469,79

= 0,061 m3/jam

Konsentrasi NaOH yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal =

0,05 % dari air umpan

Konsentrasi NaOH di tangki penyimpanan = 90 %

Kebutuhan NaOH = 0,05 % × 73,371 m3/jam

= 0,037 m3/jam

= 36,423 kg/jam

Suplai NaOH ke bak penggumpal = 0,9

kg/jam 36,423

= 40,471 kg/jam

ρ NaOH = 1.044,431 kg/m3

Laju alir NaOH = 3kg/m1.044,431

kg/jam 40,471

= 0,039 m3/jam

Konsentrasi kaporit yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal = 1,2

% dari air umpan

Konsentrasi kaporit di tangki penyimpanan = 100 %

Kebutuhan kaporit = 1,2 % × 73,731 m3/jam

= 0,881 m3/jam

= 874,165 kg/jam

Suplai kaporit ke bak penggumpal = 1

kg/jam165,874

= 874,165 kg/jam

ρ klorin = 1.043,25 kg/m3

Laju alir klorin = 3kg/m1.043,25

kg/jam165,874

= 0,838 m3/jam

4. Menentukan Daya Motor Pengaduk

Daya motor yang digunakan = motor Efisiensi

dibutuhkan yangmotor Daya

Menghitung diameter pengaduk (DI)

Diameter impeler (Di) = 1/3 x Dbak

= 1/3 × 4,68 m

= 1,56 m

= 5,12 ft

Menghitung putaran pengaduk (N)

N = II D

WELH

D 2

3048,0600

WELH = Tinggi cairan (Z1) x s.g

Tinggi cairan (Z1) =

=212,5

371,734

= 4,26 m

= 13,97 ft

WELH = Z1 × s.g.

= 4,26 × 1,002

= 4,26 m

= 13,97 ft

Putaran pengaduk (N) = 56,12

4,27

56,1

3048,0600

= 43,58 rpm

= 0,73 rps

Menentukan power number (Np)

Np ditentukan dari Figure 3.4-4, Geankoplis, berdasarkan bilangan

Reynold dan tipe pengaduk.

Viskositas campuran = 0,0413 kg/m.s

2

L

ID

V4

Berdasarkan viskositas campuran < 10 kg/m.s maka dipilih jenis

impeler yaitu marine propeller.

NRe =

2

iDN

= 0413,0

857,99256,10,73 2

= 4,257.104

Dari Figure 3.4-4, Geankoplis, diperoleh Np = 1

Menentukan daya motor yang dibutuhkan

Daya yang dibutuhkan =

= 4,735 hp

Menentukan daya motor yang digunakan

Efisiensi = 80 %

Power motor = 8,0

4,735 hp

= 5,92 hp

Digunakan daya motor = 6 hp

Spesifikasi Bak Penggumpal (BP-101) ditunjukkan pada Tabel D.6.

Tabel D.6 Spesifikasi Bak Penggumpal (BP–101)

Alat Bak Penggumpal

Kode BP-101

Fungsi Menggumpalkan kotoran yang tidak mengendap di

)17,32550(

...53

x

DNN Imixp

bak penampung awal dengan menambahkan alum

Al2(SO4)3 dan soda abu Na2CO3

Bentuk Silinder vertical

Dimensi Diameter 4,68 m

Tinggi 4,68 m

Pengaduk Diameter pengaduk 1,56 m

Power 6 hp

Jumlah 1 buah

c. Clarifier (CL-101)

Fungsi : Mengendapkan gumpalan kotoran dari bak penggumpal

Jenis : Bak berbentuk kerucut terpancung dengan waktu tinggal 60

menit

Gambar D.1 Clarifier

1. Menetukan Volume Clarifier

Jumlah air sungai = 40,156 m3/jam = 40177.794kg/jam

Over design = 10 %

Volume bak = 1,1 × 40,156 m3/jam × 1 jam

= 80,708 m3

h

y

D2

D1

2. Menetukan Dimensi Clarifier

Tinggi (h) = 10 ft = 3,05 m (Powell, 1954)

Diambil D2 = 0,61 D1

D2/D1 = (y/y + h)

0,61 = (y/y + 3,0480)

y = 4,7674 m

Volume clarifier = ¼ π D22 (y + h)/3 – ¼ π D1

2 (y + h)/3

80,708 m3

= ¼ π D12 2,6051 – ¼ π 0,61D1

2 2,6051

Diperoleh: D1 = 7,93 m

D2 = 4,83 m

Jadi dimensi clarifier :

Tinggi = 3,05 m

Diameter atas = 7,93 m

Diameter bawah = 4,83 m

3. Menetukan Massa Air Keluar Clarifier

Massa air keluar clarifier = Massa air masuk clarifier - Sludge discharge

Sludge discharge = Turbidity + Alum + Soda abu

Asumsi :

Turbidity = 850 ppm

Alum = 30 ppm

Soda abu = 30 ppm

Total = 4,2771. 10-5

+ 1,5096. 10-6

+ 1,5096. 10-6

= 4,5790.10-5

kg sludge/kg air × 40177.794kg/jam

= 3,336 kg sludge

Massa air keluar = 40177.794kg/jam – 3,336 kg

= 40174,454 kg/jam

= 40,348 m3/jam

Spesifikasi Clarifier (CL-101) ditunjukkan pada Tabel D.7.

Tabel D.7 Spesifikasi Clarifier (CL–101)

Alat Clarifier

Kode CL-101

Fungsi Mengendapkan gumpalan-gumpalan kotoran

dari bak penggumpal.

Bentuk Bak berbentuk kerucut terpancung

Kapasitas 40,156 m3

Dimensi Tinggi 3,05 M

Diameter Atas 7,93 M

Diameter Bawah 4,83 M

Jumlah 1 buah

d. Sand Filter (SF-101)

Fungsi : Menyaring kotoran-kotoran yang masih terbawa air dari tangki

Clarifier

Tipe : Silinder vertikal dengan media penyaring pasir dan kerikil

1. Menetukan Luas Penampang Filter

Jumlah air = 40,348 m3/jam

Waktu tinggal = 1 jam

Laju alir = 40177.794kg/jam

Over design = 10 %

Kapasitas tangki = 1,1 x Jumlah air

= 1,1 x 40,348 m3/jam

= 44,3828 m3/jam

Untuk mencari luas filter, digunakan persamaan :

5,0

...

).(.2

. scc ct

Pf

tA

V (Pers. 14.2-24, Geankoplis, Hal. 814)

Keterangan :

V = volume filtrat (m3)

A = luas filter (m2)

f = fraction submergence dari permukaan drum dalam slurry

P = tekanan (Pa)

tc = waktu siklus (s)

μ = viskositas (Pa.s)

α = tahanan spesifik (m/kg)

cs = total padatan dalam filtrat (kg padatan/m3 filtrat)

Diketahui :

V = 0,448 m3/s

cx = 0,191 kg padatan/kg slurry

m = 2 kg wet cake/kg dry cake

∆P = 70.000 Pa

tc = 250 s

α = (4,37 . 109 x (-∆P))

0,3

= (4,37.109 x 70.000)

0,3

= 1,242 x 1011

m/kg

Dari Appendix A.2 (Geankoplis,1993), untuk air pada 35 oC,

μ = 0,0008 Pa.s

ρ = 992,857 kg/m3

cs = x

x

mc

c

1

= )191,02(1

191,0857,992

x

x

= 306,854 kg padatan/m3 filtrat

Maka,

A

0,448 =

5,0

854,306 10 x 1,2420008,0250

)000.70(.33,0.211 xxx

x 250

A = 23,033 m2

2. Menentukan Dimensi Filter

A = (1/4) x π x D2

Diperoleh D = 5,42 m

= 213,204 in

Digunakan D standar = 216 in = 18 ft

Mencari ketinggian shell :

Hshell = A

tV c. =

23,033

250.448,0= 4,87 m = 15,97 ft

Digunakan H standar = 16 ft (4,88 m)

Media filter :

Antrachite = 0,35 Hshell = 0,35 x 16 = 5,6 ft = 1,707 m

Fine Sand = 0,35 Hshell = 0,35 x 16 = 5,6 ft = 1,707 m

Coarse Sand = 0,15 Hshell = 0,15 x 16 = 2,4 ft = 0,732 m

Karbon aktif = 0,15 Hshell = 0,15 x 16 = 2,4 ft = 0,732 m

Tinggi total media filter = 16 ft = 4,88 m

3. Menentukan Tekanan Desain

Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki digunakan

persamaan Jansen :

PB = (Mc. Cabe and Smith, 1985)

Dimana:

PB = tekanan vertikal pada dasar tangki (psi)

ρB = densitas material, lb/ft³

= 59,307 lb/ft³

μ = koefisien friksi : 0,35 - 0,55 dipilih, μ = 0,4

K = rasio tekanan, 0.3 - 0,6 dipilih, K = 0,5

ZT = tinggi total bahan dalam tangki

= 16 ft

/RZK2μc

B

Te1Kμ2

g

gρR

R = jari-jari tangki

= 1/2 D = 9 ft

Diperoleh PB = 679,081 lb/ft2 = 4,716 lb/in

2

Tekanan lateral yg dialami dinding tangki (PL) = K × PB

= 0,5 x 4,716

= 2,358 lb/in2

Tekanan total (PT) = (4,716 + 2,358) lb/in2

= 7,074 lb/in

2

4. Menghitung Tebal Dinding Shell

(Brownell & Young, 1959, Hal. 254)

Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C

(Perry, 1984),dengan komposisi dan data sebagai berikut :

f = 12.650 psi (Peters & Timmerhause, 1991)

E = 80 % (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.2)

c = 0,125 in

ri = 108 in

Poperasi = 14,7 psi

Pdesain = 1,1 × (14,7 + 7,074) = 23,951 psi

Tebal shell = 0,381 in (Tebal standar = 7/16 in)

5. Menghitung Tebal Head

%6Cr


cPf

irPt

.6,0.

.

Diketahui : rc = 170 in, maka icr = 13 in

= 1,65 in

th = 0,458 in (Tebal standar = ½ in)

6. Menghitung Tinggi Head

Untuk tebal dinding head = ½ in, dari Tabel 5.8 Brownell and Young

Hal. 93, maka sf = 1 ½ – 4 in, dan direkomendasikan sf = 3 in.

Depth of dish (b)

2

22

icrIDicrrcrcb (Brownell andYoung, 1959, Hal. 87)

2

132

170213170170 inb

b = 13,54 in

Tinggi head (OA)

OA = th + b + sf (Brownell and Young, 1959, Hal. 87)

= (0,50 + 13,54 + 3) in

= 17,04 in = 0,43 m

7. Menghitung Volume Filter

Volume tanpa bagian sf

V = 0,0000439 × ID3

icr

cr3.4

1w

cP2,0f2

w.r.Pt c

h

= 0,0000439 × 183

= 0,256 ft3

Volume pada sf

Vsf = 0,25 × π × r2 × sf

= 0,25 × 3,14 × (18/2)2 × 3

= 15,904 ft3

V total = V cairan + (2 x V tanpa sf) + ( 2 x V pada sf)

= 950,016 ft3 + (2 x 0,256) ft

3 + (2 x 15,904 ft

3)

= 982,337 ft3 = 27,817 m

3

8. Menghitung Laju Air Keluar Filter

Air keluar filter = Air masuk filter - Air yang tertinggal di filter

Kisaran internal backwashing : 8-24 jam (Powell, 1954)

Diambil = 10 jam

Kisaran kecepatan backwash : 15-30 gpm/ft2 (Powell, 1954)

Diambil = 15 gpm/ft2

Luas penampang = 23,033 m2

= 247,925 ft2

Flowrate backwash = Kecepatan backwash x Luas penampang

= 15 gpm/ft2

x 247,925 ft2

= 3.718,872 gpm

Kisaran air untuk backwash sebesar : 0,5-5 % air disaring.

Diambil = 4 %

Air untuk backwash = 0,04 × 40,348 m3/jam × 10 jam

= 9,782 m3

= 2.584,224 gal

Waktu backwash = gpm

gal

3.718,872

2.584,224

= 0,695 menit

Air yang tertinggal = 0,015% × air masuk

= 0,00015 x 40,348 m3/jam

= 0,0037 m3/jam

Air yang masuk = 24,456 m3/jam

Sehingga air keluaran filter = air yang masuk – air yang tetinggal

= (40,348 - 0,0037) m3/jam

= 40,3448 m3/jam

Spesifikasi Sand Filter (SF-101) ditunjukkan pada Tabel D.8.

Tabel D.8 Spesifikasi Sand Filter (SF-101)

Alat Sand Filter

Kode SF-101

Fungsi Menyaring kotoran-kotoran yang terbawa air

Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk

torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.

Kapasitas 40,348 m3/jam

Dimensi Diameter 5,49 m

Tinggi 4,88 m

Tebal shell (ts) 0,4375 in

Tebal head (th) 0,50 in


Waktu Backwash 0,695 menit

Jumlah 4 buah (1 cadangan)

e. Hot Basin (HB-101)

Fungsi : Menampung air proses yang akan didinginkan di Cooling Tower

Jenis : Bak beton berbentuk rectangular

1. Menentukan Volume Bak

Massa air = Kebutuhan air pendingin + Make up air pendingin

= 40797,4103 kg/jam

Flow rate = 41.00242 m3/jam


Over design = 20 %

Volume = 1,2 × 41.00242 m3/jam ×1 jam

= 49,2029 m3

2. Menentukan Dimensi Hot Basin

Luas permukaan bak (A) = Qc/O.R (http://water.me.vccs.edu/)

Dimana :

A = luas permukaan bak, m3

Qc = laju alir, m3/jam

O.R = overflow rate,500 gal/jam-ft2- 1.000 gal/jam-ft

2

Diambil overflow rate 500 gal/jam-ft2


Sehingga :

A = 89,886 ft2

Kedalaman bak (d) = 7-16 ft (http://water.me.vccs.edu/)

Diambil d = 16 ft = 4,88 m

Panjang (L) = 4 W

Dimana W = (V/4d)1/2

= 9,69 ft = 2,95 m

L = 38,76 ft = 11,81 m

Spesifikasi Hot Basin (HB–101) ditunjukkan pada Tabel D.9.

Tabel D.9 Spesifikasi Hot Basin (HB–101)

Alat Hot Basin

Kode HB-101

Fungsi Manampung air yang akan didinginkan di Cooling Tower


Dimensi Panjang 11,81 M

Lebar 2,95 M

Kedalaman 4,88 M

Jumlah 1 buah

f. Cold Basin (CB-101)

Fungsi : Menampung air keluaran dari Cooling Tower dan make up

water dari filtered water tank

Jenis : Bak beton berbentuk rectangular

Dengan perhitungan yang sama dengan Hot Basin diperoleh spesifikasi

sebagai berikut :

Tabel D.10 Spesifikasi Cold Basin (CB–101)


Alat Cold Basin

Kode CB-101

Fungsi Menampung air keluaran dari Cooling Tower dan

make up water dari filtered water tank



Lebar 2,95 m

Kedalaman 4,88 m

Jumlah 1 buah

g. Cooling Tower (CT-101)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin yang telah digunakan oleh peralatan

proses dengan menggunakan media pendingin udara dan

mengolah dari temperatur 45 oC menjadi 30

oC

Tipe : Inducted Draft Cooling Tower

Sistem : Kontak langsung dengan udara di dalam cooling tower (fan)

Ukuran cooling tower merupakan fungsi dari :

Batasan pendingin (temperatur air panas minus temperatur air dingin)

Pendekatan temperatur wet bulb (temperatur air dingin minus

temperatur basah)

Kuantitas air yang didinginkan

Temperatur wet bulb

Tinggi menara

1. Menentukan Dimensi Cooling Tower

Jumlah air yang harus didinginkan = Kebutuhan air pendingin

= 40797,4103 kg/jam

= 41.00242 m3/jam =180,528 gpm

Digunakan udara sebagai pendingin dengan relative humidity 95 %

Suhu air masuk, T1 = 45 oC = 113

oF

Suhu air keluar, T2 = 30 oC = 86

oF

Suhu dry bulb udara Tdb = 30 oC = 86

oF

Suhu wet bulb udara, Twb = 22,2 oC = 71,96

oF

Temperature approach = T2 – Twb

= 7,8 oC = 46,04

oF

Cooling range = T1 – T2 = 15 oC = 59

oF

Konsentrasi air, Cw = 2,5 gal/min ft2

(Fig. 12.14, Perry's Handbook, 1997)

Dimensi menara

Luas menara = Q/Cw

= 2min/5,2

180,528

ftgal

gpm = 72,211 ft

2

Dimensi, P/L = 2

Sehingga diperoleh:

Lebar menara, L = 3,73 m

Panjang menara, P = 7,46 m

Berdasarkan Perry's Handbook, 1997, jika temperatur approach 7–11

oC, maka tinggi menara 4,6 – 6,1 m. Diambil tinggi menara 4,9 m =

16,08 ft.

Dimensi basin

Holding time = ½ jam

Volume = 41.00242 m3/jam x ½ jam = 20,501 m

3

Lebar, L = 3,73 m

Panjang, P = 7,46 m

Tinggi = LxP

V =

m3,73x m46,7

3m 20,501 = 3,06 m

2. Menghitung Daya Motor Penggerak Fan Cooling Tower

Menghitung daya fan

Daya fan = fanEfisiensi

fanTenaga

Fan hp = 0,031 hp/ft2 (Fig. 12.15, Perry's Handbook, 1997)

Tenaga yang dibutuhkan = Luas cooling tower × 0,031 hp/ft2

= 72,211 ft2

× 0,031 hp/ft2

= 9,29 hp

Efisiensi fan = 75 %

Daya fan = 75,0

29,9= 12,38 hp

Menghitung daya motor penggerak fan cooling tower

Efisiensi motor dipilih 85 %.

Tenaga motor = 85,0

38,12 = 14,57 hp = 15 hp

3. Menghitung Kebutuhan Zat Aditif

Dispersant

Konsentrasi dispersant yang diijeksikan ke dalam Cooling Tower =

0,05 % dari air umpan.

Konsentrasi dispersant di tangki penyimpanan = 1 %

Kebutuhan dispersant = 0,05 % × 40797,4103 kg/jam

= 84,457 kg/jam

Suplai dispersant ke cooling tower = 0,1

84,457

= 844,567 kg/jam

ρ dispersant = 995,68 kg/m3

Laju alir dispersant = 3kg/m68,959

kg/jam 44,5678

= 0,848 m3/jam

Asam Sulfat

Konsentrasi H2SO4 yang diijeksikan ke dalam cooling tower = 0,01

% dari air umpan.

Konsentrasi H2SO4 di tangki penyimpanan = 98 %

Kebutuhan H2SO4 = 0,01 % × 40797,4103 kg/jam

= 16,891 kg/jam

Suplai H2SO4 ke bak penggumpal = 0,98

kg/jam891,16

= 17,236 kg/jam

ρ H2SO4 = 1.834 kg/m3

Laju alir H2SO4 = 3kg/m1.834

kg/jam 17,236

= 0,0094 m3/jam

Inhibitor

Konsentrasi inhibitor yang diijeksikan ke dalam cooling tower = 0,01

% dari air umpan.

Konsentrasi inhibitor di tangki penyimpanan = 1 %

Kebutuhan inhibitor = 0,01 % × 40797,4103 kg/jam

= 407,97 kg/jam

Suplai inhibitor ke bak penggumpal = 0,10

kg/jam 407,97

= 4079,7 kg/jam

ρ inhibitor = 2.526,042 kg/m3

Laju alir inhibitor = 3kg/m042,526.2

kg/jam 4079,7

= 0,067 m3/jam

4. Menghitung Make-Up Water

Wc = aliran air sirkulasi masuk Cooling Tower = 41.00242 m3/jam

Water evaporation (We)

We = 0,00085 Wc x (T1-T2) (Eq. 12.10, Perry's, 1997)

= 0,00085 x 41.00242 m3/jam x 15 K

= 21,691 m3.K/jam

Water drift loss (Wd) = 0,002 x Wc

= 0,002 x 41.00242 m3/jam

= 0,340 m3/jam

Water blowdown (Wb) = Wc/( S-1 )

S = rasio klorida dalam air sirkulasi terhadap air make up 3–5, diambil S

= 5

Wb = 1-5

/jam3m129,170

= 21,266 m3/jam

Wm = We + Wd + Wb

= (21,691 + 0,340 + 21,266) m3/jam

= 43,298 m3/jam

Spesifikasi Cooling Tower (CT-101) ditunjukkan pada Tabel D.11.

Tabel D.11 Spesifikasi Cooling Tower (CT-101)

Alat Cooling Tower

Kode CT-101

Fungsi Mendinginkan air pendingin yang telah digunakan

oleh peralatan proses dengan menggunakan media

pendingin udara dan mengolah dari temperatur

45 oC menjadi 30

oC

Tipe Inducted Draft Cooling Tower

Kapasitas 41.00242 m3/jam


Lebar 3,73 m

Tinggi 4,60 m

Tenaga motor Daya fan 15 hp

Bahan Konstruksi Beton

Jumlah 1 buah

h. Cation Exchanger (CE – 101)

Fungsi : Menghilangkan ion-ion positif yang terlarut dan menghilangkan

kesadahan air

Tipe : Tangki silinder vertikal diisi dengan resin penukar ion

1. Menghitung Luas Permukaan Resin

V Air masuk = kebutuhan + make up air boiler

= 1648.902 kg/jam

= 16,489 m3/jam

= 393 gpm

Siklus regenerasi = 8 jam

Total kation inlet = 62 ppm = (1 grain/gallon = 17,1 ppm)

Total kation outlet = 0 ppm

Kation hilang = 100 %

Kation exchanger = Asam lemah (weakly acid, metilen akrilat)

Kondisi operasi :

Temperatur = 30 oC (Tabel 16-6, Perry's Handbook, 7th ed, 1997)

pH = 6-8 (Tabel 16-19, Perry's Handbook, 7th ed, 1997)

Kapasitas resin = 0,75 eq/L

= 16,35 kgrain CaCO3/ft3 resin

= 16,35 kg/m3

Maksimum flow = 8 gpm/ft2

Densitas resin, ρ = 0,95 kg/L

= 59,307 lb/ft3

Contoh kationnya = CaCO3 (Ca2+

)

Ca2+

yg hilang = kation hilang (%/100) x laju alir air (gpm) x total

kation inlet (kgrain/gallon) x siklus regenerasi

(menit).

= 860 0,0036298,252%100

= 439,088 kgrain

Kebutuhan resin = resinkapasitas

(kgrain)hilangyangzat

= 35,16

439,088

= 26,86 ft3

= 0,76 m3

Luas permukan resin :

Aresin = Laju alir air : flowrate max

= 8

252,298

= 31,537 ft2

2. Menghitung Diameter Cation Exchanger

D = 14,3

2537,314 ft

= 6,34 ft = 1,93 m = 76,04 in

Diambil diameter standar = 77 in = 1,96 m

Tinggi bed resin = kebutuhan resin : luas permukaan resin

= 929,2

0,761

= 0,259 m

= 0,852 ft

3. Menghitung Tinggi Cation Exchanger

Tinggi tangki total = Tinggi bed total + Ruang kosong

Ruang kosong = 75 % × Tinggi bed (untuk ekspansi saat regenerasi)

= 0,195 m

Lapisan pasir = 50 % × Tinggi bed

= 0,129 m

Graver dirancang dari anitrofit dengan tebal/tinggi 12-14 in (Powell,

1954).

Dipilih tinggi = 13 in = 0,3302 m

Tinggi bed total = H bed resin + H bed pasir + H bed gravel

= (0,259 + 0,129 + 0,330) m

= 0,719 m

= 2,361 ft

Tinggi shell, Hs = H bed total + H ruang kosong

= (0,719 + 0,195) m

= 0,914 m

= 2,999 ft

4. Menghitung Tekanan Desain

Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki digunakan

persamaan Jansen :

PB = (Mc. Cabe and Smith, 1985)

Dimana:

PB = tekanan vertikal pada dasar tangki (psi)

ρB = densitas material, lb/ft³ = 59,307 lb/ft³

μ = koefisien friksi, 0,35 - 0,55 ; dipilih, μ = 0,4

K = rasio tekanan, 0.3 -0.6 ; dipilih, K = 0,5

ZT = tinggi total bahan dalam tangki, ft

R = jari-jari tangki =1/2 D, ft

Diperoleh PB = 121,28 lb/ft2

= 0,842 psi

Tekanan lateral yg dialami dinding tangki (PL) = K × PB

= 0,421 psi

Tekanan total (PT) = (0,842 + 0,421) psi

= 1,263 psi

Poperasi = 14,7 psi

Pdesain = 1,1 x (Poperasi + PT)

= 17,559 psi


(Brownell & Young, 1959, hal 254)

/RZK2μc

B

Te1Kμ2

g

gρR

cP.6,0.f

r.Pt i

Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C

f = 12.650 psi (Peters & Timmerhause, 1991)

E = 80 % (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.2)

c = 0,125 in

ri = 38,5 in

Tebal shell = 0,25 in (Tebal standar = ¼ in)


OD = ID + (2 x ts)

= 77 in + (2 x 0,25) = 77,50 in

Dipilih OD standar: OD = 77,5

rc = 78

icr = 4, 75

= 1,76 in

= 0,244 in (Tebal standar = ¼ in)

7. Menghitung Tinggi dan Volume Head

Untuk tebal dinding head = 1/4 in

Untuk th = ¼ in, dari Tabel 5.8 Brownell and Young Hal. 93, maka sf = 1

½ – 2 in, dan direkomendasikan sf = 2 in.

icr

r3.

4

1w c

cP2,0f2

w.r.Pt c

h

Depth of dish (b)

22

2icrIDicrrcrcb

(Brownell and Young, 1959, Hal. 87)

22

75,42

7775,4 78 78 inb

b = 12,99 in

Tinggi head (OA)

OA = th + b + sf (Brownell and Young, 1959, Hal. 87)

= (0,25 + 12,99 + 2) in

= 15,24 in

= 1,27 ft

Volume tanpa bagian sf

V = 0,0000439 × ID3

= 0,0000439 × 6,423

= 1,29 x 10-2

ft3

= 3,66 x 10-4

m3

Volume pada sf

Vsf = 0,25 × π × r2 × sf

= 0,25 × 3,14 × (6,42/2)2 × 0,051

= 0,038 m3

V total = V pada sf + V tanpa sf

= 0,0385 m3

Regenerasi Resin

Menghitung kebutuhan regeneran

Regeneran yang digunakan adalah asam sulfat konsentrasi 4 %

volume (Tabel 16-19, Perry's Handbook, 7th ed, 1997).

Kapasitas regeneran = 6,875 lb regeneran/ft³ resin

Kebutuhan teoritis = Kapasitas regeneran × Kebutuhan =

6,875 lb regeneran/ft³ resin × 26,86 ft3

= 184,632 lb regeneran

Kebutuhan teknis = 110 % × Kebutuhan teoritis

= 110 % x 184,632

= 203,095 lb regeneran

= 92,122 kg

Menghitung waktu regenerasi

Densitas regeneran = 8,526 lb/gallon

Flowrate regenerasi = 5 gpm/ft² (Powell, 1954)

Waktu pencucian = 10 menit

Volume regeneran = regenerandensitas

teknisKebutuhan

= 0,0902 m3

= 23,822 gal

Flowrate air pencuci = 5 gpm/ft² (Powell, 1954)

Waktu regenerasi = sinreLuasFlowrate

regeneranVolume

= 22 ft54,31gal/minft5

gal 23,822

= 0,151 menit

Waktu pembilasan = 5 menit

Total waktu = 15,151 menit

Menghitung jumlah air pencuci dan pembilas (Vbw)

Vbw = (t pencucian + t pembilasan ) × Flowrate regenerasi × Luas

resin

= (10 + 5) menit × 5 gpm/ft² x 31,54 ft²

= 2.365,298 galon/shift

Spesifikasi Cation Exchanger (CE –101) ditunjukkan pada Tabel D.12.

Tabel D.12 Spesifikasi Cation Exchanger (CE-101)

Alat Cation Exchanger

Kode CE-101

Fungsi Menghilangkan ion-ion positif yang terlarut dan

menghilangkan kesadahan air


Torisperical


Dimensi Diameter shell (D) 1,960 M

Tinggi shell (Hs) 0,914 M

Tebal shell (ts) 0,250 In

Tebal head (th) 0,250 In

Tinggi atap 0,387 M


Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316


i. Anion Exchanger (AE – 101)

Fungsi : Menghilangkan ion-ion negatif yang terlarut dan


Tipe : Tangki silinder vertikal diisi dengan resin penukar ion

Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Cation Exchanger (CE-

101), diperoleh spesifikasi Anion Exchanger (AE-101) sebagai berikut :

Tabel D.13 Spesifikasi Anion Exchanger (AE – 101)

Alat Anion Exchanger

Kode AE-101

Fungsi Menghilangkan ion-ion negatif yang terlarut dan



torisperical


Dimensi Diameter shell (D) 2,08 m

Tinggi shell (Hs) 0,57 m



Tinggi atap 0,37 m




j. Deaerator (DA-401)

Fungsi : Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air, seperti: O2 dan CO2,

agar korosif dan kerak tidak terjadi, diinjeksikan hydrazine (O2

scavanger) serta senyawaan fosfat

Jenis : Tangki horizontal dengan head berbentuk ellips dilengkapi

sparger

1. Menghitung Volume Deaerator

Jumlah air umpan boiler = 1648.902 kg/jam

Kecepatan volumetrik air = 16,489 m3/jam

Densitas air = 992,86 kg/m3

= 61,98 lbm/ft3

Waktu tinggal = 15 menit = 0,25 jam

Volume air = 16,489 m3/jam × 0,25 jam

= 3,362 m3

Over design = 20 %

Volume kolom = 4,034 m3

2. Menentukan Dimensi Tangki

Volume tutup atas torrispherical flanged and dished head.

Vd = 0,1039D3 (Wallas)

V tangki = V shell + V torrispherical

= ¼ π D2 H + 0,1039D

3 + 0,1039D

3

Diambil Hs/D = 5

Vkolom = (3,14/4).D2 (5D) + 0,2078D

3

4,034 m3 = 4,1348 D

3

Sehingga :

D = 0,992 m = 3,254 ft = 39,048 in

Digunakan diameter standar :

D = 3,5 ft = 42 in = 1,067 m

Hs = 17,5 ft = 210 in = 5,334 m

Bahan isian : rasching ring metal

Packing size = 1 in

packing factor, Fp = 115 (Tabel 11.2 Coulson, 1985:482)

Kecepatan air (kebutuhan air untuk steam), Lw :

Lw = 13.350,795 kg/jam

= 3,709 kg/s kecepatan steam

Vw = 10 % × 13.350,795 kg/jam

= 1.335,071 kg/jam = 0,371 kg/s

ρL = 992,856 kg/m3 = 61,982 lb/ft

3

ρv = 29,073 kg/m3 (Chemcad)

μL = 0,0008 kg/m.s

L

V

w

wLV

ρ

ρ

V

LF

= 1,711

ΔP = 15 - 50 mm H2O/m packing (Coulson, 1985:492)

Dari Fig. 11.44 Coulson hal 492, diambil ΔP = 15 mm H2O/m packing.

Didapat K4 = 0,18

Pada flooding K4 = 80 % (Coulson, 1985:492)

% flooding = %10080,0

18,0 = 47,43 % (< 85 % memuaskan)

h = HETP = D0,3

(Pers. 4-84, Ulrich, 1984:196)

= (3,5 ft)0,3

= 1,456 ft = 0,44 m = 17,47 in

ρ metal = 490 lbm/ft3


P abs = P operasi + P hidrostatis (Pers 3.17, Brownell, 1959:46)

P abs = 14,7 + 144

1)ρ(h

= 14,7 + 7,102 psi

= 21,802 psi

Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja absolut (Coulson,

1988:637). Tekanan desain yang dipilih 10 % di atasnya.

P desain = 1,1 × P abs

= 1,1 × 21,802 psi

= 23,98 psi


C0,6Pf.E

P.rt s (Pers. 13.1 Brownell and Young, 1959)

Dimana :

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 Grade C

P = tekanan desain = 23,98 psi

f = allowable stress = 12.650 psi (Tabel 13.1 Brownell, 1959:251)

E = 80 % (joint eficiency tipe double welded butt joint)

ri = jari-jari dalam shell = 21 in

C = corrosion allowance = 0,125 in/10 tahun

Diperoleh ts = 0,1748 in

Digunakan ts standar = 0,1875 in

Standardisasi OD :

OD = ID + 2 t

= 42 + (2 × 0,1875)

= 42,375 in

Dipilih OD standar = 48 in ; rc = 48 in ; icr = 3 in


= )) 98,231,0(-0,8) (12.650

21 98,23885,0+ 0,125 in

= 0,222 in

Dipakai th standar 0,250 in.

cP1.0.f

r.P.885,0t c

h

Spesifikasi deaerator (DA-401) ditunjukkan pada Tabel D.14.

Tabel D.14 Spesifikasi Deaerator (DA-401)

Alat Deaerator

Kode DA-401

Fungsi Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air, seperti:

O2 dan CO2, agar korosif dan kerak tidak terjadi,

diinjeksikan hydrazine (O2 scavanger) serta

senyawaan fosfat.

Bentuk Tangki horizontal dengan head berbentuk ellips

dilengkapi sparger.

Bahan Isian Rasching ring metal

Diameter packing 1,00 in

Tinggi bed 0,44 m

Diameter bed 1,07 m






Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C

Jumlah 1 buah

k. Boiler

Fungsi alat : Untuk membangkitkan Hgh pressure steam

Tipe boiler : Water tube (Tabel. 4.8, Urich, 1984:109)

Kondisi operasi :

Tekanan = 8581 kPa

Temperatur = 300 oC

Jumlah steam yg dibutuhkan, ms = 1648.902 kg/jam

= 16,489 m3/jam

Dipergunakan bahan bakar solar

Densitas = 870 kg/m3 (Tabel 6-3, Ulrich, 1984:332)

Kebutuhan bahan bakar sebagai berikut :

Fxeb

hhmm

fs

f

)(

Keterangan :

mf = massa bahan bakar yang dipakai, lb/jam

ms = massa uap yang dihasilkan, lb/jam

Hv = entalpi dari uap air Btu/lb

Hf = entalpi dari liquid, Btu/lb

Pada T = 300 oC

Hv = 2.706,3 kJ/kg = 1.163,501 Btu/lb

Hf = 503,71 kJ/kg = 216,557 Btu/lb

eb = efisiensi boiler = 90 % (Tabel 4.8, Urich, 1984:109)

F = nilai kalor bahan bakar (Tabel 6-3, Ulrich, 1984:332)

F = 42 MJ/m3 = 42000000 J/kg

= 726.420,968 Btu/lbm

mf = Btu/lb 968,420.26790,0

Btu/lb )557,216501,163.1(lb/jam 4323.767,73

= 287,321 lbm/jam

= 468,951 kg/jam = 212,712 m³/jam = 244,497 liter/jam

Daya boiler:

5,343,970

)( ff hhmhp

= 34,5970,3

Btu/lb 216,557)-(1.163,501lb/jam 468,951

= 1,327 hp

= 2 hp

Kapasitas boiler :

1000

)( fs hhmQ

= 306.590,035 Btu/jam

= 323.469,625 kJ/jam

Kebutuhan air = 1,2 × Jumlah steam

= 1,2 x 1648.902 kg/jam

= 1762,30,498 kg/jam

= 1774,98 m3/jam

Heating surface :

1 hp boiler = 10 ft2

Heating surface total = 10 × hp boiler

= 10 x 1,326 hp

= 13,266 ft2

= 1,232 m

2

Spesifikasi Boiler ditunjukkan pada Tabel D.15.

Tabel D.15 Spesifikasi Boiler

Alat Boiler

Fungsi Menghasilkan low pressure steam untuk

keperluan proses

Tipe Water tube boiler

Jenis Steam Low pressure satureted steam

Heating surface 1,232 m2

Kapasitas 323.469,625 kJ/jam

Bahan Bakar Solar

Kebutuhan BBM 0,244 m3/jam

Power 2 hp

Jumlah 1 buah

l. Filter Water Tank (TP-104)

Fungsi alat : Untuk menampung air keluaran sand filter

Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan

atap (head) berbentuk kerucut (conical)

Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm

Temperatur : 30 oC = 86

oF

1. Menghitung Volume Tangki

Kebutuhan air proses = Air output sand filter

= 40,3448 m3/jam = 40344,8 kg/jam


V H2O = Jumlah air x Waktu tinggal

= 40,3448 m3/jam x 1 jam = 40,3448 m

3

Safety factor = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991, Hal:37)

Volume tangki = 1,2 x V H2O

= 1,2 x 40,3448 m3

= 48,328 m3

2. Menghitung Diameter dan Tinggi Tangki

Rasio H/D yang di ambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang

paling kecil. Berdasarkan Tabel 4-27, Ulrich, 1984, dimana Hs/D < 2.

Berdasarkan Brownell and Young, untuk large tank berlaku :

D = 8H/3

H = 0,375 D

V = 1/4 x π x D2 x H

D = ((4V)/(π x H))0,5

= ((32V)/(3μ))0,5

Sehingga diperoleh: D = 11,08 m = 36,34 ft

H = 4,15 m = 13,63 ft

Nilai standar (Brownell and Young, App. E, Item 1, Hal. 346) :

D = 40 ft = 12,19 m = 480 in

H = 12 ft = 3,66 m = 144 in

Maka,

Volume tangki = 15,079,645 ft3 = 427,008 m

3

Diperoleh data (Brownell and Young, App. E, Item 2, Hal. 347) :

Number of courses = 2

Lebar plate standar = 6 ft



H liquid = (Vliquid / Vtangki) x H tangki

= (427,008 m3/333,607 m

3) x 3,66 m

= 2,86 m = 9,38 ft = 112,50 in

Dimana ρ = 992,856 kg/m3 = 61,982 lb/ft

3

Dimana, Phidrostatis :

P hidrostatis = 144

cL g

gH

(Pers. 3.17, Brownell, 1959)

= 4,035 psi

P operasi = 14,7 psi

Maka, Pabs = 18,735 psi

Tekanan desain 5-10 % diatas tekanan absolut (Coulson, 1988, Hal:637).

Tekanan desain yang dipilih 5 % diatasnya. Tekanan desain pada ring

ke-1 (paling bawah) :

Pdesain = 1,05 x 18,735 psi = 19,67 psi

Tabel D.16 Hasil perhitungan Pdesign pada berbagai ketinggian cairan :

Course Hliquid (ft) Phid (psi) Pabs (psi) Pdesain (psi)

1 9,375 4,035 18,735 19,67

2 3,375 1,453 16,153 16,96

4. Menentukan Tebal Plate

Keterangan :

CPEf

riPts

6,0.

.

F = 12.650 (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -20 - 650

oF)

E = 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld)

C = 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217)

Maka,

ts = 125,067,196,08,0650.12

248067,19

ts = 0,592 in

Diambil tebal plate standar = 10

/16 in

5. Menentukan Panjang Plate


L =

Keterangan :

L = panjang plate, in

Do = diameter luar shell, in

n = jumlah plate

Weld length = Banyak plate pada sekeliling plate x Banyak sambungan

pengelasan vertikal

= n x Butt welding

Panjang shell untuk course 1 :

Do = Di + (2 x ts)

n

weldDo

12.

length) (-π.

= 480 + (2 x (10

/16))

= 481,25 in

n = 2 buah

Butt welded = 0,156 (Brownell and Young, Hal. 254)

Maka,

L =

= 62,99 ft

6. Desain Atap

Perhitungan sudut elemen conis

Bentuk atap yang digunakan adalah conical (konis). Untuk roof with

large diameter yang menggunakan pengelasan lap joint, minimal

desain lap yang diizinkan adalah 1 in dengan tebal plate minimal 3/16

in. Besar sudut elemen konis dihitung dengan persamaan :

(Pers. 4.6, Brownell and Young, 1959)

Keterangan :

θ = sudut elemen konis dengan horizontal

D = diameter tangki, ft

t = tebal cone (head), in

Digunakan tebal konis (t) = 0,625 in

Maka, min sin θ = 0,149

t

D

430sinmin

2 12

0,156)2(-25,4813,14

θ = 8,559o

Pemeriksaan compressive stress yang diizinkan

f allowable =

Keterangan :

f allowable = compressive stress yang diizinkan, psi

t = tebal konis, in

r = jari-jari lekukan (curvature), in

Dimana, r =

= 315,273 ft

= 3.783,276 in

Yield point = 30.000

(Tabel 3.1, Brownell and Young, 1959, Hal. 37)

Maka, fallowable = 2.973,613

Dimana f allowable < (Yield point/3) = 2.973,613 < 10.000

Maka, tebal plate = 0,625 in dapat digunakan.

Perhitungan tinggi atap

Gambar D.2 Jari-jari lekukan untuk atap konis

o90

r

2

D

90 sin

6D

horizontaldengan

koniselemensudut

D = diameter tangki,ft

r = jari-jari, in

h

6 t 11,5 x10 yield point

r 3

sin

6D

Tinggi atap dapat dihitung dengan korelasi sudut pada gambar :

tan θ =

Dimana: tan θ = 0,151

Maka, H = 3,01 ft = 0,918 m

Menghitung tinggi total tangki penyimpanan air

H tangki = H shell + H roff

= 12 ft + 3,01 ft

= 15,01 ft

= 4,56 m

7. Desain Lantai

Untuk memudahkan pengelasan dan mengizinkan terjadinya korosi, pada

lantai dipakai plat dengan tebal minimal ¼ in. Tegangan yang bekerja

pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui

apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak (Brownell

and Young, 1959).

Menghitung tekanan yang bekerja pada bottom

Menghitung compressive stress yang dihasilkan oleh berat cairan

w = 2,205 lb

S1 = 0,000012 psi

Menghitung compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell

D

H

21

21

41

iD

wS

1442

sXS

Keterangan :

X = tinggi tangki, ft = 15,01 ft

ρS = densitas shell = 489 lb/ft3 (Tabel 6, Peter and Timmerhaus)

Maka,

S2 = 50,97 psi


St = S1 + S2

= (0,000012 + 50,97) psi

= 50,972 psi


St < Tegangan bahan plat (f) x Efisiensi pengelasan (E)

50,972 < 14.000 (memenuhi)

Tabel D.17 Spesifikasi Filtered Water Tank (TP-104)

Alat Filtered Water Tank

Kode TP-104

Fungsi Menampung air keluaran sand filter sebanyak

40,3448 m3/jam


bottom) dan atap (head) berbentuk conical

Kapasitas

400,32

8 m3




144

48901,152S

Tinggi atap

0,917

5 m

Tebal lantai

0,187

5 in

Jumlah courses 2 buah

Tutup atas Bentuk conical

Tekanan desain 19,67 psi

Tebal head 0,625 in

Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C

Jumlah 1 buah

m. Tangki Air Domestik

Fungsi alat : Tempat penyimpanan bahan baku air untuk keperluan umum

dan sanitasi





oF

Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-

104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Domestik sebagai berikut :

Tabel D.18 Spesifikasi Tangki Air Domestik

Alat Tangki Air Domestik

Fungsi Tempat penyimpanan bahan baku air untuk

keperluan umum dan sanitasi



Kapasitas 33,64 m3




Tinggi atap 0,8425 m

Tebal lantai 0,1875 in

Jumlah courses 2 Buah



Tebal head 0,3125 in


Jumlah 1 buah

n. Tangki Air Hydrant

Fungsi alat : Tempat penyimpanan air untuk keperluan pemadam

kebakaran pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik

selama 7 hari





oF


104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Hydrant sebagai berikut :

Tabel D.19 Spesifikasi Tangki Air Hydrant

Alat Tangki Air Hydrant

Fungsi Tempat penyimpanan air untuk keperluan pemadam

kebakaran pada suhu 30 oC dan pada tekanan

atmosferik selama 7 hari



Kapasitas 2,55 m3




Tinggi atap 0,091 m





Tebal head 0,25 in


Jumlah 1 buah

o. Tangki Air Kondensat (TP-301)

Fungsi alat : Tempat penyimpanan air kondensat





oF


104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Kondensat (TP-301) sebagai berikut :

Tabel D.20 Spesifikasi Tangki Air Kondensat (TP-301)

Alat Tangki Air Kondensat

Kode TP-310

Fungsi Tempat penyimpanan air kondensat







Tinggi atap 2,31 m





Tebal head 1,00 in


Jumlah 1 buah

p. Tangki Air Boiler (TP-402)

Fungsi alat : Tempat penyimpanan air untuk bahan baku umpan boiler





oF


104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Boiler sebagai berikut :

Tabel D.21 Spesifikasi Tangki Air Boiler

Alat Tangki Air Boiler

Kode TP-402

Fungsi Tempat penyimpanan air untuk keperluan umpan

boiler pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik

selama 1 hari







Tinggi atap 1,52 m





Tebal head 1,50 in


Jumlah 1 buah

q. Tangki Asam Sulfat (TP-302)

Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menyimpan asam sulfat konsentrasi

98 % selama 30 hari sebagai regenerasi resin penukar kation

dan injeksi ke cooling tower





oF


104), diperoleh spesifikasi Tangki Asam Sulfat (TP-302) sebagai berikut.

Tabel D.22 Spesifikasi Tangki Asam Sulfat (TP-302)

Alat Tangki Asam Sulfat

Kode TP-302

Fungsi Menyiapkan dan menyimpan larutan asam sulfat

konsentrasi 98 % selama 30 hari sebagai regeneran

resin penukar kation dan injeksi ke cooling tower



Kapasitas 16,013 m3




Tinggi atap 0,21 m




Tebal head 0,25 in


Jumlah 1 buah

r. Tangki Air Demin (TP-303)

Fungsi alat : Tempat menampung air demin keluaran Anion Exchanger





oF


104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Demin (TP-303) sebagai berikut :

Tabel D.23 Spesifikasi Tangki Air Demin (TP-303)

Alat Tangki Air Demin

Kode TP-303

Fungsi Menampung air demin keluaran anion exchanger

pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik

selama 1 hari




Dimensi Diameter shell (D) 18,288 M

Tinggi shell (Hs) 7,315 M

Tebal shell (ts) 1,000 In

Tinggi atap 1,288 M

Jumlah courses 3 Buah



Tebal head 1,000 in


Jumlah 1 buah

s. Tangki Air Proses

Fungsi alat : Tempat menampung air proses keluaran tangki air demin





oF


104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Proses sebagai berikut :

Tabel D.24 Spesifikasi Tangki Air Proses

Alat Tangki Air Proses

Fungsi Menampung air proses keluaran dari tangki air demin

pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik

selama 1 shift (8 jam)



Kapasitas 420,114 m3




Tinggi atap 0,918 m




Tebal head 0,625 in


Jumlah 1 buah

t. Tangki Alum (TP-101)

Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan alum konsentrasi

55 % volume selama 1 minggu untuk diinjeksikan ke dalam

bak penggumpal (BP)



Diketahui :

Tekanan = 101,15 kPa = 1 atm

Temperatur = 30 oC = 86

oF

Konsentrasi alum di storage = 55 % (Sumber: Data MSDS)

Kebutuhan alum = konsentasi alum di BP x laju alir air di BP

= 43,708 kg/jam

Supplay alum ke BP = kebutuhan alum/konsentrasi alum di storage

= 79,469 kg/jam

Densitas alum = 1.307 kg/m3

Laju alir alum = supplay alum ke BP/densitas alum

= 0,0608 m3/jam


Volume tangki :

Overdesign = 20 %

Volume tangki = (100/80) x 0,0608 m3/jam x 7 hari x 24 jam

= 12,258 m3

Dimensi tangki :

H/D = 1,2

Vtangki = Vshell + (2 x Vhead)

12,258 m3

= (¼ π D2 H) + (2 x 0,000049 D

3)

12,258 m3

= (¼ x 3,14 x 1,2) D3 + (2 x 0,000049 D

3)

12,258 m3

= 0,9421D3

D

= 3

1

9421,0

258,12

= 2,35 m

Sehingga diperoleh :

D = 92,59 in

H = 1,2 x 92,59

= 111,12 in

Diambil standar :

Dstantar = 93 in

= 7,75 ft

= 2,36 m

Hstantar = 112 in

= 9,33 ft

= 3,54 m


= 2,35 m = 7,72 ft



P hidrostatis =144

cL g

gH


= 4,37 psi






Pdesain = 1,05 x 19,07 psi = 20,03 psi

Tabel D.25 Hasil perhitungan Pdesain setiap courses

Courses HL (ft) Phidrostatis (psi) Pabsolute (psi) Pdesain (psi)

1 7,72 4,37 19,07 20,03

2 1,72 0,05 14,75 15,49

Menentukan Tebal Shell

CPEf

riPts

6,0.

.

(Pers. 14.31, Brownell, 1959:275)

Keterangan :

ts = tebal dinding shell, in

P = tekanan desain, psi

ri = jari-jari tangki, in


Digunakan material Carbon Steel SA-283 Grade C = 12.650

(Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -20-650 oF)

E = efisiensi sambungan

= 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld)

C = korosi yang diizinkan

= 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217)

Maka,

ts = 0,233 in

Tabel D.26 Hasil perhitungan tebal shell setiap courses

Courses t (in) ts standar (in)

1 0,217 0,25

2 0,196 0,25

Desain Atap

Gambar D.3 Torrispherical Dishead Head

OD

ID

AB

icr

b = tingi

dish

a

t

r

OA

sf

C

Tabel 5.7, Brownel & Young, Hal : 91, untuk nilai

OD = 93,5 in

icr = 5,875 in

r = 96 in

Menentukan tebal head


Keterangan :

th = tebal head, in

r = radius crown, in

W = faktor intensifikasi stress

W =

= 1,38

Maka,

th = 0,256 in

Digunakan dalam keadaan standar :


Tebal bottom = 0,3125 in

Menentukan tinggi head

Dari Tabel 5.6, Brownel & Young, Hal. 88, untuk nilai th = 0,3125 in

maka sf = 1,5 – 3.

Dipilih : sf = 3 in

Menentukan BC

BC = r + icr = 101,88 in

CPEf

WrPth

2,02

icr

rc3.4

1

Menentukan AB

AB = (ID/2) – icr = 40,42 in

Menentukan b

= 3,3838 in

= 3,76 in

Menentukan OA

OA = th + b + sf

= 5,80 in

Tinggi total, Ht = Hs + Hhead

= 8,20 ft = 2,49 m

Perancangan Pengadukan

Daya motor

Daya motor yang digunakan = motorEfisiensi

inputDaya

Kebutuhan daya teoritis

P = Np. ρmix. N3.Di

5 (Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)

Keterangan :

P = power (W)

Np = Power Number

N = kecepatan impeller (rps)

ρmix = densitas larutan

= 1.307 kg/m3 = 81,593 lb/ft

3

DI = diameter impeller, m

22 )()( ABBCrb

NRe = mix

Imix DN2

.. (Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)

Viskositas campuran:

μmix = 19,626 cp = 0,0196 kg/m.s

Jumlah pengaduk yang dibutuhkan

N = ID

WELH

(Rase, Pers. 8.9, Hal. 345, 1977) :

Keterangan :

ID = diameter dalam tangki, ft

WELH = water equivalent liquid height

= Tinggi cairan (H) x sp. Gr

Tinggi cairan (H) = 2,798 ft = 0,853 m

Densitas air pada 4 oC = 1.000 kg/m

3

Densitas larutan = 1.307 kg/m3

Spesific gravity (sg) = air

laru tan

= 3kg/m1.000

3kg/m307.1

= 1,307

WELH = 0,853 m x 1,307

= 1,115 m

Jumlah pengaduk, n = ID

WELH

= m72,7

m115,1

= 0,144 (dipakai 1 buah pengaduk)

Kecepatan putaran pengaduk dicari dengan persamaan berikut :

N = m)7,72 x (2)

,115m1

m72,73,14

600

I2.D

WELH

Iπ.D

600

N = 39,27 rpm = 0,65 rps

NRe = mix

mixI ND ..2

(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)

=smkg

mkgrpsm

./0196,0

)/307.1)(65,0()72,7( 32

= 243.235,651

Dari Figure 3.4-4 Geankoplis, untuk six blade turbine, Np =1,5.


P = )17,32550(

...53

x

DNN Imixp (Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)

=32,17x550

5,72m)7( x 3rps) (0,65 x 3.307kg/m1 x 1,5

= 0,143 hp

Daya yang hilang (gland loss)

Philang = 10 % Pteoritis (MV. Joshi)

= 0,1 x 0,143 hp

= 0,0143 hp

Daya input

Pinput = Pteoritis + Philang

= 0,143 hp + 0,0143 hp

= 0,157 hp

Efisiensi motor (η)

Efisiensi motor (η) = 80 %

Daya motor yang digunakan

P = 0,15780

100x hp

= 0,196 hp

Dipakai daya (P) = 1 hp

Tabel D.27 Spesifikasi Tangki Alum (TP-101)

Alat Tangki Alum

Kode TP-101

Fungsi Menyiapkan dan menyimpan larutan alum

konsentrasi 55 % volum selama 7 hari untuk

diinjeksikan ke dalam bak penggumpal.



Kapasitas 12,258 m3




Tinggi atap 5,80 in




Tebal head 0,3125 in


Jumlah 1 buah

u. Tangki Kaporit (TP-102)

Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan kaporit

konsentrasi 30 % volume selama 3 hari untuk diinjeksikan ke

dalam bak penggumpal





oF

Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Alum (TP-101),

diperoleh spesifikasi Tangki Kaporit (TP-102) sebagai berikut :

Tabel D.28 Spesifikasi Tangki Kaporit (TP-102)

Alat Tangki Kaporit

Kode TP-102

Fungsi Menyiapkan dan menyimpan larutan Kaporit

konsentrasi 30 % volume selama 3 hari untuk

diinjeksikan ke dalam bak penggumpal.



Kapasitas 72,397 m3




Tinggi atap 1,444 m

Tebal Head 0,375 in




Power motor 1 hp


Jumlah 1 buah

v. Tangki Dispersant (TP-202)

Fungsi alat : Tempat penyimpanan dispersant untuk diinjeksikan ke cooling

tower


atap berbentuk torrispherical



oF

Menghitung Volume Tangki

Konsentrasi dispersant di Cooling Tower = 0,05 %

Konsentrasi dispersant di Storage = 10 %

Kebutuhan dispersant di Cooling Tower = Konsentrasi dispersant di

cooling tower x Jumlah air di cooling tower

= 84.457 kg/jam

Suplai dispersant 10 % ke cooling tower = Kebutuhan dispersant /

Konsentrasi dispersant di storage

= (84,457 kg/jam)/10 %

= 844,567 kg/jam

Densitas dispersant = 995,68 kg/m3

Jumlah dispersant = Suplai dispersant 10 %/Densitas dispersant

= 844,567 kg/jam/995,68 kg/m3

= 0,848 m3/jam


V dispersant = Jumlah dispersant x Waktu tinggal

= 0,848 m3/jam x 7 hari x 24 jam

= 71,252 m3

Safety factor = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991, Hal:37)

Volume tangki = 1,2 x V dispersant

= 1,2 x 71,252 m3

= 85,502 m3

Menghitung Diameter dan Tinggi Tangki

Tutup atas tangki = torrispherical

Tutup bawah tangki = torrispherical

V tangki = V shell + (2 x V head)

= ¼ π ID2 H + (2 x 0,000049 ID

3)

Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang

paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada

tabel berikut.

Tabel D.29 Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki

Trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2) Vsilinder , ft

3 Vhead, ft

3 Vsf, ft

3 Vtotal (ft

3)

1 0.1 26.0549 2.6055 1317.6668 1388.4805 1497.6486 133.2262 3019.3553

2 0.2 22.9364 4.5873 1186.3107 1894.4255 1021.6866 103.2432 3019.3553

3 0.3 20.9249 6.2775 1124.8433 2157.6590 775.7677 85.9286 3019.3553

4 0.4 19.4754 7.7902 1093.4941 2319.4625 625.4571 74.4357 3019.3553

5 0.5 18.3600 9.1800 1077.6756 2429.1693 524.0322 66.1538 3019.3553

6 0.6 17.4636 10.4782 1070.7738 2508.5414 450.9622 59.8517 3019.3553

7 0.7 16.7204 11.7043 1069.3667 2568.6829 395.8062 54.8662 3019.3553

8 0.72 16.5863 11.9422 1069.5577 2579.0074 386.3583 53.9896 3019.3553

9 0.73 16.5209 12.0602 1069.7022 2583.9892 381.8018 53.5643 3019.3553

10 0.74 16.4564 12.1778 1069.8776 2588.8563 377.3518 53.1472 3019.3553

Ditentukan H/ID = 0,7

H = 0,7 ID

Maka,

ID = 16,72 ft = 200,64 in = 5,09 m

H = 11,70 ft = 140,45 in = 3,56 m

Diambil nilai standar:

ID = 17 ft = 204 in

H = 12 ft = 144 in

Lebar plat standar = 6 ft

Jumlah plat = H/lebar plat

= 12/6 = 2 plat

Volume tangki =

=

= 2.723,761 ft3


= 4,05 m = 13,30 ft



P hidrostatis =144

cL g

gH


= 5,72 psi






Pdesain = 1,05 x 20,42 psi = 21,44 psi

Tabel D.30 Hasil perhitungan Pdesain setiap courses

Courses HL (ft) Phidrostatis (psi) Pabsolute (psi) Pdesain (psi)

1 13,30 5,72 20,42 21,45

2 7,30 3,14 26,15 27,46

3 1,30 0,56 5,72 6,01


(Pers. 14.31, Brownell, 1959:275)

Keterangan :

ts = tebal dinding shell, in

P = tekanan desain, psi

ri = jari-jari tangki, in


Digunakan material Mild Steel SA-7, SA-283 Grade C AISI 316

= 12.650 (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -20 - 650

oF)

E = efisiensi sambungan

= 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld)

C = korosi yang diizinkan

= 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217)

Maka,

ts = 0,143 in

Diambil tebal shell standar = 0,1875 in.

Maka,

OD = ID + (2 x ts)

= 201,02 in

= 202 in (standar)

CPEf

riPts

6,0.

.

= 16,83 ft = 5,13 m

Desain Atap

Gambar D.4 Torrispherical Dishead Head

Tabel 5.7, Brownel & Young, Hal : 91, untuk nilai

OD = 202 in

icr = 12,25 in

r = 170 in

Menentukan tebal head


Keterangan :

th = tebal head, in

r = radius crown, in

W = faktor intensifikasi stress

W =

= 1,68

Maka,

th = 0,428 in

Digunakan dalam keadaan standar :

OD

ID

AB

icr

b = tingi

dish

a

t

r

OA

sf

C

CPEf

WrPth

2,02

icr

rc3.4

1


Tebal bottom = 0,50 in

Menentukan tinggi head

Dari Tabel 5.6, Brownel & Young, Hal. 88, untuk nilai th = 0,25 in :

sf = 1,5 – 3

Dipilih : sf = 3 in

Menentukan BC

BC = r + icr = 182,25 in

Menentukan AB

AB = (ID/2) – icr = 89,75 in

Menentukan b

= 3,3838 in

= 11,38 in

Menentukan OA

OA = th + b + sf

= 14,88 in

= 0,38 m

Tinggi total, Ht = Hs + Hhead

= 158,88 in = 13,24 ft = 4,04 m

Perancangan Pengadukan

Daya motor

Daya motor yang digunakan := motorEfisiensi

inputDaya

Kebutuhan daya teoritis

22 )()( ABBCrb

P = Np. ρmix. N3.Di

5 (Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)

Keterangan :

P = power (W)

Np = Power Number

N = kecepatan impeller (rps)

ρmix = densitas larutan

= 995,68 kg/m3 = 62,1583 lb/ft

3

DI = diameter impeller, m

NRe = mix

Imix DN2

.. (Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)

Viskositas campuran:

μmix = 12,112 cp = 0,012 kg/m.s

Jumlah pengaduk yang dibutuhkan

N = ID

WELH

(Rase, Pers. 8.9, Hal. 345, 1977) :

Keterangan :

ID = diameter dalam reaktor, ft

WELH = water equivalent liquid height

= Tinggi cairan (H) x sp. Gr

Tinggi cairan (H) = 13,30 ft = 4,05 m

Densitas air pada 4 oC = 1.000 kg/m

3

Densitas larutan = 995,68 kg/m3

Spesific gravity (sg) = air

laru tan

= 3kg/m1.000

3kg/m68,995

= 0,9957

WELH = 4,05 m x 0,9957

= 4,04 m

Jumlah pengaduk, n = ID

WELH

= m18,5

m04,4

= 0,78 (dipakai 1 buah pengaduk)

Kecepatan putaran pengaduk dicari dengan persamaan berikut :

N = m)(5,18 (2)

,04m4

m18,53,14

600

I2.D

WELH

Iπ.D

600

N = 23,005 rpm = 0,383 rps

NRe = mix

mixI ND ..2

(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)

=kg/m.s012,0

)3/(995,68)(0,3832m)(5,18 mkgrps

= 846.290,832

Dari Figure 3.4-4 Geankoplis, untuk six blade turbine, Np =1,5.


P = )17,32550(

...53

x

DNN Imixp (Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)

=32,17x550

5,18m)5( x 3rps) (0,383 x 3kg/m68,995 x 1,5

= 17,77 hp

Daya yang hilang (gland loss)

Philang = 10 % Pteoritis (MV. Joshi)

= 0,1 x 17,77 hp

= 1,777 hp

Daya input

Pinput = Pteoritis + Philang

= 17,77 hp + 1,777 hp

= 19,55 hp

Efisiensi motor (η)

Efisiensi motor (η) = 80 %

Daya motor yang digunakan

P = 55,1980

100x hp

= 24,44 hp

Dipakai daya (P) = 25 hp

Tabel D.31 Spesifikasi Tangki Dispersant (TP-202)

Alat Tangki Dispersant

Kode TP-202

Fungsi Tempat penyimpanan dispersant untuk diinjeksikan ke

Cooling Tower

Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan

atap (head) berbentuk torrispherical

Dimensi Diameter shell (D) 204 in

Tinggi shell (Hs) 144 in


Tinggi head 14,88 in

Tipe head Torrispherical Dished Head

Tebal head 0,50 in

Tipe pengaduk Six Blade Flat Turbine

Jumlah pengaduk 1 buah

Power Motor 25 hp

w. Tangki Inhibitor (TP-201)

Fungsi alat : Tempat penyimpanan inhibitor untuk diinjeksikan ke Cooling

Tower


head berbentuk torrispherical



oF

Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Dispersant (TP-

202), diperoleh spesifikasi Tangki Inhibitor (TP-201) sebagai berikut :

Tabel D.32 Spesifikasi Tangki Inhibitor (TP-201)

Alat Tangki Inhibitor

Kode TP-201

Fungsi Tempat penyimpanan inhibitor untuk diinjeksikan ke

Cooling Tower

Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)

dan atap (head) berbentuk torrispherical

Dimensi Diameter shell (D) 240 in

Tinggi shell (Hs) 240 in



Tipe head Torrispherical Dished Head

Tebal head 2,00 in

Tipe pengaduk Six Blade Flat Turbine

Power Motor 58 hp

x. Tangki NaOH (TP-103)

Fungsi alat : Tempat penyimpanan soda kaustik untuk diinjeksikan ke bak

penggumpal dan anion exchanger


head berbentuk torrispherical



oF


202), diperoleh spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-103) sebagai berikut :

Tabel D.33 Spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-103)

Alat Tangki soda kaustik

Kode TP-103

Fungsi Tempat penyimpanan soda kaustik untuk diinjeksikan ke

bak penggumpal dan Anion Exchanger

Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)

dan atap (head) berbentuk torrispherical



Power motor 1 hp

Jumlah 1 buah

y. Tangki Hidrazin (TP-401)

Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan hidrazin selama

7 hari untuk diinjeksikan ke deaerator


atap (head) berbentuk torrispherical



oF


202), diperoleh spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-401) sebagai berikut :

Tabel D.34 Spesifikasi Tangki Hidrazin (TP-401)

Alat Tangki Hidrazin

Kode TH-401

Fungsi Menyiapkan dan menyimpan hidrazin selama 7

hari untuk diinjeksikan ke deaerator


bottom) dan head berbentuk torrispherical

Kapasitas 29,475m3/jam








Jumlah 1 buah

3. Pompa Utilitas

a. Pompa Utilitas 1 (PU-01)

Fungsi : Memompa air sungai sebanyak 40180,91kg/jam ke Bak

Sedimentasi (BS-01).

Jenis : Centrifugal pump

Gambar D.5 Centrifugal pump

Alasan Pemilihan :

Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi

Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah

Kecepatan putarannya stabil

Tidak memerlukan area yang luas

Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain :

Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa

Friksi pada pipa lurus

Friksi pada elbow

Friksi pada valve

Asumsi :

Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap

Fluida incompressible

Menghitung Debit Cairan

Diketahui :

Laju alir massa, G = 40180,91 kg/jam = 20,236 kg/s

Densitas, ρ = 992,857 kg/m3

Viskositas, µ = 0,001 kg/m.s

Over desain = 10 %

G = 1,1 x 40180,91 kg/jam

= 44199,001 kg/jam

= 22,26 kg/s

Debit, Q :

Q = ρ

G

= 992,857

44199,001

= 80,712 m3/jam

= 0,022 m3/s

= 355,360 gpm

Dari Fig. 7.14 a & b Walas dan Tabel 10.17 Coulson untuk kapasitas 355,360

gpm digunakan pompa centrifugal tipe single- suction.

Gambar D.6 Jenis pompa berdasarkan kapasitas

Menghitung Diameter Pipa

Dopt = 226 x G0,52

x ρ-0,37

(Pers. 5.14 Coulson,1983)

= 226 x (22,260)0,52

x (992,857)-0,37

= 95,27 mm

= 3,751 in

Keterangan :

Dopt = Diameter pipa optimum (mm)

G = Laju alir massa (kg/s)

= Densitas larutan (kg/m3)

Dari Tabel.11. Kern, 1950 diperoleh :

NPS = 4 in

ID = 4,026 in (0,102 m)

OD = 4,5 in

A = 12,7 in2 (0,0082 m

2)

Menentukan Bilangan Reynold (NRe)

Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan :

NRe = μ

x ID x ρ v (Geankoplis, 1993, pers.4.5-5)

Keterangan :

NRe = Bilangan Reynold

= Densitas larutan (kg/m3)

ID = Diameter dalam pipa (m)

v = Kecepatan aliran (m/s)

= Viskositas larutan (kg/m.s)

Kecepatan aliran, v :

v = A

Q

= 0,0082

0,0022

= 2,736 m/s

Bilangan reynold, NRe :

NRe = 0,001

2,736 x 0,022 x 992,857

= 335.322,522 (aliran turbulen, NRe > 2100)

Menghitung Panjang Equivalent

Tabel D.35 Panjang equivalent dari Tabel. 2.10-1 Brown, 1993

Komponen Jumlah Le, ft Le, m Total, m

Pipa lurus 1 1.640,4 500 500

Standard elbow 90o 3 16 4,877 14,631

Globe valve 1 180 54,865 54,865

Gate valve fully open 2 3 0,914 1,829

Total 571,324

Menghitung Friction loss

Friction loss dihitung dengan persamaan 2.10-18 Geankoplis, 1993 :

Σ F = 2

vK

2

vK

2

vK

2

v

ID

ΔL4f

2

1f

2

2c

2

1ex

2

Jika kecepatan v, v1, v2 sama, maka (Geankoplis, 1993. pers.2.10-19) :

Σ F = 2

vKKK

ID

ΔL4f

2

fcex

a. Friksi karena kontraksi dari sungai ke pipa.

hc =

2

1

2

A

A10,55

α2

V 2

(Geankoplis, 1993. pers.2.10-16)

= 2α

VK

2

c

Keterangan :

hc = friction loss

V = kecepatan pada bagian downstream

α = faktor koreksi, aliran turbulen =1

A2 = luas penampang yang lebih kecil

A1 = luas penampang yang lebih besar

A2/A1 = 0

Kc = 0,55

hc = 2α

VK

2

c

= 12

736,20,55

2

= 2,059 J/kg

b. Friksi pada pipa lurus

Diketahui :

NRe = 335.322,522

= 0,000046 m untuk pipa comercial steel

(Gambar 2.10-3 Geankoplis, 1993)

ID = 0,102 m

/ID = 0,0004

f = 0,006 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)

∆L = 571,324 m

Sehingga friksi pada pipa lurus :

Ff = 2

V

ID

ΔLf4

2

(Geankoplis, 1993. Pers.2.10-6)

= 2

736,2

0,102

571,3240,0044

2

= 501,968 J/kg

c. Friksi pada sambungan (elbow)

Diketahui :

Jml elbow = 3

Kf = 0,75 (Tabel 2.10-1, Geankoplis)

hf = 2

VK

2

f (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)

= 2

736,275,03

2

= 8,423 J/kg

d. Friksi pada valve

Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5 (Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)

Gate valve wide = 2 = Kf = 0,17 (Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)

hf = 2

VK

2


= (1 x 9,5 + 2 x 0,17) x 2

736,2 2

= 36,837 J/kg

Total friksi :

ΣF = hC + Ff + hf, elbow + hf, valve

= 2,059 + 501,968 + 8,423 + 36,837

= 549,287 J/kg

Menghitung tenaga pompa yang digunakan

Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan Bernaulli

(pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983) :

-Ws = Fρ

ppZZg

α2

VV 1212

2

1

2

2

Diketahui :

Z1 = -1 m (asal pemompaan dari sungai)

Z2 = 4 m (tujuan pemompaan)

P1 = 1 atm (101.325N/m2)

P2 = 1 atm (101.325N/m2)

v1 = v2 = 2,736 m/s

ρ = 992,857 kg/m3

α = 1

g = 9,806 m/s2

ΣF = 549,287 J/kg

Sehingga :

-Ws = 287,549857,992

101.325101.325)1(4806,9

12

736,2736,2 22

= 598,317 J/kg

Dari Gambar 10.62, Coulson,1983, hal 380 untuk Q = 80,712 m3/jam, maka

efisiensi pompa ( ) = 78 %.

Gambar D.7 Efisiensi pompa

Wp = η

Ws (Geankoplis, 1993. pers.3.3-1)

= 0,78

598,317

= 767,074 J/kg

Power = G x Wp (Geankoplis, 1993. pers.3.3-2)

= 22,26 x 767,074

= 17.074,845 J/s

= 17,075 kW

= 22,898 hp

Motor penggerak :

Berdasarkan fig. 4-10, Vilbrandt,F.C., 1959, diperoleh efisiensi motor:

motor = 80 %

P = motor

Power (Geankoplis, 1993. pers.3.3-5)

= 8,0

22,898

= 28,622 hp

= 30 hp Standar NEMA (Alfa Laval Pump Handbook, 2001)

Menentukan head total

BS - 01

blowdown

PU-01

Z1

Z2

Pt

Ps

Gambar D.8 Skema sistem pompa

Suction head

Diketahui :

Z1 = -1 m

Ps = 101.325 N/m2

v1 = 2,736 m/s

Friction loss :

Friksi karena kontraksi dari sungai ke pipa

hc =

2

2

1

A

A10,55

α2

V 2


= 2α

VK

2

c

Keterangan :

hc = friction loss

V = kecepatan pada bagian downstream

α = faktor koreksi, aliran turbulen =1

A2 = luas penampang yang lebih kecil

A1 = luas penampang yang lebih besar

A1/A2 = 0

Kc = 0,55

hc = 2α

VK

2

c

= 12

736,20,55

2

= 2,059 J/kg


Diketahui :

NRe = 335.322,522


ID = 0,102 m

/ID = 0,00045


∆L = 25 m


Ff = 2

V

ID

ΔLf4

2


= 2

736,2

0,102

250,0044

2

= 21,965 J/kg

Friksi pada sambungan (elbow)

Diketahui :

Jml elbow = 1

Kf = 0,75 (tabel 2.10-1, Geankoplis, 1993)

hf = 2

VK

2


= 2

736,275,01

2

= 2,808 J/kg

Friksi pada valve

Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5

Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17

hf = 2

VK

2


= (1 x 9,5 + 1 x 0,17) x 2

736,2 2

= 36,201 J/kg

Total friksi di suction head, hfs :

Fs = hC + Ff + hf, elbow + hf, valve

= 2,059 + 21,965 + 2,808 + 36,201

= 63,033 J/kg

hfs = g

Fs

= 9,806

63,033

= 6,428 m

Total suction head, Hs :

Hs = fs1

s hZρ.g

P (Alfa Laval Pump Handbook, 2001)

= 428,6(-1)9,806992,857

101.325

= 2,979 m

Discharge head :

Diketahui :

Z2 = 4 m

Pt = 101.325

v2 = 2,736 m/s

Friction loss :


Diketahui :

NRe = 335.322,522


(Gambar 2.10-3 Geankoplis, 1993)

ID = 0,102 m

/ID = 0,0004


∆L = 475 m


Ff = 2

V

ID

ΔLf4

2


= 2

736,2

0,102

4750,0054

2

= 417,337 J/kg

Friksi pada sambungan (elbow)

Diketahui :

Jml elbow = 2

Kf = 0,75 (Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1993)

hf = 2

VK

2


= 2

736,275,02

2

= 5,615 J/kg

Friksi pada valve

Gate valve wide= 1 = Kf = 0,17

hf = 2

VK

2


= (1 x 0,17) x 2

736,2 2

= 0,636 J/kg

Total friksi di discharge head, hfD :

FD = Ff + hf, elbow + hf , valve

= 417,337 + 5,615 + 0,636

= 423,589 J/kg

hfD = g

FD

= 9,806

423,589

= 43,197 m

Total discharge head, HD :

HD = fD2

t hZρ.g

P (Alfa Laval Pump Handbook, 2001)

= 197,4349,806992,857

101.325

= 57,499 m

Head total :

H = HD - Hs

= 57,499 – 2,979

= 54,520 m

Cek kavitasi

Menghitung NPSHR (Net Positive Suction Head required) :

NPSHR =

3/40,5

S

Qn

=

3/40,5

7.900

360,355500.3

= 5,165 m

= 16,945 ft

Keterangan :

n = kecepatan putaran 3.500 rpm (Walas, 1988)

Q = debit, gpm (355,360 gpm)

S = kecepatan spesifik 7.900 rpm (Walas, 1988)

Tabel D.36 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 01)

Alat Pompa

Kode PU – 01

Fungsi Memompa air sungai ke Bak Sedimentasi (BS – 01)

Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage

Bahan Konstruksi Carbon steel SA 283

Kapasitas

Efisiesi

Dimensi

40,182 m3/ jam

78 %

NPS = 4 in

Sch = 40

Panjang pipa lurus (L) : 500 m

Jumlah globe valve : 1 unit

Standar elbow 90o : 3 unit

Jumlah gate valve : 2 unit

Beda ketinggian : 5 m

Power motor 30 hp

NPSH 5,165 m


Dengan cara perhitungan yang sama seperti di atas maka diperoleh spesifikasi

pompa utilitas yang lainnya.

b. Pompa Utilitas 2 (PU-02)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-02

Fungsi Memompa air keluaran dari bak sedimentasi

menuju ke bak penggumpal (BP-01)

Jenis Centrifugal pump, single-suction, single stage


Kapasitas

Efisiensi

Dimensi

40,182 m3/ jam

78 %

NPS = 4 in

Sch = 40






Power 5 hp

NPSH 5,165 m


c. Pompa Utilitas 3 (PU-03)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-03

Fungsi Memompa air keluaran bak penggumpal menuju

ke Clarifier (CL-01)



Kapasitas

Efisiensi

Dimensi

355,344 gal/min

78 %

NPS = 4 in

Sch = 40






Power 5 hp

NPSH 5,165 m


d. Pompa Utilitas 4 (PU-04)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-04

Fungsi Memompa air keluaran clarifier ke sand

filter (SF-01)

Jenis Centrifugal pump, single-suction, single

stage


Kapasitas 355,328 gal/ jam

Efisiensi

Dimensi

78 %

NPS = 4 in

Sch = 40 in






Power 3 hp

NPSH 5,165 m


e. Pompa Utilitas 5 (PU-05)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-05

Fungsi Memompa air keluaran sand filter ke tangki

air filter



Kapasitas 118,425 gal/min

Efisiensi

Dimensi

63 %

NPS = 2,5 in

Sch = 40 in






Power 1 hp

NPSH 2,483 m


f. Pompa Utilitas 6 (PU-06)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-06

Fungsi Memompa air dari tangki air filter ke Cold

Basin dan Domestic Water and Hydrant




Efisiensi

Dimensi

82 %

NPS = 6 in

Sch = 40 in






Power 5 hp

NPSH 3,161 m


g. Pompa Utilitas 7 (PU-07)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-07

Fungsi Memompa air dari tangki air filter ke cation

exchanger


stage



Efisiensi

Dimensi

70 %

NPS = 4 in

Sch = 40 in






Power 2 hp

NPSH 1,631 m


h. Pompa Utilitas 08 (PU-08)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-08

Fungsi Memompa air dari hot basin menuju cooling

tower

Jenis Centrifugal pump, double-suction, single

stage



Efisiensi

Dimensi

83 %

NPS = 6 in

Sch = 40 in






Power 7,5 hp

NPSH 3,368 m


i. Pompa Utilitas 09 (PU-09)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-09

Fungsi Memompa air dari cooling tower menuju cold

basin


stage


Kapasitas

Efisiensi

187,142 gal/min

83 %

Dimensi NPS = 6 in

Sch = 40 in






Power 5 hp

NPSH 3,368 m


j. Pompa Utilitas 10 (PU-10)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-10

Fungsi Memompa air dari cold basin menuju

peralatan yang membutuhkan cooling water


stage


Kapasitas

Efisiensi

187,142 gal/min

83 %

Dimensi NPS = 6 in

Sch = 40 in






Power 5 hp

NPSH 3,368 m


k. Pompa Utilitas 11 (PU-11)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-11

Fungsi Memompa air dari tangki penyimpanan

kondensat menuju kation exchanger


stage



Efisiensi 80 %

Dimensi NPS = 6 in

Sch = 40 in






Power 2 hp

NPSH 2,879 m


l. Pompa Utilitas 12 (PU-12)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-12

Fungsi Memompa air dari kation exchanger menuju

anion exchanger


stage


Kapasitas

Efisiensi

63,034 gal/min

75 %

Dimensi NPS = 4 in

Sch = 40 in






Power 2 hp

NPSH 1,631 m


m. Pompa Utilitas 13 (PU-13)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-13

Fungsi Memompa air dari anion exchanger ke tangki

air proses dan deaerator


stage


Kapasitas

Efisiensi

63,034 gal/min

75 %

Dimensi NPS = 4 in

Sch = 40 in






Power 1 hp

NPSH 1,631 m


n. Pompa Utilitas 14 (PU-14)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-14

Fungsi Memompa air dari demineralisasi menuju

tangki air proses


stage


Kapasitas

Efisiensi

48,242 gal/min

69 %

Dimensi NPS = 3 in

Sch = 40 in






Power 2 hp

NPSH 1,364 m


o. Pompa Utilitas 15 (PU-15)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-15

Fungsi Memompa keluaran dari DA-01 ke tangki air

boiler


stage


Kapasitas

Efisiensi

14,792 gal/min

63 %

Dimensi NPS = 1,5 in

Sch = 40 in






Power 1 hp

NPSH 0,62 m


p. Pompa Utilitas 16 (PU-16)


Alat Pompa Utilitas

Kode PU-16

Fungsi Memompa air demineralisasi menuju boiler


stage


Kapasitas

Efisiensi

14,792 gal/min

63 %

Dimensi NPS = 1,5 in

Sch = 40 in






Power 1 hp

NPSH 0,62 m


B. Unit Penyediaan Udara Instrument

1. Compressor (CP-01)

Fungsi : Mengalirkan udara dari lingkungan ke area proses untuk

kebutuhan instrumentasi.

Tipe : Centrifugal Compressor

Kebutuhan Udara Tekan

Dalam pabrik Dicalcium Phosphate Dihydrate, udara tekan dibutuhkan untuk menggerakkan

instrumen – instrumen kontrol. Udara tekan yang diperlukan didistribusi pada tekanan 15 – 20

psig serta dalam kondisi kering dan bersih. (Kern, hal.768).

Dalam pabrik Dicalcium Phosphate Dihydrate terdapat sekitar 33 alat kontrol yang memerlukan

udara tekan untuk menggerakkannya, sehingga kebutuhan udara tekan pada pabrik ini

diperkirakan mencapai 55,440 m3/jam. Mekanisme atau proses untuk membuat udara tekan

dapat diuraikan berikut ini : Udara lingkungan ditekan dengan menggunakan kompresor (CP–01)

yang dilengkapi dengan filter (penyaring) udara hingga mencapai tekanan 20 psig, kemudian

dilewatkan dalam tumpukan silika gel sehingga diperoleh udara kering. Selanjutnya udara kering

tersebut dialirkan pada alat kontrol yang memerlukannya.

Udara pneumatik = 28 L/min (Considin, 1993)

Jumlah alat kontrol = 33 buah

Kebutuhan udara = 28 × 33

= 924 L/min (55,440 m3/jam)

Overdesign = 20%

Total udara pneumatik = 66,528 m3/jam

= 0,018 m3/s

Kecepatan Molar Udara

Diketahui :

V = 66,528 m3/jam

P = 1 atm

T = 30 oC (303,15 K)

R = 82,057.10-3

m3.atm/kgmol.K

n = RT

PV

= 15,30310.057,82

528,6613

= 2,674 kmol/jam

= 77,478 kg/jam

Menentukan temperatur keluaran kompressor, T2

Dari Fig. 3.6 (coulson, 1983), diperoleh efisiensi (η)

η = 65 %

T1 = 30 oC (303,15 K)

P1 = 1 atm (1,013 bar)

P2 = 2,36 atm (2,392 bar)

Temperatur keluar kompressor:

T2 =

m

1

21

P

PT (Coulson, 1983 hal 79)

Untuk kompresi:

m = Ep

1 (Coulson, 1983 hal 79)

γ = Cv

Cp,

= 1,4 (udara)

Sehingga:

m = 65,04,1

14,1 = 0,44

T2 = 303,15

44,0

1

36,2

= 442,155 K

= 169,005 oC

Koreksi temperatur keluar kompressor:

Diketahui data udara (Chemcad 5.2.0) :

Tc = -40,7 oC

= 232,45 K

Tr mean = c

21

2T

TT

= 232,452

442,155303,15

= 1,603

Pc = 37,246 atm

= 37,740 bar

Pr mean = c

21

2P

PP

= 37,742

392,21,013

= 0,045

Kapasitas panas udara (Chemcad 5.2.0) :

Tmean = 2

TT 21

= 2

442,155303,15

= 372,653 K

o

PC =

22

)/484.1cosh(

)/484.1(580.7

)/012.3sinh(

)/012.3(390.9958.28

T

T

T

T

= 29.125,243 J/kmol.K

= 29,125 kJ/kmol.K

Koreksi untuk tekanan dari Fig.3.2 (Coulson, 1983 hal 63) :

Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka :

Cp - o

PC = 0,26 kJ/kmol.K

Sehingga :

Cp = 0,26 + 29,125

= 29,385 kJ/kmol.K

Dari Fig.3.8. (Coulson, 1983 hal 76) :


z = 1



x = 0,02



y = 1

m = xEp

1

Cp

Rz (Coulson, 1983 hal 79)

= 02,065,0

1

385,29

314,81

= 0,441

T2 = 303,15

441,0

1

36,2

= 442,678 K

= 169,528 oC

Power compressor

-W = 1P

P

1n

n

M

TRz n

1n

1


n = m1


n = 1,789

-W = 11

36,2

1789,1

789,1

97,28

15,303314,81 789,1

1789,1

= -133 kJ/kmol

W = 133 kJ/kmol

Actual work required :

Waktual = 133 kJ/kmol / 65%

= 204,616 kJ/kmol

Power yang dibutuhkan :

P = Waktual x n

= 204,616 kJ/kmol x 2,674 kmol/Jam

= 547,231 kJ/jam

= 0,152 kW

= 0,204 hp

Tabel D.59 Spesifikasi Compressor (CP-01)

Alat Compressor

Kode CP– 01

Jenis Centrifugal compressor

Kapasitas 119,739 kg/jam udara

Power 0,5 hp

Bahan Konstruksi Cast iron

Jumlah 1 buah

C. Unit Pembangkit dan Pendistribusian Listrik

1. Perhitungan Kebutuhan Listrik

Perhitungan kebutuhan listrik adalah sebagai berikut:

a. Kebutuhan penerangan

Dari Chemical Engineer’s Handbook, 3rd

ed, direkomendasikan untuk

perhitungan penerangan digunakan satuan lumen. Dengan menetapkan jenis

lampu yang digunakan, maka dapat dihitung jumlah listrik yang harus

disediakan untuk penerangan. Untuk menentukan besarnya tenaga listrik

digunakan persamaan :

DU

FaL

Keterangan : L : Lumen per outlet.

a : Luas area, ft2

F : food candle yang diperlukan ( tabel 13, perry 3th

)

U : Koefisien utilitas (Tabel 16, perry 3th

)

D : Effisiensi lampu (Tabel 16, perry 3th

)

Kebutuhan penerangan area dalam bangunan

Tabel D.60 Kebutuhan penerangan untuk area dalam bangunan

Area Bangunan Luas

F U D Lumen (m

2) (ft

2)

Pos Keamanan 100 1.076,391 20 0,50 0,80 53.819,550

Mushola 250 2.690,978 10 0,55 0,80 61.158,580

Kantin 500 5.381,955 10 0,51 0,80 131.910,662

Kantor 2.500 26.909,775 20 0,58 0,80 1.159.904,095

Klinik 100 1.076,391 20 0,55 0,80 48.926,864

Ruang Kontrol 1.000 10.763,910 35 0,60 0,80 784.868,438

Laboratorium 1.000 10.763,910 35 0,60 0,80 784.868,438

Bengkel 1.500 16.145,865 10 0,53 0,80 380.798,703

GSG 1.000 10.763,910 10 0,51 0,80 263.821,324

Gudang 1.000 10.763,910 5 0,52 0,80 129.373,918

Perumahan 5.000 53.819,550 20 0,55 0,80 2.446.343,182

Total 13.950 150.156,545 6.245.793,751

Untuk semua area dalam bangunan direncanakan menggunakan lampu

fluorescent 40 Watt, dimana 1 buah instant starting daylight 40 Watt

mempunyai 1.960 lumen.

Jumlah listrik area dalam bangunan = 6.245.793,751 Lumen

Sehingga jumlah lampu yang dibutuhkan :

960.1

7516.245.793, = 3.186,629 buah

= 3.187 buah

Daya = 40 Watt × 3.187

= 127.480 Watt (127,48 kW)

Kebutuhan penerangan area luar bangunan

Tabel D.61 Kebutuhan penerangan untuk area luar bangunan

Area Non Bangunan

Luas

F U D Lumen (m2) (ft

2)

Proses 10.000 107.639,100 10 0,59 0,80 2.280.489,407

Utilitas 5.000 53.819,550 10 0,59 0,80 1.140.244,703

Area Pengembangan 10.000 107.639,100 0 0,00 0,80 0,000

Jalan & Taman 3.500 37.673,685 5 0,53 0,80 444.265,153

Total 28.500 306.771,435 3.864.999,263

Untuk semua area di luar bangunan direncanakan menggunakan lampu

mercury 250 watt, dimana 1 buah instant starting daylight 250 Watt

mempunyai 10.000 lumen. Jumlah listrik area di luar bangunan sebesar

3.864.999,263 Lumen

Jumlah lampu yang dibutuhkan =000.10

2633.864.999,

= 386,5 buah

= 387 buah

Daya = 250 Watt × 387

= 96.750 Watt (96,75 kW)

Kebutuhan listrik lainnya

Kebutuhan listrik lainnya (barang elektronik kantor : AC, komputer dll)

diperkirakan sebesar 20.000 Watt

Total kebutuhan penerangan

= Kebutuhan area bangunan + Kebutuhan area luar bangunan +

Kebutuhan listrik lain

= 127,48 kW + 96,75 kW + 20 kW = 244,230 kW

b. Kebutuhan listrik untuk proses

Tabel D.62 Kebutuhan listrik untuk alat proses

No Nama Alat Kode Jumlah Daya/

alat

Daya

hp kW

2. Reaktor 2 RE-202 1 21,15 21,15 28.36

9 Pompa 1 PP-101 1 0,5 0,5 0.67

10 Pompa 2 PP-102 1 0,5 0,5 0.67

11 Pompa 3 PP-103 1 10,0 10,0 13.41

12 Pompa 4 PP-301 1 30,0 30,0 40.23

Total 869,65 869,65 1166,22

c. Kebutuhan listrik untuk utilitas

Tabel D.63 Kebutuhan listrik untuk alat utilitas

No Nama Alat Jumlah Daya/

alat

Daya

hp Watt

Unit Air dan

Steam :

1. Bak Penggumpal

1 6,0 6,0 4.474,20

2. Boiler

1 4,0 4,0 2.982,80

3. Motor tangki dispersant 1 25,0 25,0 18.642,50

4. Motor tangki inhibitor 1 58,0 58,0 43.250,60

5. Motor tangki NaOH 1 1,0 1,0 745,70

6. Blower 1 3,0 3,0 2.237,10

7. Pompa utilitas 1

2 30,0 30,0 44.742,00

8. Pompa utilitas 2

2 5,0 5,0 7.457,00

9. Pompa utilitas 3

2 5,0 5,0 7.457,00

10. Pompa utilitas 4

2 3,0 3,0 4.474,20


2 1,0 1,0 1.491,40


2 5,0 5,0 7.457,00


2 2,0 2,0 2.982,80


2 7,5 7,5 11.185,50


2 5,0 5,0 7.457,00


2 5,5 5,5 7.457,00


2 2,0 2,0 2.982,80


2 2,0 2,0 2.982,80


2 1,0 1,0 1.491,40


2 2,0 2,0 2.982,80


2 1,0 1,0 1.491,40


2 1,0 1,0 1.491,40

Unit Udara Tekan :

23. Kompressor udara

0,5 0,5 372,85

Total

177,0 201,5 208.050,30

Total Kebutuhan Listrik Pabrik

= Kebutuhan penerangan + Kebutuhan proses + Kebutuhan utilitas

= 371,71 kW + 1166,22 kW + 208,050 kW

= 1745,98 kW

Over Design : 20%

Total listrik = 1,2 x 1745,98 kW

= 2095,176 kW

= 2,095 MW

Jadi total kebutuhan listrik pabrik ± 2,095 MW

2. Spesifikasi Peralatan Unit Penyedia Listrik

a. Generator

Fungsi : Membangkitkan listrik untuk keperluan pabrik

Kebutuhan listrik total = 2,095 MW

Efisiensi = 80 %

Kapasitas Genset = Efisiensi

totallistrikKebutuhan =

8,0

2,095 MW

= 2618,97 kW = 2,61897 MW

Tenaga generator = 8.879.465 Btu/jam

Kebutuhan bahan bakar :

Jenis bahan bakar = solar

Densitas = 54,312 lb/ft3 = 870 kg/m

3

Heating value = 18.774,941 btu/lbm

Spesific gravity = 0,869

Fuel oil yang dibutuhkan = 472,94 lb/jam = 214,94 kg/jam

= 0,247 m3/jam = 247 L/jam

Tabel D.64 Spesifikasi Gen Set (GS-501)

Nama Alat Generator

Kode GS-401

Fungsi Pembangkit tenaga listrik

Kapasitas 2,61897 MW

Efisiensi 80 %

Bahan Bakar Solar

Material Stainless Steel Tipe 316

Kebutuhan Bahan Bakar 247 liter/jam

Jumlah 1 buah

2) Tangki Bahan Bakar

Fungsi : Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan boiler

dan generator pada tekanan 1 atm

Jenis Tangki : Silinder tegak (vertikal)

Menentukan kapasitas tangki

Jumlah solar :

Solar = 247 liter/jam

= 0,247 m3/jam

Persediaan untuk 240 jam :

Solar = 0,247 m3/jam x 240 jam

= 59,28 m3

= 2093,453 ft3 = 59280 L

Volume tangki :

Over desain = 20 %

Vtangki = 1,2 x 59,28

= 71,136 m3

= 2512,144 ft3

Menentukan dimensi tangki


= ¼ π D2 H + 0,000049 D

3 + ¼ π D

2 sf


= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D

2

Keteragan :



Menentukan rasio Hs/D :


D

Hs< 2 (Ulrich, 1984)

Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang

paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada

tabel berikut.

Tabel D.65 hasil trial Hs/D terhadap luas tangki

Trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2) Vsilinder , ft

3 Vhead, ft

3 Vsf, ft

3 Vtotal (ft

3)

1 0.50 20.427 10.214 1,334.000 3,345.487 721.705 54.592 4,121.785

2 0.60 19.424 11.655 1,324.708 3,451.875 620.546 49.364 4,121.785

3 0.65 18.991 12.344 1,322.856 3,494.684 579.916 47.185 4,121.785

4 0.67 18.828 12.615 1,322.516 3,510.289 565.117 46.379 4,121.785

5 0.68 18.748 12.749 1,322.422 3,517.799 557.997 45.988 4,121.785

6 0.69 18.670 12.883 1,322.377 3,525.123 551.056 45.606 4,121.785

7 0.70 18.594 13.015 1,322.378 3,532.269 544.284 45.232 4,121.785

8 0.72 18.444 13.279 1,322.510 3,546.049 531.230 44.505 4,121.785

9 0.80 17.889 14.311 1,324.554 3,595.184 484.732 41.869 4,121.785

10 1.20 15.851 19.021 1,355.529 3,751.690 337.222 32.873 4,121.785

11 1.40 15.120 21.169 1,377.019 3,799.167 292.705 29.912 4,121.785

12 1.50 14.802 22.203 1,388.378 3,818.536 274.584 28.664 4,121.785

13 1.40 15.107 21.209 1,377.458 3,799.972 291.952 29.861 4,121.785

14 1.49 14.840 22.076 1,386.959 3,816.271 276.702 28.812 4,121.785

15 1.57 14.590 22.926 1,396.637 3,830.968 262.967 27.850 4,121.785

Gambar D.10 Rasio H/D optimum terhadap luas tangki

Terlihat bahwa rasio H/D yang memberikan luas tangki yang paling kecil yaitu

0,65 - 0,72.

Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,69.

D = 18,67 ft

= 224,044 in

790

800

810

820

830

840

850

0 0.5 1 1.5 2

Lu

as, A

H/D

Rasio H/D Optimum

= 5,69 m


H = 12,88 ft

= 154,59 in

= 3,92 m


Menentukan jumlah courses



= 6 ft


ft12

= 2 buah

Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki

Vshell = ¼ π D2 H

= ¼ π (20 ft)2.12 ft

= 3.768 ft3

Vdh = 0,000049 D3

= 0,000049 (240)3

= 677,376 ft3

Vsf = ¼ π D2 sf

= ¼ π.(240)2.2

= 90.432 in3

= 52,333 ft3


= 3.768 + 677,376 + 52,333

= 3.378,732 ft3


= 3.378,732 – 3.434,82

= 1.062,889 ft3


= 1.062,889 – (677,376 + 52,333)

= 333,180 ft3

Hshell kosong = 2

kosongshell

π.D

4.V

= 25,17

180,3334

= 1,061 ft


= 12 – 1,061

= 10,939 ft

Menenetukan Tekanan desain






Tekanan hidrostatis :

ρsolar = 54,312 lb/ft3

Phidrostatis = 144

Hg

g

= 144

ft939,109,81

9,81lb/ft 54,31 3

= 4,331 psi

Poperasi = 14,696 psi


= 14,696 + 4,126

= 18,822 psi



courses ke-1 adalah:


= 1,1 x 18,822 psi

= 20,704 psi


Tabel D.66 Tekanan Desain untuk Setiap Courses

Course H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolute (psi) Pdesain (psi)

1 12 10,939 4,126 18,822 20,704

2 6 4,939 1,863 16,559 18,215



ts = cPEf

dP

)6,0..(2

. (Brownell & Young,1959.hal.256)

keterangan :







Dari Tabel 13.1 & 13.2 pada 20-650 oF, Brownell and Young, 1959 diperoleh

data :

f = 12.650 psi

E = 85% single-welded butt joint with backing strip, no radiographed


Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses 1:

ts = ))704,206,0(-)0,85 x psi x((12.6502

240 x psi704,20 in+ 0,125 in

= 0,356 in (digunakan plat standar 0,375 in)

Tabel D.67 Ketebalan shell masing-masing courses

Course H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar (in)

1 12 20,704 0,356 0,375

2 6 18,215 0,328 0,375

Desain Head (Desain Atap)



tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena naiknya

temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk torispherical flanged

dan dished head, mempunyai rentang allowable pressuse antara 15 psig (1,0207

atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm) (Brownell and Young, 1959).

OD

ID

AB

icr

b = tinngi

dish

a

t

r

OA

sf

C

Gambar D.11 Torispherical flanged and dished head.

Diketahui :

rc = 180 in (Brownell dan Young: 91)

icr = 14,438 in

Maka :

w = 14,438

1803.

4

1

= 1,633 in


Young, 1959,hal. 258):

th = CPfE

wrP c

2,02

..

th = 125,020,704)2,0()85,0650.122(

1,633180704,02


Untuk th = 0,4375 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh

sf = 1,5 – 3,5 in.


Keterangan :








Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87) :

b =

2

2

2)( icr

IDicrrcrc

=

2

2 14,4382

180)14,438180(180 = 52,456 in

Tinggi Head (OA) :

OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)

OA = 0,4375 + 52,456 + 2

= 54,893 in

= 4,57 ft

Menentukan Tinggi Total Tangki



= 144 + 54,893

= 198,893 in = 16,574 ft

Tabel D.68 Spesifikasi Tangki Bahan Bakar

Alat Tangki Bahan Bakar

Kode TP- 13

Fungsi Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan

generator selama 10 hari

Bentuk Silinder tegak (vertikal)

Kapasitas 116,720 m3







Jumlah 1 buah

LAMPIRAN E

INVESTASI DAN EVALUASI EKONOMI

Perhitungan evaluasi ekonomi meliputi :

1. Modal keseluruhan (Total Capital Investment)

Modal tetap (Fixed Capital)

Modal kerja (Working Capital)

2. Biaya produksi (Manufacturing Cost)

Biaya produksi langsung (Direct Production Cost)

Biaya produksi tetap (Fixed Charges)

Biaya produksi tidak langsung (Indirect Mnufacturing Cost)

3. Pengeluaran umum (General Expense)

4. Analisa keuntungan

5. Analisa Kelayakan

Percent Return On Investment (ROI)

Pay Out Time (POT)

Break Even Point (BEP)

Shut Down Point (SDP)

Discounted Cash Flow Rate of Return (DCF)

Net Present Value (NPV)

Basis atau asumsi yang diambil adalah :

1. Kapasitas produksi 30000 ton/tahun

2. Pabrik beroperasi selama 330 hari/tahun

3. Masa konstruksi pabrik selama 2 tahun. Konstruksi dilakukan mulai awal tahun

2016 sampai akhir tahun 2017. Pabrik mulai beroperasi pada awal tahun 2018.

4. Tahun pertama konstruksi dikeluarkan investasi sebesar 70 % dan tahun kedua

sebesar 30 %.

5. Nilai rongsokan (salvage value) sama dengan nol.

6. Biaya kerja (Working Capital) pada tahun kedua konstruksi.

7. Nilai kurs $1 = Rp 10.128 (www.bi.go.id)

8. Kapasitas produksi tahun pertama sebesar 70 % dari kapasitas rancangan, tahun

kedua 90 %, tahun ketiga dan seterusnya 100 %.

9. Suku bunga pinjaman bank sebesar 15 % dan konstan selama pabrik beroperasi.

10. Chemical Engineering Index (CE Indeks) tahun 2016 adalah 768,424

11. Harga-harga peralatan pabrik menggunakan referensi grafik yang dibuat pada

beberapa buku dengan indeks harga tertentu.

12. Metode yang digunakan dalam melakukan analisa ekonomi adalah metoda linier dan

Discounted Cash Flow (DCF).

A. Perkiraan Harga Alat

Harga Peralatan dihitung dengan indeks harga:

Cx = Cy x y

x

I

I (Ulrich, 1984)

Keterangan:

Cx = harga alat pada tahun x

Cy = harga alat pada tahun y

Ix = indeks harga pada tahun x

Iy = indeks harga pada tahun y

Harga alat untuk jenis yang sama dengan kapasitas berbeda dapat

dihitung dengan menggunakan sixtenth factor rule:

0,6

aba

bCC (Ulrich, 1984)

Keterangan:

Ca = harga alat pada pada kapasitas a

Cb = harga alat pada pada kapasitas b

Harga alat untuk tahun A dapat diperoleh dari buku Peters, M.S and Timmerhaus,

K.D. (1991) (Cost Index = 356), Ulrich (1984) (Cost Index = 315), dan website

www.matche.com (2007) (Cost Index = 400,749).

Sementara itu,

Untuk indeks harga peralatan diperoleh dari www.CHF.com , yang tertera pada

tabel berikut.

Tabel E.1. Indeks harga peralatan

No Tahun Index

1 2001 394,3

http://www.matche.com/

http://www.chf.com/

Gambar E.1. Kurva Chemical engineering plant cost index

Dengan asumsi bahwa perubahan harga indeks peralatan tiap tahun terjadi secara

linier maka dengan pendekatan linier diperoleh indeks harga peralatan pada tahun

2016 adalah sebesar 768,424.

Contoh Perhitungan :

Pompa Proses (102)

Tipe = PDP

Shaft Power = 2,626 Hp

Harga Alat, Cp1982 = $ 3.200 (Grafik 5-49, Ulrich, 1984)

y = 26.58x - 52835

R² = 0.950

0

100

200

300

400

500

600

700

2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009

Ind

ex

Tahun

Chemical Engineering Plant Cost Index

2 2002 395,6

3 2003 402,0

4 2004 444,2

5 2005 468,2

6 2006 499,6

7 2007 525,4

8 2008 575,4

Cp2016 = Cp1982

1982

2016

I

I

= 3.200 315

768,424

= $ 7.806,212

Faktor tekanan, Fp = 1 (untuk tekanan < 10 barg)

FBM = 3,2 (Grafik 5-51 Ulrich, 1984)

CBM = Cp2016 FBM

= $ 7.806,212 3,2 2

= $ 9.959,757

= Rp. 50.992.420,986

Tabel. Harga Alat-alat Proses

DAFTAR HARGA ALAT-ALAT PROSES

No. Kode Nama Alat Jumlah Harga ($)

1. T-01 Tangki Propanol 1 198.767,06

2. T-02 Tangki Asam Asetat 1 74.561.79

3. T-03 Tangki Asam Sulfat 1 21.518,30

4. T-04 Tangki NaOH 1 9.685,36

5. HE-01 Heater 1 1.160,78

6. HE-02 Heater 1 1.150,61

7. HE-03 Heater 1 1.197,44

8. CL-01 Cooler 1 1.178,00

9. CL-02 Cooler 1 1.460,72

10. R Reaktor 1 92.010,51

11. N Netralizer 1 20.513,60

12. DE Dekanter 1 12.504,59

13. MD Menara Distilasi 1 500.592,73

14. CD Condensor 1 30.904,09

15. Acc Accumulator 1 9.785,68

16. RB Reboiler 1 40.201,40

17. P-01 Pompa-01 1 15.800,00

18. P-02 Pompa-02 1 9.400,00

19. P-03 Pompa-03 1 5.200,00

20. P-04 Pompa-04 1 5.200,00

21. P-05 Pompa-05 2 5.200,00

22. P-06 Pompa-06 2 5.200,00

23. P-07 Pompa-07 2 5.200,00

24. P-08 Pompa-08 2 5.200,00

25. P-09 Pompa-09 2 5.200,00

26. P-10 Pompa-10 2 5.200,00

27. P-11 Pompa-11 2 5.200,00

28. P-12 Pompa-12 2 5.200,00

29. P-13 Pompa-13 2 5.200,00

30. P-14 Pompa-14 2 5.200,00

31. P-15 Pompa-15 2 5.200,00

32. P-16 Pompa-16 1 4.700,00

33. T-05 Tangki Propyl Asetat 1 243.479,04

1.358.171,71

Tabel. Harga Alat-alat yang dibuat di Luar Negeri

HARGA ALAT-ALAT YANG DIBUAT DI LUAR NEGERI

No. Kode Nama Alat Jumlah Harga ($)

1. TU-01 Sand Filter 367,21

2. TU-02 Tangki Larutan Tawas 1 1.017,42

3. TU-03 Tangki Na2CO3 1 774,62

4. TU-04 Tangki Ca(OH)2 1 1.181,88

6. TU-05 Tangki Kaporit 1 2.184,32

7. TU-06 Tangki Kation Exchanger 1 829,12

8. TU-07 Tangki Anion Exchanger 1 382,02

9. TU-08 Tangki Deaerator 1 17.998,54

10. TU-09 Tangki bahan bakar 1 6.020,94

11. TU-10 Tangki N2H4 1 4.020,42

12. TU-11 Tangki NaCl 1 389,04

13. TU-12 Tangki NaOH 1 152,06

14. CL Clarifier 1 1.828,01

15. CT Cooling Tower 1 11.280,75

16. BO Boiler 1 20.297,88

17. PU-01 Pompa-01 2 5.200,00

18. PU-02 Pompa-02 2 5.200,00

19. PU-03 Pompa-03 2 5.200,00

20. PU-04 Pompa-04 2 5.200,00

21. PU-05 Pompa-05 2 5.200,00

22. PU-06 Pompa-06 2 5.200,00

23. PU-07 Pompa-07 2 5.200,00

24. PU-08 Pompa-08 2 5.200,00

25. TU-13 Tangki Silika Gel 2 814,61

26. G Generator 1 82.291,38

Total ($) 225.736,50

I. TOTAL FIXED CAPITAL INVESTMENT

Fixed Capital Investment (FCI)

Fixed Capital Investment adalah biaya yang diperlukan untuk mendirikan

fasilitas-fasilitas pabrik secara fisik (belum beroperasi). Fixed Capital

Investment terdiri biaya langsung (direct cost) dan biaya tidak langsung (indirect

cost).

Direct Cost (DC)

Direct cost atau biaya langsung adalah biaya yang diperlukan untuk

pembangunan pabrik. Biaya ini meliputi :

1. Purchase Equipment Cost (PEC)

Total harga alat di negara pembuat = $ 1.358.171,71

Biaya angkut sampai ke pelabuhan lokal = 25% x PEC

(Tabel 58, Aries Newton)

= 0,25 x $1.358.171,71

= $339.542,93

Biaya angkut dari pelabuhan ke lokasi = 2 %xPEC

= 0,02 x $1.358.171,71

= $27.163,43

Delivered Equipment Cost (DEC) = $1.724.878,08

Perhitungan tenaga kerja/buruh didasarkan pada :

a. Jumlah tenaga kerja Indonesia = 100

b. Upah tenaga kerja asing = $50

c. Upah tenaga kerja Indonesia = Rp.15.000 per jam

2. Biaya Pemasangan Alat (Installation Cost)

Biaya instalasi = 43 % PEC (tabel 16, Aries & Newton, 1954), dengan perincian :

a. Material = 11 % PEC

= 0,11 x $ 1.358.171,71

= $ 149.398,89

b. Upah tenaga kerja = 32 % PEC

Man hours = 0,32 x $ 1.358.171,71 / $50

= 8.692,30

Upah TK Indonesia = 8.692,30 x Rp.15.000

= Rp.130.384.484,49

Total pemasangan alat :

= $ 149.398,89 +Rp.130.384.484,49

3. Biaya Pemipaan (Piping Cost)

Biaya pemipaan = 86 % PEC (tabel 17, Aries & Newton, 1954), dengan ketentuan

sebagai berikut :


= 0,49 x $ 1.358.171,71

= $ 665.504,14


Man hours = 0,37 x $ 1.358.171,71 / $ 50

= 10.050,47


= Rp.150.757.060,19

Total biaya pemipaan :

= $ 665.504,14 + Rp.150.757.060,19

4. Biaya Instrumentasi (instrumentation Cost)

Biaya instrumentasi = 15 % PEC (tabel 19, Aries & Newton, 1954), dengan perincian

sebagai berikut :


= 0,12 x $ 1.358.171,71

= $ 162.980,61


Man hours = 0,03 x $ 1.358.171,71 / $ 50

= 814,90

Upah TK Indonesia = 814,90 x Rp.15.000

= Rp.12.223,545,42

Total biaya instrumentasi :

= $ 162.980,61 + Rp.12.223.545,42

5. Biaya Isolasi

Biaya isolasi = 8% PEC (tabel 21, Aries & Newton,1954), dengan perincian sebagai

berikut :


= 0,03 x $ 1.358,171,71

= $ 40.745,15


Man hours = 0,05 x $ 1.358.171,71 / $ 50

= 1.358,17

Upah TK Indonesia = 1.358,17x Rp.15.000

= Rp.20.372,575,70

Total biaya isolasi :

= $ 40.745,15 + Rp.20.372.575,70

6. Biaya Instalasi Listrik (Installed Cost of Electrical Auxiliaries)

Diperkirakan biaya instalasi listrik total = 10 % PEC (Aries & Newton, 1954)

= 0,10 x $ 1.358.171,71

= $ 135.817,17

7. Biaya Bangunan (Building Cost)

a. Diperkirakan luas bangunan dilokasi pabrik sebesar 5600 m2, yang terdiri atas :

- Tempat penjagaan dan kantor keamanan {2x(4 x 4)m2 } = 32 m

2

- Mushola (5 x 10)m2 = 50 m

2

- Poliklinik & toko koperasi (10 x 20)m2

= 200 m2

- Perkantoran {2x(15 x 60)m2} = 1800 m

2

- Perumahan {4x(10 x 20)m

2) = 800 m

2

- Gedung pertemuan & kafetaria (15 x 30)m2 = 450 m

2

- Area Parkir (15 x 20)m

2 = 300 m

2

- K3 dan Pemadam kebakaran (10 x 10)m

2 = 100 m

2

- Perpustakaan (6 x 15)m2 = 90 m

2

- Laboratorium {3x(5 x 10)m2 } = 150 m

2

- Ruang kontrol (5 x 5)m2 = 25 m

2

- Bengkel (10 x 10)m2 = 100 m

2

- Gudang (10 x 10)m2 = 100 m

2

- Safety (10 x 10)m2 = 100 m

2

- Ruang Boiler (5 x 10)m2 = 50 m

2

- Pembangkit tenaga listrik (5 x 10)m2 = 50 m

2

- Area proses dan limbah (30 x 40)m2 = 1200 m

2

Total = 5597 m2

Diperkirakan harga bangunan rata-rata = Rp 1.500.000 per m2

Harga bangunan di lokasi pabrik :

= 5600 m2 x Rp 1.500.000/m

2

= Rp. 8.400.000.000

8. Tanah dan Perbaikan (Land and Improvement)

a. Harga tanah

- Luas tanah untuk pabrik dan perluasannya = 10.000 m2

Diperkirakan harga tanah = Rp 1.000.000/m2

Harga tanah keseluruhan :

= 10.000 m2 x Rp 1.000.000/m

2

= Rp.10.000.000.000

b. Pengolahan tanah

Biaya pengolahan tanah = 10 % harga tanah (Aries & Newton, 1954)

= 0,1 x Rp. 10.000.000.000

= Rp.1.000.000.000

c. Dinding (pagar) untuk pabrik dan perumahan

Luas dinding total 500 m2

Biaya pembuatan dinding = Rp. 160.000/m2 (SNI, hal. 5 no. 26)

Biaya total = Rp. 160.000/m2 x 500 m

2

= Rp.80.000.000

d. Saluran pembuangan

Panjang saluran total = 500 m

Biaya pembuatan saluran pembuangan = Rp 40.758/m (SNI, hal. 14 no. 75)

Biaya total = Rp. 40.758/m2 x 500 m

= Rp.20.379.000

e. Jalan dan Pengaspalan

Luas jalan yang diaspal = 4500 m2

Biaya pengaspalan jalan = Rp 50.000/m2

Total biaya = Rp. 50.000/m2 x 4500 m

2

= Rp.225.000.000

Jadi biaya tanah dan perbaikan = Rp.11.325.379.000,00

9. Biaya Utilitas

a. Harga alat-alat yang dibuat di dalam negeri,total = Rp.21.608.505,84

b. Harga alat-alat yang dibuat di luar negeri, total = $ 225.736,50

Biaya angkut sampai ke pelabuhan lokal = 25% x PEC (Tabel 58, Aries Newton)

= 0,25 x $ 225.736,50

= $56.434,12

Biaya angkut dari pelabuhan ke lokasi = 2 % x PEC

= 0,02 x $ 225.736,50

= $4.514,73

Delivered Equipment Cost (DEC) = $286.685,35

9.1. Biaya Pemasangan Alat (Installation Cost)

Biaya instalasi = 43 % PEC (tabel 16, Aries & Newton, 1954), dengan

perincian sebagai berikut :

a. Material = 11% PEC

= 0,11 x $ 225.736,50

= $ 24.831,01


Man hours = 0,32 x $ 225.736,50 / $ 50

= 1.444,71

Upah TK Indonesia = 1.444,71 x Rp.15000

= Rp.21.670.703,72

Total pemasangan alat :

= $ 24.831,01 + Rp21.670.703,72

9.2. Biaya Pemipaan (Piping Cost)

Biaya pemipaan = 86 % PEC (tabel 17, Aries & Newton, 1954), dengan

ketentuan sebagai berikut :


= 0,49 x $225.736,50

= $ 110.610,88


Man hours = 0,37 x $ 225.736,50 / $ 50

= 1.670,45


= Rp.25.056.751,18

Total biaya pemipaan :

= $ 110.610,88 + Rp.25.056.751,18

9.3. Biaya Instrumentasi (instrumentation Cost)

Biaya instrumentasi = 15 % PEC (tabel 19, Aries & Newton, 1954), dengan



= 0,12 x $ 225.736,50

= $ 27.088,38


Man hours = 0,03 x $ 225.736,50 / $ 50

= 135,44

Upah TK Indonesia = 135,44 x Rp.15000

= Rp2.031.628,47

Total biaya instrumentasi := $ 27.088,38 + Rp2.031.628,47

9.4. Biaya Isolasi

Biaya isolasi = 8 % PEC (tabel 21, Aries & Newton, 1954), dengan



= 0,03 x $ 225.736,50

= $ 6.772,09


Man hours = 0,05 x $ 225.736,50 / $ 50

= 225,74

Upah TK Indonesia = 225,74 x Rp.15.000

= Rp.3.386.047,46

Total biaya isolasi :

= $ 6.772,09 + Rp 3.386.047,46

9.5. Biaya Instalasi Listrik (Installed Cost of Electrical Auxiliaries)

Diperkirakan biaya instalasi listrik total = 10 % PEC (Aries & Newton,

1954)

= 0,10 x $ 225.736,50

= $ 22.573,650

Total biaya Utilitas : = $ 478.561,37 = Rp.73.753.636,67

I. Phisycal Plant Cost (PPC)

1. DEC = $ 1.724.878,08

2. Biaya Instalasi = $ 149.398,89 + Rp 130.384.484,49

3. Biaya Pemipaan = $ 665.504,14 + Rp 150.757.060,19

4. Biaya Instrumentasi = $ 162.980,61 + Rp 12.223.545,42

5. Biaya Isolasi = $ 40.745,15 + Rp 20.372.575,70

6. Biaya Listrik = $ 135.817,17

7. Biaya Bangunan = Rp 8.400.000.000

8. Biaya Tanah dan Perbaikan = Rp.11.325.379.000

9. Biaya Utilitas = $ 478.561,37 + Rp. 73.753.636,67

Total PPC = $ 3.357.885,41 + Rp20.112.870.302,47

10. Engineering & Construction (20% PPC) = $ 671.577,08 + 4.022.574.060,49

Direct Plant Cost (DPC) = $ 4.029.462,49 + Rp 24.135.444.362,96

11. Contractor Fee (5% DPC) = $ 201.437,12 + Rp 1.206.772.218,15

12. Contingency (10% DPC) = $ 402.946,25 + Rp 2.413.544.436,30

Fixed Capital (FC) = $ 4.633.881,86 + Rp 27.755.761.017,40

Fixed Capital dalam Rupiah semua = Rp.71.314.250.507,41

II. MANUFACTURING COST (Biaya Produksi)

Dalam hal ini diambil ketentuan sebagai berikut :

Satu hari pabrik beroperasi 24 jam

Satu tahun pabrik beroperasi 330 hari

1. Direct Manufacturing Cost (DMC)

a. Raw Material (Bahan Baku)

Bahan Baku

Harga Kebutuhan Biaya

(Rp/1 Kg) (Kg/tahun) (Rp/tahun)

Propanol 10.000 13.509.990,42 135.099.904.200,00

Asam Asetat 12.000 4.463.511 53.562.132.000,00

Asam sulfat 5.000 7.217 36.085.000

Total 188.698.121.200,00

Total biaya bahan baku per tahun = Rp.188.698.121.200,00

b. Karyawan (Labour)

Yang termasuk karyawan disini adalah karyawan yang berhubungan langsung

dengan produksi, dalam hal ini ditetapkan sebagai berikut :

Jabatan Jumlah Gaji/bulan Gaji total

(Rp) (Rp)

Direktur Utama 1 15.000.000 15.000.000

Direktur 2 10.000.000 20.000.000

Manager 5 5.000.000 25.000.000

Supervisor 10 3.900.000 39.000.000

Shift pelaksana 94 2.200.000 134.400.000

Karyawan 21 2.000.000 42.000.000

K3 dan Keamanan 13 1.800.000 24.000.000

Total 149 299.400.000

Total upah tenaga kerja dalam satu tahun = 12 x 299.400.000

= Rp 3.592.800.000

c. Supervisi (20% upah buruh)

Biaya supervisi/tahun = 0,2x Rp 3.592.800.000

= Rp 718.560.000,00

d. Maintenance (8% Fixed Capital Investment)

Biaya maintenance/tahun = 0,08 x Rp.71.314.250.507,41

= Rp 5.702.754.461,55

e. Plant Supplies ( 15% Maintenance)

Plant supplies/tahun = 0,15 x Rp.5.702.754.461,55

= Rp.855.413.169,23

f. Utilitas

Harga bahan-bahan utilitas diperoleh dari toko kimia, kecuali bahan baker

dari pangkalan minyak.

Bahan

Harga

(Rp)

Kebutuhan

(kg/tahun)

Biaya

(Rp/tahun)

Tawas 3.000/kg 24.876,72 74.630.160

Na2CO3 12.000/kg 14.485,68 173.828.160

Ca(OH)2 5.000/kg 28.971,36 144.856.800

NaOH 10.000/kg 2.152,08 21.520.800

NaCl 16.500/kg 305,64 5.043.060

Hidrazin 1.200/kg 1 1.200

Kaporit 3.500/kg 4.831,2 16.909.200

Silika Gel 54.000/kg 9.807,105 529.583.670

Fuel Oil 2.000/liter 457.798,176 915.596.352

Total 1.881.969.402

Total biaya utilitas per tahun = Rp.1.881.969.402

g. Royalties & Patent ( 2% Sales value)

= 0,02 x Rp.310.000.000.000

= Rp.6.200.000.000

Perincian Direct Manufacturing Cost (DMC)

a. Raw Material = Rp.188.698.121.200,00

b. Labour = Rp.3.592.800.000,00

c. Supervisi = Rp.718.560.000,00

d. Maintenance = Rp.5.702.754.461,55

e. Plant Supplies = Rp.855.413.169,23

g. Utilitas = Rp.1.881.969.402

f. Royalties & Patent = Rp.6.200.000.000

Total = Rp.207.649.618.232,78

2. Indirect Manufacturing Cost (IMC)

a. Payroll Overhead = 20% Labour Cost (Aries & Newton, 1954)

= 0,2 x Rp 3.592.800.000

= Rp.718.560.000,00

b. Laboratory = 20% Labour Cost (Aries & Newton, 1954)

= 0,20 x Rp 3.592.800.000

= Rp 718.560.000,00

c. Plant Overhead = 70% Labour Cost

= 0,7x Rp3.592.800.000

= Rp.2.514.960.000,00

d. Packaging & Shipping = 5% Annual Sales

= 0,05x Rp310.000.000.000

= Rp15.500.000.000

Perincian Indirect Manufacturing Cost (IMC)

a). Payroll Overhead = Rp.718.560.000,00

b). Laboratory = Rp.718.560.000,00

c). Plant Overhead = Rp.2.514.960.000,00

d). Packed & Shiped = Rp15.500.000.000,00

Total = Rp.19.452.080.000,00

3. Fixed Manufacturing Cost (FMC)

a. Depreciation = 10% Fixed Capital Investment (Aries & Newton, 1954)

= 0,1 x Rp.71.314.250.507,41

= Rp.7.131.425.050,741

b. Property Taxes = 2% Fixed Capital Investment (Aries & Newton, 1954)

= 0,02 x Rp.71.314.250.507,41

= Rp.1.426.285.010,15

c. Insurance = 1% Fixed Capital Investment (Aries & Newton, 1954)

= 0,01 x Rp.71.314.250.507,41

= Rp.713.142.505,07

Perincian Fixed Manufacturing Cost :

a). Depreciation = Rp.7.131.425.050,741

b). Property Taxes = Rp.1.426.285.010,15

c). Insurance = Rp.713.142.505,07

Total = Rp.9.270.852.565,96

Perincian Manufacturing Cost

DMC = Rp.207.649.618.232,78

IMC = Rp. 19.452.080.000,00

FMC = Rp. 9.270.852.565,96

Total = Rp236.375.294.214,64

III. WORKING CAPITAL (Modal Kerja)

1. Raw Material Inventory (RMI)

Harga bahan baku untuk suplai selama 1 bulan produksi.

RMI =330

30 x Raw Material Cost

= 330

30 x Rp188.698.121.200,00

= Rp.17.154.374.654,55

2. Inprocess Inventory

Diambil 50% Manufacturing Cost terhadap siklus bahan baku proses selama

satu hari.

IP = 330

5,0 x Manufacturing Cost

= 330

5,0 x Rp.236.375.294.214,64

= Rp.358.144.385,17

3. Product Inventory

biaya untuk 1 bulan produksi terhadap Manufacturing Cost

PI = 330

30 x Manufacturing Cost

= 330

30 x Rp.236.375.294.214,64

= Rp.21.488.663.110,42

4. Extended Credit

Biaya 1 bulan produksi terhadap sales value

EC =330

30 x Rp.310.000.000.000

= Rp28.181.818.181,82

5. Availabble Cash

Biaya yang harus tersedia untuk 1 bulan produksi

AC = 330

30 x Manufacturing Cost

=330

30 x Rp.236.375.294.214,64

= Rp.21.488.663.110,42

Perincian Working Capital

a. Raw Material Inven. = Rp.17.154.374.654,55

b. Inprocess Invent. = Rp.358.144.385,17

c. Product Inventory = Rp.21.488.663.110,42

d. Extended Credit = Rp.28.181.818.181,82

e. Available Cash = Rp.21.488.663.110,42

Total = Rp.88.671.663.442,38

IV. GENERAL EXPENSES

1. Administration Cost = 2% Annual Sales

= 0,02 x Rp310.000.000.000

= Rp.6.200.000.000

2. Sales Cost = 3% Annual Sales

= 0,03 x Rp.310.000.000.000

= Rp.9.300.000.000

3. Research = 2% Annual Sales

= 0,02 x Rp.310.000.000.000

= Rp.6.200.000.000

4. Finance = 0,2(WC + FC)

= Rp. 31.997.182.789,96

Perincian General Expenses

1). Administrasi = Rp. 6.200.000.000

2). Sales Cost = Rp. 9.300.000.000

4). Research = Rp. 6.200.000.000

5). Finance = Rp.31.997.182.789,96

Total = Rp.53.697.182.789,96

Production Cost = Manufacturing Cost + General Expenses

= Rp.236.375.294.214,64 + Rp.53.697.182.789,96

= Rp.290.072.477.004,60

Perincian TPC dapat dilihat pada tabel berikut :

Tabel E.8. Perincian TPC Pabrik Propil Asetat

MANUFACTURING COST

1. Direct manufacturing cost

- Raw Material Rp 188.698.121.200,04

- Utilitas Rp 1.881.969.402

- Maintenance and repair cost Rp 5.702.754.461,55

- Operating labor Rp 3.592.800.000,00

- Direct Supervisory Rp 718.560.000,00

- Operating supplies Rp 855.413.169,23

- Patents and Royalties Rp 6.200.000.000

Total Direct manufacturing cost Rp 207.649.618.230,78

2. Fixed Charges

- Depresiasi Rp 7.131.425.050,74

- Pajak lokal Rp 1.426.285.010,15

- Asuransi Rp 713.142.505,07

Total Fixed Charges Rp 236.375.294.214,64

3. Plant Overhead Cost (POC) Rp 2.514.960.000,00

Total Manufacturing cost Rp 236.375.294.214,64

GENERAL EXPENSES

1. Administrative cost Rp 6.200.000.000

2. Distribution and Selling Cost Rp 9.300.000.000

3. Research and Development Cost Rp 6.200.000.000

4. Financing Rp. 31.997.182.789,96

Total General Expenses Rp 53.697.182.789,96

Total Product Cost (TPC) = Manufacturing Cost + General

expenses Rp 290.022.477.004,60

V. TOTAL BIAYA PRODUKSI

Harga Dasar produk = produksikapasitas

oduksiBiayaTotal Pr

= Rp 29.007,25

Harga jual produk = Rp 31.000

Tabel E.9. Hasil Penjualan Produk Propil Asetat

Produk Produksi

(kg/jam)

Harga

(Rp/kg)

Pendapatan/tahun

(Rp/tahun)

Propil Asetat 6.944,44 31.000 310.000.000.000

Total Penjualan 310.000.000.000

Profit:

Sales = Rp.310.000.000.000

Total cost = TPC = Rp.290.072.477.004,60

Profit before tax (Pb) = Rp.19.927.522.995,40

Taxes = 20% Pb

= 20% Rp 19.927.522.995,40

= Rp 3.985.504.599,07

Profit after tax (Pa) = Rp 19.927.522.995,40 - Rp 3.985.504.599,07

= Rp.9.963.761.497,70

VII. RETURN ON INVESTMENT

Merupakan keuntungan yang dapat diraih setiap tahun didasarkan pada kecepatan

pengembalian modal tetap yang diinvestasikan.

Prb= = %94,27%10041,507.250.314.71

40,995.522.927.19x

Pra = = %97,13%10041,507.250.314.71

70,497.761.963.9x

Dimana :

Prb : ROI sebelum pajak, persen

Pra : ROI setelah pajak, persen

Pb : Profit sebelum pajak per unit produksi

Pa : Profit setelah pajak per unit produksi

ra : Annual production rate

If : Fixed capital investment

VIII. PAY OUT TIME

Merupakan waktu (tahunan) minimum yang dibutuhkan secara teoritis untuk

pengembalian modal tetap yang ditanamkan, atas dasar keuntungan setiap

tahun setelah ditambahkan penyusutan.

a. Sebelum pajak

Pb.ra = Rp 19.927.522.995,40

If = Rp 71.314.250.507,41

0,1 If = Rp 7.131.425.050,741

%100.

If

raPa

%100.

If

raPb

IfraPb

IfPOT

1,0.

POT = 2,635 tahun

b Sesudah pajak

Pa.ra = Rp 9.963.761.497,70

If = Rp 71.314.250.507,41

0,1 If = Rp 7.131.425.050,741

IfraPa

IfPOT

1,0.

POT = 4,171 tahun

IX. BREAK EVENT POINT

Merupakan suatu titik batas produksi, dimana pada kapasitas produksi tertentu pabrik

dikatakan tidak untung dan tidak rugi.

= (Aries & Newton, 1954)

dimana :

Fa : annual fixed expense at maximum production

Ra : annual regulated expenses at maximum production

Sa : sales value at maximum production

Va : annual variable expense at maximum production

Fixed Expenses, Fa

Depreciation = Rp.7.131.425.050,74

RaVaSa

RaFa

7.0

3.0

Z

ra

Property Taxes = Rp.1.426.285.010,15

Insurance = Rp. 713.142.505,07

Fa = Rp. 9.270.852.565,96

Variable Expense, Va

Raw material = Rp.188.698.121.200

Utility = Rp. 1.881.969.402

Royalty & patent = Rp. 6.200.000.000

Packaging & shipping = Rp 15.500.000.000

Va = Rp.212.280.090.602.00

Regulated Expense, Ra

Labour = Rp.3.592.800.000

Payroll overhead = Rp.718.560.000

Supervision = Rp.718.560.000

Laboratory = Rp.718.560.000

General expenses = Rp.53.697.182.789,96

Maintenance = Rp.5.705.140.040,59

Plant supplies = Rp.855.711.006,09

Ra = Rp. 66.006.573.836,64

%1007,0

3,0

RaVaSa

RaFaBEP

= 45,92%

X. SHUT DOWN POINT

Merupakan suatu titik dimana pabrik mengalami kebangkrutan pada kapasitas

produksi tertentu, sehingga pabrik harus berhenti beroperasi

Z

Ra = %100

)7,0(

3,0x

RaVaSa

Ra (Aries & Newton, 1954)

SDP = 38%

XI. DISCOUNTED CASH FLOW (DCF)

Harga i ditrial sehingga ruas kiri = ruas kanan, diperoleh i = 0,2973

Jadi DCF = 29,73%

a. Usia ekonomi pabrik dihitung dengan persamaan:

n = depresiasi

valueSalvageFCI

= 050,7417.131.425. Rp

0.507,4171.314.250 Rp

= 10 tahun

b. Nilai bunga (interest, i) dihitung dengan persamaan :

(FCI + WCI) (1 + i)n = {(1 + i)

n-1 + (1+ i)

n-2 +…+1)}.(CF).(WCI + SV)

Keterangan:

FCI = Rp.71.314.250.507,41

WCI = Rp 88.671.663.442,38

CF = keuntungan setelah pajak + depresiasi

= Rp 49.092.369.338,40+ Rp 7.131.425.050,741

= Rp 41.960.944.287,66

SC = Salvage value (Rp. 0)

Berdasarkan trial and error diperoleh nilai interest,

i = 29,7346 %

1. Analisis Ekonomi Discounted Cash Flow (DCF)

Diketahui data :

- TCI = Rp 343.755.687.573,277

- Modal sendiri = 70 % TCI (asumsi)

= 70 % x Rp 343.755.687.573,277

= Rp 240.628.981.301,294

- Modal pinjaman = TCI – Modal sendiri

= Rp. 103.126.706.271,983

- TPC = Rp 360.527.710.251,987

- Depresiasi = Rp 29.219.233.433,729

- Harga produk = Rp 557.040.000.000

- Bunga Bank = 15% (rata-rata dan dianggap tetap)

- Pajak = 20%

- Usia pabrik = 10 tahun

- Kapasitas produksi = - Tahun pertama sebesar 70%

- Tahun kedua sebesar 90%

- Tahun ketiga dan seterusnya sebesar 100%

- Masa konstruksi = 2 tahun

a. Pada tahun -1 (konstruksi tahun pertama)

Dikeluarkan biaya sebesar 70 % TCI sebesar Rp. 240.628.981.301,294

Pengeluaran pada tahun -1 seluruhnya digunakan modal sendiri.

Modal sendiri = Rp 240.628.981.301,294

b. Pada tahun 0

Dikeluarkan biaya sebesar 30 % TCI sebesar Rp 103.126.706.271,983

semua adalah pinjaman dari bank, jadi total hutang pada awal tahun 0 adalah

:

Hutang tahun 0 = Rp 103.126.706.271,983

Bunga Bank = 15 % x Rp 103.126.706.271,983

= Rp 15.469.005.940,797

Bunga bank ini akan dikenakan mulai pada tahun berikutnya

Perhitungan DCF (Discounted Cash Flow) selanjutnya ditunjukan pada Tabel

E.11.

Tahun : tahun konstruksi dan tahun produksi

Kapasitas : persentase kapasitas produksi dari total produksi

Hasil penjualan : kapasitas produksi x total penjualan

Biaya produksi : kapasitas produksi x total production cost (TPC)

Laba kotor : hasil penjualan – biaya produksi

Pajak : 20%

Laba bersih : laba kotor – pajak

Depresiasi : dari perhitungan investasi

Net cash flow : depresiasi + laba bersih

Discounted net : net cash flow / discount factor

Discounted factor : 1/(1+i)n

Investasi : total pengeluaran tahun -1, dan 0.

Modal sendiri : 70 % x TCI

Cumulatif Cashflow : (cash flow)n + (cumulative cash flow)n-1

LAMPIRAN

TUGAS KHUSUS REAKTOR (RE-201)

Fungsi : Mereaksikan Asam Asetat dan propanol menghasilkan Propil

Asetat dengan menggunakan katalis Asam Sulfat (H2SO4)

Kondisi Operasi : Tekanan operasi = 1 atm

Temperatur operasi = 90 oC

Konversi = 75 %

Reaksi : Eksotermis

Jenis : Continuous stirred tank reactor (CSTR)

Tipe perancangan : Bejana vertikal dengan flange dan torisperical head (dish head)

sebagai tutup atas dan bawah, dilengkapi dengan sistem

pengaduk dan pendingin.

Dasar pemilihan :

Dasar pemilihan jenis reaktor dan perancangannya yaitu :

- Fase reaksi homogen cair– cair dan proses berlangsung kontinyu.

- Dipilihnya untuk perancangan berupa silinder tegak dengan flange and dish

Head (toripsherical) sebagai tutup atas dan bawah, karena tangki proses ini

dapat dioperasikan pada kisaran tekanan 15 – 200 psig, dan juga akan di

tempatkan pengaduk pada bagian atas.

- Material bahan konstruksi stainless steel SA 167 Grade 11 type 316 dengan

sambungan double welded butt joint dengan pertimbangan material tersebut

cukup memadai untuk kebutuhan kondisi operasi reaktor dengan allowable

working stress yang cukup besar, dapat menahan korosi dan murah serta umum

yang dipakai.

Dasar pemilihan jaket dan perancangannya yaitu :

- Luas perpindahan panas jaket pendingin mencukupi, sehingga digunakan jaket

pendingin.

Dasar pemilihan pengaduk (Rase,1977) yaitu:

Dipilih pengaduk tipe Turbin dengan disc six flate blades.

- Cocok untuk mempercepat terjadinya perpindahan massa dan panas

dalam bentuk larutan pada sistem yang saling larut, karena pola aliran

yang dihasilkan adalah radial.

- Cocok untuk viskositas campuran sampai dengan 5 x 104 cP.

1

9

10

2

4

5

13

6

7

11

3

12

8

14

12

0"

94,6

25

"

Gambar F.1. Reaktor CSTR

H2SO4

LEGENDA1 Motor Pengaduk

2 Nozzle umpan

3 Torispherical Head

4 Flange and Bolt

5 Nozzle Pemasukan Air Pendingin

6 Sumbu Pengaduk

7 Six Blade Disc Impeller

8 Lug Support

9 Leg Support

10 Nozzle umpan air pendingin

11

Base Plate

12

Nozzle pengeluaran produk bawah

13

Nozzle Pengeluaran produk atas

14 Pondasi

Flange and Bolt

Nozzle pengeluaran air pendingin

Tabel F.1 Keterangan bagian-bagian reaktor CSTR

I. Neraca Massa di Sekitar Reaktor-02 (RE-201)

Reaksi pembentukan Propil Asetat:

Asam Asetat(l) + Propanol(l) Propil Asetat(l) + H2O(g)

Proses berlangsung pada suhu 90˚C pada tekanan 1 atm dengan konversi 75 – 80%.

Pada proses ini dihasikan produk propil asetat dengan produk samping air.

Data dari US Patent 345.348 :

Kondisi operasi :

- Temperatur : Isotermal pada suhu 90oC

- Tekanan : 1 atm

- X (konversi) : 0,75

Perhitungan Aliran Masuk Reaktor

Penentuan jumlah bahan baku yang digunakan berdasarkan kapasitas produksi, dimana

diharapkan Propil Asetat keluar dari reaktor sebesar 3085,44 kg/jam, dimana pada

reaktor-01 ini belum tercapai konversi yang diinginkan.

Konversi total untuk reaksi pembuatan Propil Asetat adalah 75% terhadap Propanol.

Menentukan Kinetika Reaksi

a. Mencari konstanta laju reaksi

Reaksi : CH3COOH (l)+ C3H7OH (l) CH3COOC3H7 + H2O Nilai

konstanta kecepatan reaksi dapat didapatkan dengan persamaan :

- BAA .C.Ckr

k = A e-E/R.T

A = ( σAB )2

MAxMB

MBMAT.R.8 g

Dimana:

A = Faktor tumbukan

E = Tenaga aktivasi, Kal/gmol

Rg = Konstanta gas umum,( 1,98 Kal/gmol K)

Stoikiometri

Reaksi

CH3COOH + C3H7OH CH3COOC3H7 + H2O

mula – mula 16.1225899 16.1225899 20.51965985

reaksi 12.0919424 12.0919424 0 12.091942

4.03064747 4.03064747 20.51965985 12.091942

σAB = Diameter molekular reaktan rata-rata, Amstrong ( 10-8

)

MA = Berat molekul asam asetat

MB = Berat molekul propanol

σAB = 2

B A

= 2

3213,57272,4

= 5,02425 Å

A = 5,02425 x 10-8

10,6005,60

10,6005,6036398,18

x

= 1,2486 x 10-6

m3/kmol jam

k = A e-E/R.T

= 1,2486 x 10

-6 e 363314,8

6579,13224

x

= 1,0245 x10-3

Lt/gmol menit

Kondisi operasi Reaktor:

P = 1 atm

T = 90°C

b. Volume dan Waktu Tinggal

Tabel F.2 Komposisi Umpan Reaktor

ρmix1 =

i

iw

1

= 1 / 1,28E-03 = 782,571 kg/m3

= 48,856 lb/ft3

νo = campurandensitas

totalmassa

= 3kg/m571,782

kg/jam686.868.4

= 6,221 m3/jam

= 219,699 ft3/Jam

Dari perhitungan neraca massa didapat:

Fv0 = Fv1 = Fv2 = Fv

Fv0.CA0 – Fv1.CA1 – rA.V = 0

Fv0.CA0 – Fv1.CA0 ( 1-XA1 ) – k1.CA1.CB1.V = 0

Fv.CA0.XA1 – k1.CA1.CB1.V = 0

Fv.CA0.XA1 = k1.CA1.CB1.V

Fv

V =

111

10

.CBCA.k

XA.CA

jika Fv

V = τ = waktu tinggal dalam reaktor maka :

τ 10101

10

XA-MCAXA1CA.k

XA.CA

τ = 1101

1

XA-MXA1CA.k

XA

CAo =

= 7,1318 kmol/m3

CBo =

= 7,1318 kmol/m3

jika M = O

0

CA

CB

sehingga M = kmol/m3 7,1318

kmol/m3 7,1318

= 1

τ = 1101

1

1

1

XA-M.XA1.CA.k

XA

Fv

V

=75,0175,01.1318,710.0245,1

75,0

5,655

V3

1

=3

1

10.4145.1

75,0

655,5

V

V = 2998,4093 m3

Fv

BMm )/(

Fv

BMm )/(

τ = 530,222 x 10-3

jam = 0,53 jam = 31,8 menit

II. Menentukan diameter dan tinggi reaktor

f. Diameter dalam shell (Di)

Pemilihan head

Untuk menentukan bentuk-bentuk head ada 3 pilihan :

- Flanged and Standar Dished Head

Digunakan untuk vesel proses vertikal bertekanan rendah, terutama digunakam

untuk tangki penyimpan horizontal, serta untuk menyimpan fluida yang volatil.

- Torispherical Flanged and Dished Head

Digunakan untuk tangki dengan tekanan dalam rentang 15 psig (1,020689 atm) –

200 psig (13,60919 atm).

- Elliptical Flanged and Dished Head

Digunakan untuk tangki dengan tekanan tinggi dalam rentang 100 psig dan

tekanan diatas 200 psig ( Brownell and Young, 1959).

Oleh karena tekanan operasi reaktor yaitu 3 atm, maka digunakan Torispherical

Flanged and Dished Head.

g. Diameter Dalam Shell (Di)

VL, total = 4

HD L2i +

4

2 sfDi + 0,000076 3

iD

Keterangan :

Di = Diameter dalam shell,ft

HL = Tinggi cairan, ft

Diambil perbandingan tinggi cairan terhadap diameter dalam shell standar dan

tinggi sf adalah :

HL = Di (Geankoplis, 1993)

sf = 2 in = 0,167 ft

Vtotal = 4

Dπ 3

i

4

Dπ 2i sf 3

iD000076,0

Diperoleh Di = 4,994 ft = 59,934 in

Maka tinggi cairan adalah :

HL = Di = 4,994 ft = 59,934 in = 1,522 m

Diameter dalam shell standar adalah :

Di = 60 in = 5 ft = 1,524 m (Brownell & Young, 1959:45)

h. Menghitung Tekanan Desain

Tekanan operasi (Pops) = 1 atm (14,696 psi)

Phidrostatik = 144

Hg

g.ρ L

cmix

Keterangan :



Phidrostatik = 2,163 psi

Tekanan desain adalah 5 - 10% di atas tekanan kerja normal (Coulson, 1983).

Tekanan desain diambil 10% atau 1,1. Jadi, tekanan desain adalah :

Pdesain = 1,1 (Poperasi + Phidrostatik)

= 1,1 (44,088 + 2,163) psi

= 50,876 psi = 3,462 atm

i. Bahan Konstruksi

Material = Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316

(Brownell:251)

Alasan = Sesuai digunakan untuk tekanan tinggi dan diameter

besar.

f = 18.750 psi

C = 0,25 in

E = 0,85

j. Menghitung Tebal Shell

(Brownell & Young, 1959:45)

Keterangan :

ts = Tebal shell (in)

P = Tekanan operasi (psi)

f = Allowable stress (psi)

ri = Jari-jari shell (in)



ts = 25,0 50,876 0,6 - 0,85 750.18

)30( 50,876

= 0,346 in (digunakan tebal standar 0,375 in = 0,031 ft)

k. Diameter Luar Shell (ODs)

ODs = ID + 2. ts

ODs = ID + 2. ts

= 60 in + 2 (3/8 in)

= 60,750 in

= 5,063 ft

= 1,543 m

l. Menentukan tinggi reaktor

Tinggi total reaktor = tinggi shell (Hs) + (2 x tinggi tutup)

1. Tinggi Shell (Hs)

Volume desain reaktor merupakan penjumlahan volume shell, volume head and

bottom.

Vr = Vshell + Vhead atas + Vhead bawah + Vstraight flange

101,124 ft3 =

4

HDπ s

2

i + 4

Dπ2

2i sf

+ (2 0,000076 3

iD )

Hs = 4,816 ft

Diambil Hs= 5 ft = 60 in = 1,524 m

2. Tinggi Tutup (OA)

OA = th + b + sf

Keterangan :

b = Depth of dish (inside), in

th = tebal torispherical head, in

sf = straight flange, in

d. Menghitung tebal head

CPEf

VDPt

.2,0..2

.. (Brownell & Young,pers. 7.77,1959)

)2(6

1 2kV (Brownell & Young, pers. 7. 76, 1959)

Keterangan :

V = stress-intensification factor

k = ,b

amayor-to-minor-axis ratio

a = 2

iD=

2

60= 30 in

OD

ID

AB

icr

b

a

t

r

OA

sf

b = 154

60

4

iD in

k = 215

30

V = 1)22(6

1 2

t = 25,02,0 876,5085,0 750.18 2

15 50,876 x

= 0,258 in

Digunakan tebal plat standar = 0,3125 in

Gambar F.2. Hubungan dimensi torispherical Flanged and Dished Head

e. Tinggi Tutup (OA)

Tinggi head and bottom torrispherical adalah :

OA = th + b + sf

= 0,28 in + 15 in + 2 in

= 17,313 in

= 1,443 ft = 0,440 m

3. Tinggi Cairan (HL,s)

Tinggi cairan di shell (HL,S) = HL – OA

= 60 in – 17,313 in

= 42,688 in

= 3,557 ft = 1,084 m

4. Menghitung Tinggi Total Reaktor

Tinggi total reaktor = tinggi shell (Hs) + OAataututuptinggi2

= 5 ft + (2 1,443 ft)

= 7,885 ft = 2,403 m

Dimensi Pengaduk

DI

B a

f f

l e

B a

f f

l e

ZI

H

tI

J

Dt

Dd

W

Gambar F.3.Detail dimensi reaktor beserta baffle dan pengaduk

- Menentukan viskositas campuran

µ liquid =


Dari fig. 10.57 Coulson, untuk volume reaktor = 2,864 m3 dan viskositas 0,341

cp, digunakan impeller tipe turbine.

xi

xi

- Menentukan jenis pengaduk

Pengaduk yang digunakan jenis six flat blade open turbine. Hal ini disebabkan

(Rase, 1977):

Cocok untuk mempercepat terjadinya perpindahan massa dalam bentuk

larutan pada sistem yang saling larut, karena pola aliran yang dihasilkan

adalah radial sehingga kehomogenan larutan dapat lebih tercapai.

Cocok untuk viskositas campuran sampai dengan 5.104 cp.

Cocok untuk volume fluida sampai dengan 20.000 gallon =

2.673,439 ft3.

5. Menentukan Diameter Pengaduk

DVessel = 60 in

3D

D

i

Vessel

Di = 20 in = 0,508 ft = 1,667 m

6. Menentukan Tebal (ti) dan Lebar (W) Pengaduk

ti = 0,2 Di (Brown, 1950)

ti = 0,333 ft = 0,102 m = 0,556 4,000 in

W

Di

= 8 (Gean Koplis, 1993)

W = 2,50 ft = 0,064 m = 0,208 ft

7. Menentukan Lebar Baffle, J

Jumlah Baffle : 4 (Wallas,1990)

J = 12

DVessel

J = 5 in = 0,127 ft = 0,417 m

8. Menentukan Offset Top dan Offset Bottom

Berdasarkan Wallas (1990 : 288)

Offset top = 6

J = 0,833 in = 0,069 ft

= 0,021 m

Offset Bottom = 2

iD= 10 in = 0,833 ft

= 0,254 m

a. Menentukan Jarak pengaduk Dari Dasar Tangki (Zi)

3,1Di

Zi

(Brown, 1950)

Zi = 26 in = 0,660 m = 2,167 ft

b. Menentukan Jumlah Pengaduk, Nt

Menurut Dickey (1984) dalam Walas 1990 hal. 288, kriteria jumlah impeller

yang digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio ketinggian liquid

(HL) terhadap diameter tangki (D).

Diketahui bahwa :

Dt = 5 ft

HL = 5 ft

HL /D = 1


Tabel. F.3. Pemilihan Jumlah Impeller

Viscositas,cP Max

Jumlah Impeller Clearance

h / D Lower Upper

<25.000 1,4 1 h/3 -

<25.000 2,1 2 D/3 (2/3)h

>25.000 0,8 1 h/3 -

>25.000 1,6 2 D/3 (2/3)h

Rasio h/D maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah 1,4 untuk

viscositas liquid <25.000 cP dan rasio h/D= 1 maka jumlah impeller yang

digunakan sebanyak 1 buah.

c. Menentukan Putaran Pengadukan

Kecepatan putaran motor standar yang tersedia secara komersil adalah 37,

45, 56, 68, 84, 100, 125, 155, 190 dan 320 rpm. Digunakan putaran motor

155 rpm = 2,583 rps. (Walas, 1990)

Viskositas campuran diprediksi dengan persamaan 3.107, Perry’s Chemical

Engineering Handbook, 6th ed, p.3-282):

ln μmix = Σ (wi.ln μmix) = -1,076

μmix = 0,341 cp

NRe = mix

mixI ND ..2

(Geankoplis,Pers.3.4-1, 1978)

= 0,001

719,019.12,5830,5082 xx

= 2,0E+06

Dari Figur 10.6 Walas halaman 292 untuk six blades turbine, Np = 5

Kebutuhan teoritis:

P = 17,32550

.. 53

x

DNN imixp(Geankoplis,Pers.3.4-2,1978)

= 17,32550

x1,6672,583,662365 53

x

xx

= 3,989 hP

d. Daya yang hilang (gland loss)

Hilang (gland loss) = 10 % daya teoritis (MV. Joshi)

= 0,1 x 3,989 hP = 0,399 hP

e. Menghitung daya input

Daya input = kebutuhan daya teoritis + hilang (gland loss)

= 3,989 hP + 0,399 hP

= 4,387 hP

f. Efisiensi motor (ç)

Berdasarkan fig. 4-10, vilbrandt,F.C., 1959, diperoleh:

Efisiensi motor (ç) = 80 %

P = 4,387x 80

100hP = 5,484 hP

b. Menentukan Kebutuhan Daya

Menurut Walas sebagai panduan untuk sistem liqiud– liquid, daya pengadukan

yang dibutuhkan adalah sekitar 5 hp / 1000 gallon liquid.

Volume cairan, VL = 2,3864 m3

Volume cairan, VL = 630,4030 gal

maka daya yang dibutuhkan adalah

P = 1000

5X630,4030 = 3,1520 hp

P = 1733,6083 ft.lbf/s

Kecepatan putaran,

N =

N = 2,4049 rps

N = 144,2953 rpm

Oleh karena itu pemilihan kecepatan putaran impeller dapat digunakan.

5. Panjang Batang Sumbu Pengaduk (axis length)

axis length (L) = tinggi total tangki + jarak dari motor ke bagian atas bearing .

– jarak pengaduk dari dasar tangki

Tinggi total tangki = 7,880 ft

Jarak dari motor ke bagian atas bearing = 1 ft

Jarak pengaduk dari dasar tangki (ZI) =2,167 ft

axis length (L) = 7,880 ft + 1 ft – 2,167 ft

= 6,713 ft (2,046 m)

6. Diameter Sumbu

d3 =

16 x Zp

Menghitung Tm

Dari M.V Joshi, Pers. 14.10, hal 400, Tm= (1,5 or 2,5) x Tc

Digunakan Tm = 1,5 Tc

Tc = Nxπx2

60x75xP (M.V. Joshi, Pers. 14.8, hal 400)

Keterangan :

Tc = Momen putaran, kg.m

P = Daya, Hp

N = Kecepatan putaran, rpm

Tc = 155xπx2

60x75,372x5 = 24,822 kg-m

Tm = 1,5 x 24,822 kg-m = 37,232 kg – m

Menghitung Zp

Zp = s

m

f

T (Pers.14.9, M.V. Joshi)

Keterangan :

Tm = Torsi maksimum

P = Shear stress

fs = Section of shaft cross section

Material sumbu yang digunakan adalah commercial cold rolled steel.

Axis shear stress yang diizinkan, fs = 550 kg/cm2

Batasan elastis pada tegangan = 2.460 kg/cm2

Zp = 550

37,232= 6,770 cm

Menghitung diameter sumbu (d)

Zp = 16

d . 3

d3 =

16 x Zp=

14,3

16 x 6,770

d = 3,255 cm

Digunakan diameter sumbu (d) = 4 cm

Cek tegangan yang disebabkan oleh bending moment

Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent adalah

f = Zp

Me=

32

d

Me3

2. Menghitung Bending Moment

Me = Bending moment equivalent

Me = 2

m2 TMM

2

1

M = Fm x L

Fm = bRx0.75

Tm (Pers.14.11, M.V. Joshi)

Keterangan :

Fm = bending moment (kg)

Rb = Jari-jari impeller = ½ Di

= ½ x 0,843 m = 0,292 m

Fm = 254,0x0,75

m-kg 37,232 = 195,446 kg

L = Panjang axis = 2,046 m

M = 195,446 kg x 2,046 m

= 399,925 kg-m

Me = 2

m2 TMM

2

1

= 22 925,399925,399925,993

2

1

= 400,790 kg-m

2. Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent

f =

32

d

Me3

= = 6.378,765 kg/cm

2

Diameter sumbu

Karena f > batasan elastis dalam tegangan (6.378,765 > 2.460) maka

diameter sumbu yang direncanakan memenuhi, yaitu d = 4 cm.

III. Jaket Pendingin

Jaket pendingin dirancang dengan alasan:

Reaksi yang berlangsung dalam reaktor bersifat eksotermis, sehingga panas yang

dilepaskan harus diserap dari reaktor agar tidak menyebabkan kenaikan suhu,

karena suhu di dalam reaktor dijaga tetap 140ºC. Untuk menjaga agar suhu di

dalam reaktor tetap pada 140ºC dengan menggunakan air pendingin

t1

t2

T

T

T

T

Gambar.F.7. Jaket Pendingin

a. Kebutuhan pendingin

Massa Pendingin = 624 kg/Jam = 1.375,6829 lb/Jam

Sifat air pada suhu rata-rata:

ρ = 1.015,958 kg/m3 = 63,424 lb/ft

3

μ = 0,001 kg/m.s = 1,69 x 10-4

lb/ft.Jam

Cp = 4,180 kJ/kg.K = 0,736 Btu/lboF

k = 0,580 W/m.K = 0,335 Btu/ft.oF.Jam

b. Luas Perpindahan Panas yang Dibutuhkan

Dari Tabel.8. Kern didapatkan Overall heat transfer UD dengan hot fluid

adalah aqueous solutions less than 2 cp dan cold fluid adalah amonia

dengan UD: 250-500 Btu/j.ft2.F.

Dipilih :

UD = 300 Btu/jam.ft2.oF

Diketahui :

Q = 39.140,7637 kJ/jam

= 37.098,2859Btu/jam

ΔTlmtd = 184,170 oF

A = lmtdD TxU

Q

A = 170,184300

937.098,285

= 0,8057 ft2

f. Luas Perpindahan Panas yang Tersedia

A = luas selimut reaktor + luas penampang bawah reaktor

A =2

4.. oLo DHD

Diketahui:

Do = 1,543 m

= 5,062 ft

HL = 1,524 m

Sehingga:

A = 2543,1

4

π)524,1543,1(π

= 9,2578 m2 = 99,650 ft

2

Akebutuhan < Atersedia (0,8057 ft2 < 99,650 ft

2)

Sehingga jaket pendingin bisa digunakan.

g. hi (Koefisien Transfer Panas dalam Reaktor)

Koefisien transfer panas pada dinding bagian dalam untuk jacketed vessel

ditentukan dengan pers.4.13-1 Geankoplis, untuk pengaduk tipe three

blade propeller agitator :

14,0

3/13/274,0w

NprNrek

Dthi (pers.4.13-1 Geankoplis)

Keterangan :

Dt = inside diameter tangki, ft

Da = diameter pengaduk, ft

N = kecepatan putaran pengaduk, rev/hr

Npr = Bilangan Prandtl

Nre = Bilangan Reynold

karena T wall = T liquid dalam reaktor maka

14,0

w

= 1

Tabel 9.4. Data Kapasitas Panas

BM rata-rata = 161,655 kg/Kmol

Cp = 1,7026 kj/kg.K

Cp = 0,4067 Btu/lbm.oF

Konduktivitas campuran dihitung dengan metode Bretsnajder (1971).

(Pers.8.14 Couldson, 1983)

k = 3,56 x 10–5 Cp

Dimana:

k : konduktivitas termal pada temperatur 140 oC

M : berat molekul

Cp : kapasitas panas spesifik temperatur 140 oC

ρ : densitas cairan pada temperatur 140 oC

Tabel. F.12. Data Konduktivitas Termal

Komponen kg/jam wi i 140 oC

(kg/m3)

Cpi (kJ/kg

K)

ki,

W/m.K

wi x ki

Propanol 269,6169 0,036 1.201,041 10,1271 0,908 10,1271 3,272E-2

Asam Asetat 1.516,5951 0,202 727,614 59,6523 2,128 59,6523 4,314E-1

NaOH 5.682,333 0,759 899,195 117,801 4,979 117,8019 3,7814

H2SO4 11,153 0,0015 1.077,967 0,2187 0,018 0,2187 2,781E-5

Propil Asetat 2,790 0,0004 913,881 0,0614 0,004 0,000 1,567E-6

Total 7.482,488 5,073 4,2456

Kmix = 4,2456 W/m.K

Npr =

= 5,85E-06

NRe =

NRe =

= 1.993.071,6977

k

Dthi= 211,138

hi = 1.375,9084

NRe =

vi = 0,4374 m/s

h. hio (Koefisien Transfer Panas dalam Jacket)

hio = hi x ID/OD

= 1.375,9084 X ( 5 / 5,063)

=1.358,9219 Btu/Jam.ft2.oF

( pers. 12-30 McCabe)

Dimana

D = De

14,0

318,0

023,0w

bprrenu NN

k

DhN

..2 NDa

0,0003

1.019,7182,583x 0,5082 x

..2 vD

T

TreffpdTC

K = Konduktivitas termal air pendingin

Volume jaket =

= 624 /1.015,958 = 0,6142 m3

=21,6902 ft3

Vtotal = -

21,6902 =

Dj = 5,5773 ft

D = De = reaktor

reaktorbaru

OD

ODD 22

= 5,0625

0625,55773,5 22

= 1,0820 ft

= 0,3298 m = 12,9840 in

Npr =

= 0,335

0002,00,736x

= 0,0004

14,0

3/18,0023,0w

NprNrek

Dehio

3/18,0 0004,0023,00,335

0820,19219,358.1Nre

NRe = 107.267.662,2734

2j

0,000076xDxsf

2

2

jD

x4

πj

xZ2xDj4

π

2sD0,000076xOxsf

2

2

sODx

4

πj

xZ2

sxOD4

π

2j

0,000076xDx0,167

2

2

jD

x4

π x52xDj

4

π

2,06250,000076x5x0,167

2

2

5,0625x

4

πx52x5,0625

4

π

k

cp

NRe =

vo = 263,5656 ft3/Jam = 0,0223 ft

3/s

i. Menghitung Clean Overall Coefficient, Uc

UC = oio

oio

hh

hh

= 9219,358.19084,375.1

9219,358.19084,375.1

=683,6812 Btu/hr.ft2.oF

j. Menghitung Design Overall Coefficient, UD

Rd = 0,001 hr.ft2.oF/btu (Tabel 8. Kern, 1965)

Ud

1 = Rd

Uc

1

= 001,0683,6812

1

= 0,003

Ud = 288,794 Btu/hr.ft2.oF

k. Menghitung Tebal dan Lebar Jaket

Lebar jaket = 0,5 (Dj – Dt)

= 0,5 (5,5773 ft – 5,063 ft)

= 0,2574 ft = 0,0785 m = 7,8459 cm

Material = Carbon Steel SA 283 Grade C

Alasan = Sesuai digunakan untuk tekanan tinggi dan diameter besar.

f = 12.650 psi

D

Nre

C = 0,25 in

E = 0,85

rj = 2,78 ft = 33,40 in

Tebal jaket (tj) =

= 0,2957 in (digunakan tebal standar 3/8 in)

IV. Sambungan Head dengan Shell

Sambungan antara tutup bejana dengan bagian shell menggunakan sistem flange

dan baut. Bahan konstruksi yang dipilih berdasarkan pada kondisi operasi.

Data perancangan :

Tekanan desain (p) = 3 atm


Material flange = ASTM-201 Grade B

(Brownell and Young, 1959)

Bolting steel = SA–198, grade B7

(Brownell and Young, 1959)

Material gasket = Asbestos composition (Stainless stell)

(Gambar 12.11, Brownell and Young, 1959)

Diameter luar shell (B) = 60,75 in

Ketebalan shell = 0,375 in

Diameter dalam shell = 60 in

Tegangan dari material flange = 15.000 psi

Tegangan dari bolting material= 20.000 psi

Tipe flange = Optional loose type

(Gambar 12.24,8.a, Brownell and Young, 1959)

Sketsa tipe flange beserta dimensinya ditunjukkan pada Gambar F.7.

Gasket

hG

t

hT

HG

HT

G

h

W

R hD Cgo

g1

g1/2B

Gambar F.8. Sketsa tipe flange dan dimensinya.

a. Perhitungan Lebar Gasket Minimum

Lebar gasket minimum, N = 2

io dd

Keterangan :

do = Diameter luar gasket, in

di = Diameter dalam gasket, in

1)p(my

p.my

d

d

i

o (Pers. 12.2, Brownell and Young,1959)

Keterangan :

y = Yield stress, lb/in2 (Fig. 12.11)

p = Internal pressure

m = Faktor gasket (Gambar. 12.11)

Digunakan Stainless steels Dari Gambar 12.11, Pers. 12.2, Brownell and

Young, 1959 diperoleh :

y = 26.000 lb/in2

m = 6,500

sehingga,

]15,6psia9368,50[000.26

psia)(6,5)(50,9368000.26

id

od = 1,0010

Diameter dalam gasket di sama dengan diameter luar shell = 60,7500 in,

sehingga:

do = 1,00010 (60,75 in) = 60,8104 in

Lebar gasket minimum, N = 2

did o

= 2

75,608104,60

= 0,0302 in

Jadi, digunakan gasket dengan lebar standar 0,1875 in (Gambar 12.12, Brownell

and Young,1959).

Diameter gasket rata - rata, G = di + lebar gasket

= 60,75 in + 0,1875 in = 60,9375 in

Dari Gambar 12.12, Brownell and Young, 1959, kolom I , type 1.a :

bo = 2

N =

2

0,1875 = 0,0938 in

b = 2

0938,0

2

ob = 0,1531 in

jika bo ≤ 0,25 in maka b = b0 = 0,0938 in

b. Perhitungan Beban Baut (bolt)

Beban terhadap seal gasket

Beban terhadap seal gasket :

Wm2 = Hy = π x b x G x y (Brownell and Young, pers. 12.88, 1959)

Keterangan :

Hy = berat beban bolt maksimum (lb)

b = effective gasket (in)

G = dimensi gasket rata – rata (in)

Wm2 = 3,14 x 0,0938 in x 60,9375 in x 26.000 lb/in2

= 466.636,9557 lb

Beban operasi total

Beban operasi total (Pers. 12.91 Brownell and Young,1959) :

Wm1 = H + Hp

Keterangan :

H = Beban dari tekanan internal

Hp = beban joint tight (lb)

Beban untuk menjaga joint tight saat operasi (Pers 12.90, Brownell and

Young,1959)

Hp = 2 b π G m p (Brownell and Young, pers. 12.90, 1959)

= 2 x 0,0938 in x 3,14 x 60,9375 in x 6,5 x 50,9368 lb/in2

= 11.884,4883 lb

Keterangan :

m = faktor gasket (Fig. 12.11, Brownell and Young, 1959)

P = tekanan operasi (psi)

Beban dari tekanan internal (Pers. 12.89, Brownell and Young, 1959) :

H = p4

Gπ 2

= 2lb/in9368,50

4

2in)(60,9375x3,14x

= 148.556,1031 lb

Beban operasi total (Pers. 12.91 Brownell and Young,1959) :

Wm1 = H + Hp

Wm1 = 148.556,1031 lb + 11.884,4883 lb

= 160.440,5914 lb

Beban pengontrol

Wm2 lebih besar daripada Wm1,

Sehingga, beban pengontrol adalah Wm1 = 160.440,5914 lb

c. Perhitungan Luas Baut Minimum (Minimum Bolting Area)

Am1 = b

m1

f

W (Pers 12.92, Brownell and Young, 1959)

= 20000

lb 14160.440,59

= 8,0220 in2

Perhitungan ukuran baut optimum (Tabel 10.4 dan Tabel 12.3 dan Brownell and

Young, 1959)

Ukuran

Bolt

Root

Area

Min. No

of Bolt

Actual No of

bolt

R

Bs

E

BsN

C

[ID+2(1,415go + R)]

3/4 0,302 26,563 32 1 1/8 1 3/4 13/16 17,8254 63,11

1 0,551 14,559 20 1 3/8 2 1/4 2 3/8 14,3239 63,61

1 1/

8 0,693 11,575 16 1 1/12 2 1/2 2 5/8 12,7324 63,03

1 1/4 0,890 9,0135 12 1 3/4 2 13/16 3 7/8 10,7430 64,36

Digunakan baut berukuran 3/4 in sebanyak 32 baut dengan bolt circle diameter yang

digunakan, C = 63,11 in

Detil dimensi baut ditunjukkan pada Gambar F.9.

E

d

r

R

Gambar F.9. Detil ukuran baut

d. Perhitungan Diameter Luar Flange

Flange OD (A) = BC + 2E

A = 63,108 in + (2 x 13/16 in)

A = 64,7338 in

Check lebar gasket :

Ab aktual = jumlah baut x roof area

= 32 x 0,3020 in2

= 9,6640 in2

Lebar gasket minimum :

Nmin = Gπy2

fA allawactualb

= x60,93753,14x000.26x2

20000x6640,9

= 0,0194 in

Karena 0,0194 in < 0,0302 in maka lebar gasket memenuhi

e. Perhitungan Tebal Flange

Perhitungan tebal flange (Pers. 12.85, Brownell and Young, 1959)

t = Bf

MY

a

max

Keterangan :

Mmax = momen saat beroperasi sebagai pengontrol, lb-in

B = OD shell, in

fa = Tegangan dari bolting material = 20.000 psi

Y = diperoleh dari Gambar 12.22, Brownell and Young

Menghitung Mmax

Mmax = Mo = MD + MG + MT

Menghitung MD

Moment, MD (Pers. 12.96, Brownell and Young, 1959)

MD = HD x hD

Untuk kondisi beroperasi (W = Wm1, Pers. 12.95 Brownell and Young,

1959)

HD = 0,785 B2

p (Pers. 12.96 Brownell and Young, 1959)

= 0,785 (60,750 in)2 (50,9368 psi)

= 147.568,4693 lb

Keterangan :

HD = hydrostatic and force pada area dalam flange (lb)

The lever arm (Pers. 12.100 , Brownell and Young, 1959) :

hD = ½ (BC – B)

= 1,1794 in

MD = HD x hD

= 147.568,4693 lb x 1,1794 in

= 174.038,5635 lb-in

Menghitung MG

Beban desain diberikan dengan Pers. 12.91, Brownell and Young, 1959 :

MG = HG x hG

Hubungan lever arm (Pers.12.101, Brownell and Young, 1959) :

hG = ½ (BC – G)

= ½ (63,1088 in – 60,9375 in)

= 1,0856 in

Keterangan :

hG = tahanan radial circle bolt (in)

BC = Bolt Circle diameter (in)

G = Diameter gasket rata – rata (in)

Nillai HG (Pers. 12.98 , Brownell and Young, 1959) :

HG = W – H

W = ½ (Ab + Am) fa

= ½ (9,6640 in2 + 8,0220 in

2) (20.000 psi)

= 176.860,2957 lb

Keterangan :

W = berat beban (lb)

Am1 = luas baut minimum (in2)

Ab = luas aktual baut (in2)

fa = tegangan yang diizinkan (psi)

HG = W – H

= 176.860,2957 lb – 148.556,1031 lb

= 28.304,1926 lb

MG = HG x hG

= 28.304,1926 lb x 1,0856 in

= 30.727,7390 lb-in

Menghitung MT

Moment diberikan (Pers.. 12.97, Brownell and Young, 1959)

MT = HT x hT

Nilai Ht (Pers. 12.97, Brownell and Young, 1959)

HT = H – HD

= 148.556,1031 lb – 147.568,4693 lb

= 987,6338 lb

Hubungan lever arm (Pers. 12.102, Brownell and Young, 1959)

hT = ½ (hD + hG )

= 1,1325 in

MT = HT x hT

= 1.118,4953 lb-in

Menghitung Mmax

Jumlah moment untuk kondisi beroperasi, Mo (Pers. 12.99, Brownell and

Young, 1959)

Mmax = Mo

= MD + MG + MT

= 174.038,5635 + 30.727,7390 + 1.118,4953

= 205.884,7979 lb-in

Jadi, momen saat beroperasi sebagai pengontrol adalah :

Mmax = 205.884,7979 lb-in

Perhitungan tebal flange

t =

K = A/B

= 64,7338 in / 60,75 in

= 1,0656

Dari Gambar 12.22, Brownell and Young, 1959, dengan K sama dengan 1,0656,

maka :

Y = 30

Bf

MY

a

max

t = 75,60x20000

7979,884.05230

= 2,2547 in

Digunakan flange standar dengan ketebalan 3 in. Detil flange dan bolt pada

sambungan head dan shell ditunjukkan pada Gambar F.8.

d = diameter baut

t = tebal flange

Gasket

Bolt

Gambar F.9 Detail flange dan bolt pada head vessel

VI. Merancang Perpipaan dan Nozzel

a. Pipa Umpan dari Storage Tank

Diameter optimum, d = 282 G0.5ρ-0.35

(Pers 5.14, Couldson, 1983)

Data perhitungan :

Laju alir massa (G) = 2.419,544 kg/jam

G desain = 8.223,099 kg/jam

= 2,283 kg/s

Densitas cairan (ρmix) = 1.019,770 kg /m3

Viskositas cairan μ = 0,3411 cP

= 3,411E-04 kg/m .s

Diameter optimum (d)= 282 (2,283 kg/s)

0,52 (1.019,770 kg /m

3)-0,35

= 30,2268 mm

= 1,1894 in

= 0,03022 m

Dari Tabel 11, Kern, hal 844, 1965 dipilih spesifikasi pipa standar adalah :

Number Pipe Size (NPS) = 1,25 in

Schedule pipa = 40

ID = 1,380 in = 0,0351 m

OD = 1,660 in

A’ = 1,5000 in2

NRe =.d.

4G

= 0,03022m x 04kg/m.s-3,411E x 3,14

kg/s 283,24x

= 282.092,8573

Berdasarkan spesifikasi pipa standar di atas, ditentukan spesifikasi nozzel

standar untuk pipa umpan.

Spesifikasi nozzel standar dari Brownell and Young, 1959, Appendix. F item 1

adalah :

Size = 1,5

OD of pipe = 2,2 in

Diameter hole on in reinforcing plate (DR) = 2,3750 in

Distance from bottom of tank to center of nozzle

Type H = 6 in

Type C = 3 in

b. Pipa Umpan H2SO4



Data perhitungan :

Laju alir massa (G) = 0,1 kg/jam

G desain = 0,11 kg/jam

= 3,06 x 10-5

kg/s

Densitas cairan (ρmix) = 7,966 kg /m3

Viskositas cairan μ = 2,2 x 10-5

kg/m .s

Diameter optimum (d)= 282 (3,06 x 10

-5 kg/s)

0,52 (7,966 kg /m

3)-0,37

= 0,6041 mm

= 0,0006 m

= 0,0238 in



Schedule pipa = 40

ID = 0,269 in = 0,0068 m

OD = 0,4050 in

A’ = 0,0580 in2

NRe =

= m 0,0006 x .s kg/m 5-2,2E x 3,14

kg/s 0,0024x

.d.

4G

= 2927,33




adalah :

Size = 0,75

OD of pipe = 1,313 in



Type H = 4 in

Type C = 3 in

c. Pipa Keluaran Produk Atas



Data perhitungan :


G desain = 129,632 kg/jam

= 0,036 kg/s



= 1,82 x 10-4

kg/m .s


0,52 (0,531 kg /m

3)-0,37

= 53,5086 mm

= 0,053 m

= 2,1056 in



Schedule pipa = 40

ID = 2,4690 in = 0,0627 m

OD = 2,880 in

A’ = 4,790 in2

NRe =

= m 0,053 x .s kg/m 04-1,82E x 3,14

kg/s 0,0364x

= 4.707,952




adalah :

Size = 3

OD of pipe = 4 in



Type H = 8 in

Type C = 5 in

d. Pipa Keluaran Produk Bawah



Data perhitungan :

Laju alir massa (G) = 7.364,741 kg/jam

.d.

4G

G desain = 8.101,215 kg/jam

= 2,249 kg/s



= 2,731x10-4

kg/m .s


0,52 (891,577 kg /m

3)-0,35

= 31,4463 mm

= 0,0314 m

= 1,2374 in



Schedule pipa = 40

ID = 1,38 in = 0,0351 m

OD = 1,66 in

A’ = 1,5 in2

NRe =

= 1669,649.333 m 0,0314 x .s kg/m 04-2,731E x 3,14

2,249kg/s4x




adalah :

Size = 1,5

OD of pipe = 2,2 in


.d.

4G


Type H = 6 in

Type C = 3 in

VII. Nozzle jaket

Tabel F.13. Aliran massa air pendingin masuk coil reaktor RE-202

Komponen Massa (kg) Wi ρi (kg/m3) μi (cP) Wi / ρi wi lnμ

Water 623,6642 1,0000 1015,9579 0,0007 0,0010 -7,2687

Total 623,6642 1,0000 0,0010 -7,2687


= 0,1732 kg/s

Densitas cairan (ρmix) = iρ/w

1

= 0,0010

1

= 1015,9579 kg /m3

ln μmix = Σ(wi.ln μi)

ln μmix = -7,2687

μmix = 0,007 cP

= 6,97E-07 kg/m .s

Debit cairan (Q) = G / ρ

= 0,6139 m3/jam

= 0,0002 m3/s

Diameter optimum (d) = 282 G0.52ρ-0.37


Data perhitungan :

Asumsi aliran adalah turbulen, (NRe) > 4000


= 282 (0,1732 kg/s)0,52

(1.015,9579 kg /m3)-0,37

= 8,7459 mm

= 0,3443 in



Schedule pipa = 40

ID = 0,4930 in = 0,0125 m

OD = 0,675 in

A’ = 0,192 in2 = 0,0001 m

2

Kecepatan alir air (v) = Q / A’

= 2m0,0001

/s3m 0,0002

= 1,3766 m/s

NRe =

mixμ

vIDmix

ρ

= 25.125.295,5592 (asumsi aliran turbulen benar)




adalah :

Size = 1




Type H = 5 in

Type C = 3 in

VIII. Nozzel Pengaduk

Jumlah nozzle = 1 buah

Diameter sumbu = 4 cm = 1,5748 in

Spesifikasi nozzel standar untuk pengaduk adalah (Brownel and Young,

Appendix F, item 1) :

Size = 1




Type H = 5 in

Type C = 3 in

d2

d4

D

fb

d1

d3

h

Gambar.F.10. Detail nozzle

Tabel F.14 Spesifikasi nozzle

Nozzle Nom. size d1 D

Re 201 1,5 1,9 5

Pengaduk 1 1,32 4,25

Produk Bawah 1,5 1,9 5

Produk Atas 3 3,5 9

Air masuk 1 1,32 4,25

Air keluar 1 1,32 4,25

X. Menghitung Berat Reaktor

Berat mati reaktor = Berat vessel dan perlengkapan + berat material

a. Berat vessel dan perlengkapan

Berat Shell

Data Perhitungan :

ID shell = 5,00 ft

ts = 0,375 in

OD shell = 5,0625ft

Hs = 5,00 ft

ρcarbon steel = 489 lbm/ft3 (Foust, Appendix. D-10)

Volume shell = ¼ π x Hs x (OD2 – ID

2)

= ¼ x 3,14 x 5,00 ft x [(5,0625 ft)2 – (5,00 ft)

2]

= 2,4697 ft3

Berat shell total = Volume shell x ρcarbon steel

= 2,4697 ft3

x 489 lb/ft3

= 1.207,6877 lb (547,7979 kg)

Berat Dish Head

Data Perhitungan :

ID head = 60,750 in

th = 0,3125 in

Panjang straight flange = 7 in

Inside corner radius = 9 in

Untuk th< 1 in (td = 3 in) perkiraan blank diameter (bd) adalah :

bd = OD +42

OD+ 2 . Sf + 2/3 . icr

(Brownell and Young. Eq.5-12,p.88)

= [60,750 + 42

75,60+ (2 × 7) + (2/3

× 9) ]

= 82,1964 in

= 6,8497 ft

Volume dish head = ¼ π (bd)2 × th

= ¼ π (6,8497)2 (0,026)

= 0,9596 ft3

Berat head = Volume head × ρcarbon steel

= 0,9596 ft3

× 489 lb/ft3

= 469,2572 lb

= 212,8515 kg

Berat head dan bottom = 2 x 212,8515 kg

= 425,7029 kg

= 938,5143 lb

Berat Jaket

Data Perhitungan :

ID jaket = 5,5419 ft

Ketebalan shell jaket (tj) = 0,3750 ft

OD jaket = 5,9169 ft

Tinggi jaket, Zj = 5,000 ft

1. Berat shell

Vshell jaket = ¼ π x Zj x (OD2

-ID 2

)

= 16,8659 ft3

Berat shell = Vshell jaket x ρ

= 16,8659 ft3 x 63,4242 lb/ ft

3

= 1.069,7041 lb

1. Berat bottom

bd = OD + 2. Sf + 2/3. Icr

= 5,9169 + 2

9169,5 + (2 x 7) + (2/3 x 9)

= 28,8753 in

= 2,4063 ft

Volume dish = ¼ π x (bd)2

x tj

= ¼ π x (2,4063)2

x 0,375

= 1,7045 ft3

Berat dish = volume dish x ρsteel

= 1,7045 ft3

x 63,4242 lb/ ft3

= 108,1053 lb

Berat jaket total = 1177,8094 lb

Berat Opening

Berat nozzel

Nozzle Ukuran Nozzle

(in)

Berat Nozzle

(lb)

Pipa umpan dar ST 1,5000 4,0000

Pipa umpan H2SO4 0,7500 0,4400

Pipa keluaran atas 3,0000 8,0000

Pipa keluaran bawah 1,5000 4,0000

Nozzle pengaduk 1,0000 2,0000

Nozzle jaket 1,0000 2,0000

Total 20,4400

Berat nozzle total = 20,440 lb = 9,2714 kg

Berat Opening total

Berat Opening total = 20,440 lb = 9,2714 kg

Berat Sistem Pengaduk

Berat impeller

Diameter impeller = 0,5080 m = 1,6667 ft

Lebar impeller = 0,0635 m = 0,2083 ft

Ketebalan impeller = 0,1016 m = 0,3333 ft

ρstainless steel = 489 lb/ft3

Berat total six blade = Volume impeller x densitas impeller

= 3 x 6 x [(1,6667 ft /2) x 0,2083 ft x 0,3333 ft x

489 lb/ft3]

= 509,3750 lb = 231,0486 kg

Berat sumbu

Material sumbu = Commercial cold rolled steel

Panjang sumbu = 6,7187 ft

Diameter sumbu = 0,1312 ft

ρcarbon steel = 489 lb/ft3

Berat sumbu = ¼ π d2

L ρ

= ¼ x 3,14 x (0,1312 ft)2 x 6,7187 ft x 489 lb/ft

3

= 44,4399 lb = 20,1576 kg

Berat sistem pengaduk total

Berat sistem pengaduk total = 509,3750 lb + 44,4399 lb

= 553,8149 lb

= 251,2062 kg

Berat Baffle

Jumlah baffle = 1

Berat baffle = jumlah baffle x panjang baffle x lebar baffle x tebal baffle

= 4 x 0,8091 ft x 0,2396 ft x 0,4167 ft x 489 lb/ft3

= 137,3784 lb = 62,3138 kg

b. Berat Fluida dalam Reaktor

Berat Bahan Baku

Volume cairan = 2,4195 m3

Densitas campuran dalam reaktor = 1.019,7188 kg/m3

Berat campuran dalam reaktor = 2,4195 m3 x 1.019,7188 kg/m

3

= 2.467,1614 kg

Berat Cooling Water

Berat air pendingin = 623,6642 kg

Berat fluida total

Berat fluida total = 2.467,1614 kg + 623,6642 kg

= 3.090,8256 kg

c. Berat Mati Reaktor

Berat mati reaktor = Berat vessel dan perlengkapan + berat material

= 623,6642 kg + 425,7029 kg + 1177,8094 kg + 9,2714

kg + 251,2062 kg + 62,3138 kg + 3.046,2625 kg

= 5.564,9274 kg

= 12.268,5501 lb

XI. Desain Sistem Penyangga

Reaktor disangga dengan 4 kaki. Kaki penyangga dilas ditengah – tengah

ketingggian (50 % dari tinggi total reaktor) seperti ditunjukkan pada Gambar F.9.

berikut :

a

h

A

thp

L

1/2 H

tbp

Gambar F.12. Sketsa sistem penyangga reaktor

a. Leg Planning

Digunakan kaki (leg) tipe I-beam dengan pondasi dari cor atau beton seperti

ditunjukkan pada Gambar F.13. berikut :

11

2

2

Gambar F.13. Kaki penyangga tipe I beam

(1) Menghitung ketinggian kaki (Hleg)

Karena kaki dilas pada pertengahan ketinggian reaktor, maka ketinggian kaki

adalah :

(Hleg) = ½ Hr + L

Keterangan :

Hr = Tinggi total reaktor, ft

L = Jarak antara bottom reaktor ke pondasi (digunakan 10 ft)

(Hleg) = (½ x 7,8854 ft) + 10 ft

= 13,9427 ft

= 167,3125 in

(2) Pemilihan ukuran beam

Digunakan I-beam 6 in (App. G, item 2, Brownell and Young)

Dimensi I-beam :

Kedalaman beam = 6 in

Lebar flange (B) = 3,565 in

Web thickness = 0,465 in

Ketebalan rata-rata flange = 0,359 in

Area of section (A) = 5,020 in2

Berat/ft = 17,25 lb

Peletakan dengan beban eksentrik (axis 1-1) :

l = 26 in4

S = 8,7 in3

r = 2,28 in

Peletakan tanpa beban eksentrik (axis 2-2) :

l = 2,3 in4

S = 1,3 in3

r = 0,68 in

(3) Cek terhadap peletakan sumbu axis 1-1 maupun axis 2-2

Axis 1-1

l/r = 167,3125 in / 2,28 in = 73,3827 (l/r < 120, memenuhi) (Hal. 201,

Brownell and Young, 1959)

(a) Stress kompresif yang diizinkan (fc)

(fc) = a

P =

)r./18.000(l1

18.00022

(Brownell and Young, 1959, Hal. 4.21)

= )228,2/18.0002(167,3125 1

18,000= 13.855,02 psia

fc < 15000 psia , sehingga memenuhi Hal. 201, Brownell and Young,

1959. Jarak antara center line kolom penyangga dengan center line

shell (a) dari gambar 13 adalah :

a = (½ x B) + 1,5

= (½ x 3,5650) +1,5 = 3,2825 in

y = ½ x B

= ½ x 3,5650 = 1,7825 in

Z = l/y = 1,7825

26 = 14,5863 in3

(b) Beban kompresi total maksimum tiap leg (P)

n

WΣ

Dn

L)(HP4P

bc

w


Keterangan :

Pw = Beban angin total pada permukaan yang terbuka, lb

H = Tinggi reaktor di atas pondasi, ft

L = Jarak dari pondasi ke bagian bawah reaktor, ft

Dbc = Diameter anchor-bolt circle, ft

n = Jumlah penyangga, n = 4

ΣW = Berat untuk perancangan, lb

Berat untuk perancangan = 1,2 x berat mati reaktor

= 1,2 x 5.564,9274 kg

= 6.677,9128 kg

= 14.722,2602 lb

Umumnya vessel dengan penyangga lug atau lug supported memiliki

ketinggian yang lebih rendah dibandingkan skirt supported vessel,

sehingga wind load sangat minor pengaruhnya. Wind load cenderung

mempengaruhi vessel jika vessel dalam keadaan kosong. Berat vessel

dalam keadaan terisi oleh cairan cenderung stabil (Hal.197, Brownell

& Young, 1959).

Jadi, nilai Pw = 0, kemudian persamaan di atas menjadi :

n

WΣP

= 4

lb 214.722,260

= 3.680,5650 lb

(c) Luas Penampang Lintang:

A = f

P (Pers. 10.98, Brownell and Young, 1959)

Menghitung beban eksentrik

fec = Z

aP

= 2in5863,41

3,2825lb 3.680,5650

= 828,2767 psia

f = fc - fec

= 13.855,0252 – 821,6440

= 13.026,7485 psia

A = f

P

= 513.026,748

3.680,5650

= 0,2825 in2 < A (5,020 in

2)

Sehingga luas penampang lintang yang dimiliki oleh kedalaman

beam 6 in dapat digunakan.

Axis 2-2

l/r = 167,3125 in/ 0,68 in = 246,0478 (l/r > 120, tidak memenuhi)

(Hal.201, Brownell and Young, 1959)

b. Lug Planning

(1) Menentukan ukuran baut

Masing-masing penyangga memiliki 4 baut (bolt)

Beban maksimum tiap baut:

Pbolt = bn

P

P = 3.680,5650 lb

Pbolt =

= 4

lb5650,680.3

= 920,1413 lb

Luas lubang baut adalah :

Abolt = bolt

bolt

f

P (Pers.10.35, Brownell and Young, 1959)

Keterangan :

bn

P

fbolt = Stress maksimum yang dapat ditahan oleh setiap baut = 12000 psi

Abolt = 2lb/in 12000

lb 920,1413

= 0,0767 in2

Digunakan baut standar dengan diameter = 3/4 in (Tabel 10.4, Brownell

and Young, 1959).

(2) Menentukan ketebalan plat horizontal

thp = allow

y

f

M6 (Pers.10.4, Brownell and Young, 1959)

hAμ112

RBPtβM

2

223

y (Pers.13.2, MV. Joshi)

22

2

tR

μ134β (Pers.6.86, Brownell and Young, 1959)

Keterangan :

thp = Tebal horizontal plat, in

My = Bending moment maksimum sepanjang sumbu radial, in-lbm

fdiizinkan = Stress yang diizinkan = 12000 psi

t = Tebal shell

= 0,3750 in

P = Beban baut maksimum, lb

= 3.680,5650 lb

b = Lebar flange, in

= 3,5650 in

R = Jari-jari luar shell, in

= 30,3750 in

μ = Poisson ratio (untuk steel, μ = 0,3) (Brownell and Young, 1959)

A = Panjang kompresi plat digunakan, in

= 8,5 in

h = Tinggi gusset

= 5/3 A = (5/3) x 8,5 in

= 14,1667 in (Hal. 192, Brownell and Young, 1959)

2in 0,58022(0,375)2375,30

20,3134β

14,16678,520,3112

2375,305650,3 5650,680.32(0,375)30,5802yM

= 252,8955 lb-in

12000

8955,2526

hpt

x0,3556 in

Dipilih tebal plat standar 0,36 in

(3) Ketebalan Plat Vertikal

(tg) = 3/8 x thp (Pers.10.47, Brownell and Young, 1959)

= 3/8 x 0,36 in = 0,1350 in

Dipilih tebal plat standar 1/4 in

c. Base Plate Planning

Base plate direncanakan berbentuk empat persegi panjang dengan bahan

konstruksi Carbon steel yang ditempatkan di atas beton. Perhitungan base plate

pada reaktor yang diletakkan di dasar penyangga meliputi :

(1) Menghitung base plate area (Abp)

Base plate area (Abp) = Pb/f


Keterangan :

Pb = Base plate loading

f = Kapasitas bearing (untuk cor, f = 1200 psi)

(Tabel 10.1, Brownell & Young, 1959)

Beban base plate (Pb) = Berat 1 leg + P

Digunakan I- beam dengan ukuran 6 in dan 23 lb

Panjang kaki (Hleg) = `167,3125 in = 13,9427 ft

Jadi, berat satu leg = 13,9427 ft x 23 lb = 320,6823 lb

Beban base plate (Pb) = 320,6823 lb + 3.680,5650 lb

= 4.001,2473 lb

Base plate area (Abp) = Pb/f


Abp = psi1200

lb 4.001,2473

= 3,3344 in2 (= Abp min)

(2) Menentukan tebal base plate

Tebal base plate:

tbp = (0,00015 x Pa x n2)1/2

Keterangan :

Pa = Tekanan aktual = Pb/ Abp,baru

Untuk posisi leg 1-1

Abp = lebar (le) x panjang (pa)

= (0,8 b + 2n)(0,95 h + 2m)

Keterangan :

b = Lebar flange = 3,5650 in

h = Kedalaman beam = 6 in

m = n (asumsi awal)

Sketsa area base plate ditunjukkan pada Gambar F.11.

m

n

0,9

5 h

b

0,8 fw

le

pa

Gambar F.14. Sketsa area base plate

Abp = (0,8 x 3,5650 + 2n)(0,95 x 6 + 2n)

Nilai n di-trial hingga raus kiri dan kanan sama.

Dari hasil trial diperoleh nilai n adalah 0,4606 in

Maka

le = (0,8 x 3,5650) + (2 x -0,9802) = 0,8916 in

pa = (0,95 x 6) + (2 x -0,9802) = 3,7396 in

Umumnya dibuat pa = le, maka dibuat pa = le = 3,7396 in

nbaru = [3,7396 – (0,8 x 3,5650)]/2 = 0,4438 in

mbaru = [3,7396 – (0,95 x 6)]/2 = - 0,9808 in

Abp,baru = 13,9848 in2

Pa = Pb/ Abp,baru

= 4.001,2473 lb / 13,9848 in2

= 286,1147 psia

tbp = (0,00015 x Pa x n2)1/2

tbp = (0,00015 x 286,1147 x 0,44382)1/2

= 0,0919 in. Digunakan plat standar 1/6 in.

Cek Vibrasi

a. Menghitung periode vibrasi

Periode dari vibrasi pada vessel harus dibatasi, karena vibrasi yang berlangsung

dalam periode yang cukup lama akan menimbulkan suatu kerusakan pada vessel.

Periode vibrasi, (T)

21

51065.2t

Dw

D

HT (Brownell and Young, 1959, pers. 9.68)

Keterangan :

D = Outside diameter menara = 5,0625 ft = 60,75 in

H = Tinggi vessel temasuk penyangga = 15,00 ft

w = Berat vessel, lb/ft tinggi = 12.268,5501 lb/ft tinggi

t = Ketebalan shell, in = 0,375 in

Sehingga:

T

5,0

375,0

0625,5 112.268,5502

0625,5

00,15510.65,2

T = 0,0320 detik

b. Menghitung periode maksimum vibrasi

Periode maksimum vibrasi dirumuskan dengan (Megysey, 1983) :

Vg

WH0,80Ta

V = CW

Keterangan :

W = Total shear, lb = 14.722,2602 lb

g = 32,2 ft/s2, percepatan gravitasi

C = koefisien seismic ( C ) = 0,1, Tabel 9.3 hal 167 Brownell & Young,

32,2) lb 3668,604.41(0,1

15,00 lb 814.604,3660,80aT

= 1.7267 detik

c. Cek Vibrasi

Periode vibrasi yang dihasilkan lebih rendah dari peride maksimum vibrasi (T <

Ta) sehingga periode vibrasi diijinkan.

XII.Perancangan Pondasi

Perancangan pondasi dengan sistem konstruksi pondasi beton terdiri dari : semen :

kerikil : pasir, dengan perbandingan 1 : 2 : 3. Direncanakan pondasi berbentuk limas

terpancung, dianggap hanya gaya vertikal dari berat kolom yang bekerja pada

pondasi. Asumsi tanah pondasi adalah clay dengan safe bearing maksimal 10 ton/ft2

(Tabel 12,2 Hess & Rushton). Pondasi dibuat dari beton dengan specific gravity

2,65 dan densitas 140 lb/ft3 (Dirjen Bina Marga DPU & Tenaker).

a. Menentukan volume pondasi

Volume pondasi (V) = (1/3) × tinggi pondasi × ((a + b) + (a ×b)1/2

)

Keterangan :

a = Luas bagian atas

b = Luas bagian bawah

Digunakan tanah dengan :

Luas bagian atas (a) = 9.025 in2 (95 in × 95 in)

Luas bagian bawah (b) = 10.000 in2 (100 in x 100 in)

Tinggi pondasi = 30 in

Volume pondasi (V) = (1/3) × tinggi pondasi × ((a + b) + (a ×b)1/2

)

= 285.250 in3

= 165,0752 ft

3

b. Menentukan berat pondasi

Berat pondasi (W) = V × densitas beton

= 165,0752 ×140 = 23.110,5323 lb

c. Menentukan berat total yang diterima tanah

Berat yang diterima pondasi

Berat yang diterima pondasi = berat menara + berat 1 beam

Berat menara = 14.722,2602 lb

Berat I-Beam yang diterima oleh base plate adalah = 4.001,2473 lb

Jadi berat total yang diterima pondasi adalah = 18.723,5075 lb

= 8.492,8401 kg

Berat yang diterima tanah

Berat yang diterima tanah = berat yang diterima pondasi + berat pondasi

Wtotal = 18.723,5075 lb + 23.110,5323 lb = 41.834,0398 lb

= 18,9756 ton

d. Menentukan tegangan karena beban

Tegangan tanah karena beban (τ) = P/F < 10 ton

Keterangan : P = beban yang diterima tanah (lb)

F = luas alas (ft2)

τ = 41.834,0398 lb / 10.000 in2

= 4,1834 lb/in2 = 0,2723 ton/ft

2 < 10 ton/ft

Pondasi dapat dipasang pada tanah clay, karena tegangan tanah karena beban (τ)

kurang dari safe bearing maksimal pada tanah clay.

Sistem Pengendalian Reaktor

RE-202

LCTC

FC

FC

FC

FC

PC

CW

Gambar F.15. Sistem pengendalian reaktor

Tabel F.15. Sistem Pengendalian Reaktor

Simbol Keterangan

FC Flow Control

LC Level Control

TC Temperatur Control

PI Pressure Indicator

Steam Steam

Tujuan pengendalian adalah agar reaktor bekerja pada kondisi yang

diharapkan. Unit Proses ini bekerja secara kontinyu. Instrumen pengendali yang

digunakan yaitu:

a. Flow Controller (FC)

Dengan alat berupa venturimeter, mengatur laju umpan masuk sehingga selalu

sesuai dengan komposisi yang diinginkan. FC yang digunakan merupakan

pengendali tipe feedforward jenis PI.

b. Temperatur Controller (TC)

Dengan alat ukur berupa radiation pyrometer, yang menunjukkan temperatur

reaktor dan mengatur laju alir air pendingin. TC yang digunakan merupakan

pengendali tipe feedback jenis PID.

c. Level Controller (LC)

yang bertujuan untuk menjaga ketinggian cairan dalam reaktor agar tidak meluap

dengan mengatur valve keluaran reaktor. LC yang digunakan merupakan tipe

feedback jenis P.

d. Pressure Controller (PC)

yang menjaga tekanan dalam reaktor agar tetap aman. Tekanan dalam reaktor yang

bereaksi pada fase cair tidak akan mengalami perubahan yang sensitive. Oleh karena

itu, tekanan reaktor akan berada pada kondisi konstan. Besarnya nilai tekanan pada

reaktor dapat dipantau dengan memasang alat ukur tekanan. (Coulson, 1983).

E - 2

6

LAMPIRAN - digilib.unila.ac.iddigilib.unila.ac.id/2076/18/LAMPIRAN.pdf · (Asam Sulfat) Tabel A.3. Komposisi H 2 SO 4 Komposisi Fraksi Massa (%) Asam Sulfat 98 Air 2 Komposisi Produk

Documents