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
Komposisi Fraksi Massa (%)
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
Komposisi Fraksi Massa (%)
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
Komponen kmol/jam xF Log P Pi (mmHg) Pi (atm) Ki=Pi/p yf = Ki . Zf α = Ki/K HK
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
Komponen kmol/jam xF Log P Pi (mmHg) Pi (atm) Ki=Pi/p yf = Ki . Zf α = Ki/K HK
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
2. Neraca Energi di Heater 02 (HE-102)
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
kJ/kmol 4.888,787 kmol/jam245,0
HH2O
H2OH2O CpdTn
T
TreffpdTC
Tabel B.7. Panas keluar HE-102
c. Menghitung Jumlah Steam yang Digunakan
Beban panas heater
∆H steam = ∆Hout – ∆Hin
= (319,048.102– 23,733.582) KJ/Jam
= 295.314,520 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 141,896
kJ/kg 2.081,200
kJ/jam 0295.314,52
Tabel B.8. Neraca Energi Total HE-102
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
3. Neraca Energi di Heater 03 (HE-301)
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
kJ/kmol 15.456,400 kmol/jam6,32
Hasetat propil
asetat propilasetat propil CpdTn
kJ/jam 8144.679,76
kJ/kmol 5.643,038 kmol/jam639,25
HH2O
H2OH2O CpdTn
Tabel B.10. Panas keluar HE-301
c. Menghitung Jumlah Steam yang Digunakan
Beban panas heater
∆H steam = ∆Hout – ∆Hin
= (694.368,856– 225.584,554) KJ/Jam
= 468.784,301KJ/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 225,247
kJ/kg 2.081,200
kJ/jam 1468.784,30
Tabel B.11. Neraca Energi Total HE-301
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
Menghitung jumlah air pendingin
Untuk menjaga agar temperatur di cooler tetap 50 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
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 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,
(kmol/jam) (kJ/kmol)
∆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
Menghitung jumlah air pendingin
∆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
Menghitung jumlah air pendingin
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
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 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,
(kmol/jam) (kJ/kmol)
(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)
Hliq = 1037,6 kJ/kg (enthalpi saturated liquid)
λ = 1764,6 kJ/kg
Jumlah steam yang dibutuhkan:
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,
(kmol/jam) (kJ/kmol)
(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.
Menghitung jumlah air pendingin
Untuk menjaga agar temperatur Propil Asetat 35 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
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:
Komponen ni,
(kmol/jam) (kJ/kmol)
(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
m cooling water = dT Cp
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
Sumber : Yaws, Carl L.
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.
S2 = (Brownell and Young,1959.hal.156)
Keterangan :
S2 = Compressive stress (psi)
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 desain = 50 oC
Temperatur fluida = 35 oC
Tekanan = 1 atm
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
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
Tabel C.9. Konstanta Tekanan Uap Masing-masing komponen
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
Sumber : Yaws, Carl L.
Dengan cara trial tekanan pada temperatur 50 oC, maka diperoleh hasil sebagai
berikut:
Tabel C.10. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki
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
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:
T = 50 oC
P = 1 atm + 0.0236 atm
= 1,0236 atm
= 15,0830 psi
m. Menghitung densitas campuran
Tabel C.11. Konstanta Densitas Masing-masing Komponen
Komponen A B Tc n
CH3COOH 0,3518 0,2695 592,7100 0,2684
H2O 0,3471 0,2740 647,1300 0,2857
Sumber : Yaws, Carl L.
Dengan T = 50 oC = 323,15 K
Tabel C.12. Perhitungan Densitas Campuran
Komponen Kg/Jam Kmol/Jam wi ρ (kg/m3) wi/ρ
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
waktu tinggal = 15 hari
Jumlah CH3COOH = 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 = (100/80) x Vliquid
= (100/80) x 499.1743 m3
= 451,6850 m3
= 15.950,5244 ft3
o. 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.13. 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 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
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 = 29,1964 ft
= 350,3571 in
= 8,8992 m
Dstandar = 35 ft (420 in)
H = 20,4375 ft
= 245,2500 in
= 6,2294 m
Hstandar = 24 ft (288 in)
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
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf
= 23.079 + 2,1009 + 240,4063
= 23.321,5071 ft3
= 15.434,7163 m3
Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid
= 23.321,5071 – 12.760,4195
= 10.561,0876 ft3
Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)
= 10.561,0876 – (2,1009 + 240,4063)
= 10.318,5805 ft3
Hshell kosong =
=
= 10,7304 ft
Hliquid = Hshell – Hshell kosong
= 24 – 10,7304
= 13,2696 ft
q. 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 =
=
= 5,9396 psi
Pabs = 15,0830 psi + 5,9396 psi
= 21,0225 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 21,0225 psi
= 23,1248 psi = 6,205 atm
Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses :
Tabel C.14. Tekanan Desain Masing-masing Courses
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
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 =
= 0,6376 in (1,3 in)
Tabel C.15. Ketebalan shell masing-masing courses
Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar
(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
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 = 1,3 in
Do = Di + 2.ts
= 420 + (2 x 1,3)
= 422,6 in
n = 4 buah
butt welding = 5/32 in (Brownell and Young,1959,hal. 55)
weld length = 4 x 5/32 in = 0,6250 in
L =
= 27,6321 ft
Tabel C.16. Panjang shell masing-masing courses.
Course ts, (in) do (in) L (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)
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 = 420 in
icr = 0,06 x 420 in
= 25,2000 in
Maka w =
= 1.7706 in
Sehingga th =
= + 0,125 in
= 1,0315 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)
=
= 71,1218 in
Menentukan Tinggi head (OA)
Hhead (OA) = th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)
OA = (2,5 + 71,1218 + 3) in
= 76,6218 in
= 6,3851 ft
t. Menentukan Tinggi Total Tangki
Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:
Htotal = Hshell + Hhead
= 24 ft + 6,3851 ft
= 46,6186 ft
u. 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 =
= 5,9399 psi
Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.
S2 = (Brownell and Young,1959.hal.156)
Keterangan :
S2 = Compressive stress (psi)
X = Tinggi tangki total = 46,6186 ft
ρs = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel
S2 =
= 103,3929 psi
Tegangan total yang bekerja pada lantai :
St = S1 + S2
` = 5,9399 psi + 103,3929 psi
= 109,3327 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E)
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
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 15,0830 psi
Bahan Carbon Steel SA-203 Grade C
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
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
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
Tabel C.18. Konstanta Tekanan Uap Masing-masing komponen
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
Sumber : Yaws, Carl L.
Dengan cara trial tekanan pada temperatur 50 oC, maka diperoleh hasil sebagai
berikut:
Tabel C.19. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki
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
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:
T = 50 oC
P = 1 atm + 0.0236 atm
= 1 atm
= 14,6960 psi
w. Menghitung densitas campuran
Tabel C.20. Konstanta Densitas Masing-masing Komponen
Komponen A B Tc n
H2SO4 0,4217 0,1936 925,0000 0,2857
H2O 0,3471 0,2740 647,1300 0,2857
Sumber : Yaws, Carl L.
Dengan T = 50 oC = 323,15 K
Tabel C.21. Perhitungan Densitas Campuran
Komponen Kg/Jam Kmol/Jam wi ρ (kg/m3) wi/ρ
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
waktu tinggal = 30 hari
Jumlah CH3COOH = 4,4868 kg/jam x 24 jam x 30 hari
= 19.383,0023 kg
=
= 10,8797 m3
= 369,5697 ft3
Over Design = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991,hal. 37)
Vtangki = (100/80) x Vliquid
= (100/80) x 10,8797 m3
= 13,5996 m3
= 480,2493 ft3
y. 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.22. 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 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
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 = 0,66
D = 11,6565 ft
= 139,8782 in
= 3,5529 m
Dstandar = 15 ft (180 in)
H = 8,0250 ft
= 96,3005 in
= 2,4460 m
Hstandar = 12 ft (144 in)
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
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf
= 2.119,5 + 0,1654 + 44,1563
= 2.163,8216 ft3
= 15.434,7163 m3
Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid
= 2.163,8216 – 384,1995
= 1.779,6222 ft3
Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)
= 1.779,6222 – (0,1654 + 44,1563)
= 1.735,3005 ft3
Hshell kosong =
=
= 9,8248 ft
Hliquid = Hshell – Hshell kosong
= 12 – 9,8248
= 2,1752 ft
æ. 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 =
=
= 1,6801 psi
Pabs = 14,6960 psi + 1,6801 psi
= 16,3761 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 16,3761 psi
= 18,0137 psi = 6,205 atm
Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses :
Tabel C.23. Tekanan Desain Masing-masing Courses
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
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 =
= 0,2961 in (1,36 in)
Tabel C.24. Ketebalan shell masing-masing courses
Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar
(in)
1 12.0000 18.0137 0.2961 1.3600
2 6.0000 12.9161 0.2476 1.2500
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 = 1,36 in
Do = Di + 2.ts
= 180 + (2 x 1,36)
= 182,72 in
n = 2 buah
butt welding = 5/32 in (Brownell and Young,1959,hal. 55)
weld length = 2 x 5/32 in = 0,3125 in
L =
= 23,8928 ft
Tabel C.25. Panjang shell masing-masing courses.
Course ts, (in) do (in) L (ft)
1 1.3600 182.7200 23.8928
2 1.2500 182.5000 23.8641
cc. 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 = 180 in
icr = 0,06 x 180 in
= 10,8000 in
Maka w =
= 1.7706 in
Sehingga th =
= + 0,125 in
= 0,4276 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)
=
= 30,4808 in
Menentukan Tinggi head (OA)
Hhead (OA) = th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)
OA = (2,5 + 30,4808 + 3) in
= 35,9808 in
= 2,9984 ft
dd. Menentukan Tinggi Total Tangki
Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:
Htotal = Hshell + Hhead
= 12 ft + 2,9984 ft
= 14,9984 ft
ee. 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 =
= 1,6801 psi
Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.
S2 = (Brownell and Young,1959.hal.156)
Keterangan :
S2 = Compressive stress (psi)
X = Tinggi tangki total = 14,9982 ft
ρs = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel
S2 =
= 51,0357 psi
Tegangan total yang bekerja pada lantai :
St = S1 + S2
` = 1,6801 psi + 51,0357 psi
= 52,7158 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E)
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
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.
Kapasitas 19.383,0023 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 14,6960 psi
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
Bahan : Carbon Steel SA-203 Grade C
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
a. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan
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:
T = 50 oC
P = 0,001 atm
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:
T = 50 oC
P = 1 atm + 0,001 atm
= 1,001 atm
= 14,706 psi
b. Menghitung densitas campuran
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
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)
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
Dstandar = 10 ft (120 in)
H = 6,654 ft
= 79,844 in
= 2,028 m
Hstandar = 7 ft (84 in)
Cek rasio H/D :
Hs/D = 7/10
= 0,70
e. Menentukan Jumlah Courses
Lebar plat standar yang digunakan :
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
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf
= 549,500 + 84,672 + 19,625
= 653,797 ft3
= 18,514 m3
Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid
= 653,797 – 468,629
= 185,168 ft3
Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)
= 185,168 – (84,672 + 19,625)
= 80,871 ft3
Hshell kosong = 2.
.4
D
V kosongshell
= 210
871,804
= 1,030 ft
Hliquid = Hshell – Hshell kosong
= 7– 1,030
= 5,970 ft
g. Menenetukan Tekanan desain
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
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)
Pdesain = 1,5 x Pabs
= 1,5 x 17,292 psi
= 19,021 psi
h. Menentukan Tebal dan Panjang Shell
Tebal Shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
ts = cPEf
dP
)6,0..(2
. (Brownell & Young,1959:256)
Keterangan :
ts = ketebalan dinding shell, in
Pd = tekanan desain, psi
D = diameter tangki, in
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)
Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1:
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
= 0,260 in (dipakai plat standar 0,3125 in)
Untuk th = 0,3125 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh:
sf = 1,5 – 4 in
Direkomendasikan nilai sf = 2 in
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)
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
Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:
Htotal = Hshell + Hhead
= 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
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.
Kapasitas 18,514 ft3
Dimensi Diameter shell (D) = 10,000 ft
Tinggi shell (Hs) = 7,000 ft
Tebal shell (ts) = 0,210 in
Tinggi total = 8,969 ft
Tekanan Desain 19,021 psi
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
Bahan : Carbon Steel SA-203 Grade C
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
a. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan
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:
T = 50 oC
P = 2,03x10-5
atm
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:
T = 50 oC
P = 1 atm + 2,03x10-5
atm
= 1 atm
= 14,696 psi
b. Menghitung densitas campuran
liquid = wi
wi
= 3-10 x 1,03
1
liquid = 971,373 kg/m3
= 60,641 lb/ft3
C. Menghitung Kapasitas Tangki
Waktu tinggal = 7 hari
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
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 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
Dstandar = 40 ft (480 in)
H = 38,930 ft
= 467,157 in
= 11,866 m
Hstandar = 40 ft (480 in)
Cek rasio H/D :
Hs/D = 40/40
= 1,00
d. Menentukan Jumlah Courses
Lebar plat standar yang digunakan :
L = 72 in (Appendix E, item 1, B & Y)
= 6 ft
Jumlah courses = ft6
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
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf
= 50.240,00 + 5.419,008 + 314,00
= 55.973,008 ft3
= 1.584,988 m3
Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid
= 55.973,008 – 42.413,441
= 13.559,567 ft3
Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)
= 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
Hliquid = Hshell – Hshell kosong
= 40 – 6,231
= 33,769 ft
f. 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
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
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 29,322 psi
= 32,255 psi
g. Menentukan Tebal dan Panjang Shell
Tebal Shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
ts = cPEf
dP
)6,0..(2
. (Brownell & Young,1959:256)
Keterangan :
ts = ketebalan dinding shell, in
Pd = tekanan desain, psi
D = diameter tangki, in
f = nilai tegangan material, 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)
Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1:
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
Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :
L =n
weldDo
12.
length) (-π. (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 = 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
icr, dimana rc =Di (Perry, 1997, Tabel 10.65)
Diketahui :
rc = 480 in
icr = 0,06 x 480 in
= 28,8 in
Maka :
w = 8,28
4803.
4
1
= 1,771 in
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and
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
Direkomendasikan nilai sf = 3 in
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)
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
Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:
Htotal = Hshell + Hhead
= 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).
Tegangan kerja pada bottom :
Compressive stress yang dihasilkan oleh Propil asetat
S1 = 2
41
iD
w (Brownell and Young,1959:156)
Keterangan :
S1 = Compressive stress (psi)
w = Jumlah Propil Asetat (lbm)
Di = Diameter dalam shell (in)
= 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 :
S2 = Compressive stress (psi)
X = Tinggi tangki
s = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel
= konstanta (= 3,14)
S2 = 144
49047,117
= 160,328 psi
Tegangan total yang bekerja pada lantai :
St = S1 + S2
= 14,221 psi + 160,328 psi
= 174,549 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E)
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
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.
Kapasitas 1.584,988 m3
Dimensi Diameter shell (D) = 40 ft
Tinggi shell (Hs) = 40 ft
Tebal shell (ts) = 0,69 in
Tinggi atap = 7,117 ft
Tebal head = 1,125 in
Tinggi total = 47,117 ft
Tekanan Desain 32,255 psi
Bahan Carbon Steel SA-203 Grade C
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
Suhu referensi = 25 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)
Data – data yang diketahui :
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)
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
4253,98312
04,10551836,93
6,453
17786
.5,08143,2419
Enthalpi umpan keluar HE
Suhu umpan keluar = 90 oC
Suhu referensi = 25 oC
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
Menentukan Luas Perpindahan Panas :
LMTDU
QA
D
2
2
2994,27
3058,98..
25
21,67092
ft
FFftjam
Btu
jam
Btu
o
o
Karena A < 100 ft2 maka digunakan jenis Double Pipe Exchanger.
Rute Fluida :
Inner Pipe : Steam
Outer Pipe : CH3COOH 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
7572,62
435,0
2994,272
2
Digunakan HE jenis Double Pipe Exchanger dengan Lp = 15 ft, 2 Hairpin.
Menentukan Akoreksi dan UDkoreksi :
Akoreksi = Lp x ao x Nt
= (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
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
17225,0/12
067,2
ftDD
a
ftftin
inD
ftftin
inD
a
Diameter Ekuivalen :
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
dari fig. 24 Kern, didapat JH = 10
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
Menentukan Uc dan Rd :
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.
Menentukan Pressure Drop pada Outer Pipe (Anulus) :
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
karena Pa < 10 psia, maka HE memenuhi syarat.
Menentukan Pressure Drop pada Inner Pipe :
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
karena Pp < 2 psia, maka HE memenuhi syarat.
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.
2. Jenis : Double pipe exchanger
3. Baban panas heater : 67092,21 BTU/jam
4. Jumlah steam : 70,8726lb/jam
5. Luas transfer panas : 27,2994ft2
6. Panjang pipa : 15ft
7. Jumlah hairpin 2 setiap hairpin terdiri dari 2 pipa
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
Data – data yang diketahui :
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
Panas yang harus ditransfer :
Enthalpi umpan masuk HE
Suhu umpan masuk = 50 oC
Suhu referensi = 25 oC
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
Enthalpi umpan keluar HE
Suhu umpan keluar = 100 oC
Suhu referensi = 25 oC
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
Hot Fluid (oF) Temperatur
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
Menentukan Luas Perpindahan Panas :
LMTDU
QA
D
2
2
2760,37
8412,71..
90
968,241015
ft
FFftjam
Btu
jam
Btu
o
o
Karena A < 100 ft2 maka digunakan jenis Double Pipe Exchanger.
Rute Fluida :
Inner Pipe : Steam
Outer Pipe : Cold Fluid
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
6920,85
435,0
2760,372
2
Digunakan HE jenis Double Pipe Exchanger dengan Lp = 15 ft, 3 Hairpin.
Menentukan Akoreksi dan UDkoreksi :
Akoreksi = Lp x ao x Nt
= (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
dari Kern hal. 164, untuk kondensasi steam harga hio = 1500 Btu/jam ft2 oF.
Outer Pipe (Anulus) :
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
Diameter Ekuivalen :
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
dari fig. 24 Kern, didapat JH = 45
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
Menentukan Uc dan Rd :
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
karena Rd > Rd min = 0,00321 > 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
''
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
karena Pa < 10 psia, maka HE memenuhi syarat.
Menentukan Pressure Drop pada Inner Pipe :
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
karena Pp < 2 psia, maka HE memenuhi syarat.
Kesimpulan
1. Fungsi : Memanaskan cairan hasil atas dekanter sebagai umpan menara distilasi
sebanyak 4121.937 kg/jam dari suhu 50 oC menjadi 100
oC
2. Jenis : Double pipe exchanger
4. Jumlah steam : 254,5961lb/jam
5. Luas transfer panas : 37,2760 ft2
6. Panjang pipa : 15ft
7. Jumlah hairpin 3 setiap hairpin terdiri dari 2 pipa
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
Hot Fluid (oF) Temperatur
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
Cp = 0,9975 Btu/lb oF
= 62,05 lb/ft3
k = 0,3615 Btu/jam ft2
(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
Pemilihan Pipa Standar :
Outer Pipe Inner Pipe
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.
Menentukan Akoreksi dan UDkoreksi :
Akoreksi = Lp x ao x Nt
= (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
dari fig. 24 Kern, didapat JH = 145
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
Outer Pipe (Anulus) :
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
Diameter Ekuivalen :
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
dari fig. 24 Kern, didapat JH = 140
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
Menentukan Uc dan Rd :
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
karena Rd > Rd min = 0,0041 > 0,003, maka HE memenuhi syarat.
Menentukan Pressure Drop pada Outer Pipe (Anulus) :
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
karena Pa < 10 psia, maka HE memenuhi syarat.
Menentukan Pressure Drop pada Inner Pipe :
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
karena Pp < 10 psia, maka HE memenuhi syarat.
Kesimpulan
1. Fungsi : Mendinginkan cairan yang keluar dari Reaktor-02 dari suhu 90 oC
menjadi suhu 50 oC sebelum dialirkan menuju Netralizer.
2. Jenis : Double pipe exchanger
4. Kebutuhan air pendingin : 11564,5461 lb/jam
5. Luas transfer panas : 39,2462 ft2
6. Panjang pipa : 15ft
7. Jumlah hairpin 2 setiap hairpin terdiri dari 2 pipa
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)
E = Efisiensi pengelasan
C = Faktor korosi (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 :
g = Percepatan gravitasi = 32,174 ft/s2
gc = Faktor konversi percepatan gravitasi = 32,1740 gm.cm/gf.s2
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
Cp = 0,7805 Btu/lb oF
= 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
Cp = 0,9979 Btu/lb oF
= 62,4 lb/ft3
k = 0,3623 Btu/jam ft2
(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)
Cp = 0,9979 Btu/lb oF
k = 0,3623 Btu/jam ft2
(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)
Cp = 0,7805 Btu/lb oF
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
= 84,3185 FftjamBtu o2
» 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
= 115,3846 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 fig. 26 Kern, didapat harga ƒ = 0,000222 inft
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
Dari fig. 29 Kern, didapat harga ƒ = 0,002522 inft
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
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
icr, dimana rc =Di (Perry, 1997, Tabel 10.65)
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
Tekanan Desain 23,951 psi
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
Waktu tinggal = 1 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
Bentuk Bak rectangular
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
Bentuk Bak rectangular
Dimensi Panjang 11,81 m
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
Dimensi Panjang 7,46 m
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
5. Menghitung Tebal Dinding Shell
(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)
6. Menghitung Tebal Head
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
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk
Torisperical
Kapasitas 16,489 m3/jam
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
Tekanan Desain 17,56 psi
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
i. Anion Exchanger (AE – 101)
Fungsi : Menghilangkan ion-ion negatif yang terlarut dan
menghilangkan kesadahan air
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
menghilangkan kesadahan air
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk
torisperical
Kapasitas 16,489 m3/jam
Dimensi Diameter shell (D) 2,08 m
Tinggi shell (Hs) 0,57 m
Tebal shell (ts) 0,25 in
Tebal head (th) 0,25 in
Tinggi atap 0,37 m
Tekanan Desain 16,88 psi
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
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
3. Menghitung Tekanan Desain
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
4. Menghitung Tebal Dinding Shell
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
5. Menghitung Tebal Head
= )) 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
Dimensi Diameter shell (D) 1,07 m
Tinggi shell (Hs) 5,33 m
Tebal shell (ts) 0,1875 in
Tebal head (th) 0,25 in
Tekanan Desain 23,98 psi
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
Waktu tinggal = 1 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
3. Menghitung Tekanan Desain
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
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
Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :
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
Tegangan total yang bekerja pada lantai :
St = S1 + S2
= (0,000012 + 50,97) psi
= 50,972 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
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
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
400,32
8 m3
Dimensi Diameter shell (D) 12,19 m
Tinggi shell (Hs) 3,66 m
Tebal shell (ts) 0,625 in
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
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
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
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 33,64 m3
Dimensi Diameter shell (D) 4,572 m
Tinggi shell (Hs) 1,829 m
Tebal shell (ts) 0,3125 in
Tinggi atap 0,8425 m
Tebal lantai 0,1875 in
Jumlah courses 2 Buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 16,74 psi
Tebal head 0,3125 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
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
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
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-
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
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 2,55 m3
Dimensi Diameter shell (D) 2,438 m
Tinggi shell (Hs) 0,914 m
Tebal shell (ts) 0,250 in
Tinggi atap 0,091 m
Tebal lantai 0,1875 in
Jumlah courses 1 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 16,24 psi
Tebal head 0,25 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
o. Tangki Air Kondensat (TP-301)
Fungsi alat : Tempat penyimpanan air kondensat
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
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-
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
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 4.270,079 m3
Dimensi Diameter shell (D) 24,38 m
Tinggi shell (Hs) 9,14 m
Tebal shell (ts) 1,00 in
Tinggi atap 2,31 m
Tebal lantai 0,34 in
Jumlah courses 4 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 25,68 psi
Tebal head 1,00 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
p. Tangki Air Boiler (TP-402)
Fungsi alat : Tempat penyimpanan air untuk bahan baku umpan boiler
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
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-
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
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 4.270,079 m3
Dimensi Diameter shell (D) 24,38 m
Tinggi shell (Hs) 9,14 m
Tebal shell (ts) 1,50 in
Tinggi atap 1,52 m
Tebal lantai 0,25 in
Jumlah courses 5 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 26,71 psi
Tebal head 1,50 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
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
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan
atap (head) berbentuk kerucut (conical)
Tekanan : 101,1500 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-
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
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 16,013 m3
Dimensi Diameter shell (D) 3,66 m
Tinggi shell (Hs) 1,52 m
Tebal shell (ts) 0,25 in
Tinggi atap 0,21 m
Jumlah courses 1 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 17,09 psi
Tebal head 0,25 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
r. Tangki Air Demin (TP-303)
Fungsi alat : Tempat menampung air demin keluaran Anion Exchanger
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
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-
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
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 1.650,333 m3
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
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 23,19 psi
Tebal head 1,000 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
s. Tangki Air Proses
Fungsi alat : Tempat menampung air proses keluaran tangki air demin
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
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-
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)
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 420,114 m3
Dimensi Diameter shell (D) 12,192 m
Tinggi shell (Hs) 4,575 m
Tebal shell (ts) 0,625 in
Tinggi atap 0,918 m
Jumlah courses 2 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 19,88 psi
Tebal head 0,625 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
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)
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan
atap (head) berbentuk kerucut (conical)
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
Waktu tinggal = 7 hari
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
Menghitung Tekanan Desain
= 2,35 m = 7,72 ft
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
Dimana, Phidrostatis :
P hidrostatis =144
cL g
gH
(Pers. 3.17, Brownell, 1959)
= 4,37 psi
P operasi = 14,7 psi
Maka, Pabs = 19,07 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 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
f = nilai tegangan material, psi
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
(Brownell & Young, 1959, Hal. 138)
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 head = 0,3125 in
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.
Kebutuhan daya teoritis :
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.
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 12,258 m3
Dimensi Diameter shell (D) 2,36 m
Tinggi shell (Hs) 3,54 m
Tebal shell (ts) 0,25 in
Tinggi atap 5,80 in
Jumlah courses 2 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 20,03 psi
Tebal head 0,3125 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
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
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
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.
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 72,397 m3
Dimensi Diameter shell (D) 6,096 m
Tinggi shell (Hs) 3,658 m
Tebal shell (ts) 0,375 in
Tinggi atap 1,444 m
Tebal Head 0,375 in
Jumlah courses 2 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 18,66 psi
Power motor 1 hp
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
v. Tangki Dispersant (TP-202)
Fungsi alat : Tempat penyimpanan dispersant untuk diinjeksikan ke cooling
tower
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan
atap berbentuk torrispherical
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
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
Waktu tinggal = 7 hari
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
Menghitung Tekanan Desain
= 4,05 m = 13,30 ft
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
Dimana, Phidrostatis :
P hidrostatis =144
cL g
gH
(Pers. 3.17, Brownell, 1959)
= 5,72 psi
P operasi = 14,7 psi
Maka, Pabs = 20,42 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 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
Menentukan Tebal Shell
(Pers. 14.31, Brownell, 1959:275)
Keterangan :
ts = tebal dinding shell, in
P = tekanan desain, psi
ri = jari-jari tangki, in
f = nilai tegangan material, psi
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
(Brownell & Young, 1959, Hal. 138)
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 head = 0,50 in
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.
Kebutuhan daya teoritis :
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
Tebal shell (ts) 0,1875 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
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan
head berbentuk torrispherical
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
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
Tebal shell (ts) 0,750 in
Tinggi head 21,710 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
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan
head berbentuk torrispherical
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Dispersant (TP-
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
Dimensi Diameter shell (D) 1,99 m
Tinggi shell (Hs) 1,99 m
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
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan
atap (head) berbentuk torrispherical
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Dispersant (TP-
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
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan head berbentuk torrispherical
Kapasitas 29,475m3/jam
Dimensi Diameter shell (D) 3,28 m
Tinggi shell (Hs) 3,78 m
Tebal shell (ts) 0,375 in
Tebal head (th) 0,3125 in
Tinggi head 7,864 in
Tekanan Desain 20,16 psi
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316
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
f (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
= (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
(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
A1/A2 = 0
Kc = 0,55
hc = 2α
VK
2
c
= 12
736,20,55
2
= 2,059 J/kg
Friksi pada pipa lurus
Diketahui :
NRe = 335.322,522
= 0,000046 m untuk pipa comercial steel
ID = 0,102 m
/ID = 0,00045
f = 0,006 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
∆L = 25 m
Sehingga friksi pada pipa lurus :
Ff = 2
V
ID
ΔLf4
2
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-6)
= 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
f (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
= 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
f (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
= (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 :
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 = 475 m
Sehingga friksi pada pipa lurus :
Ff = 2
V
ID
ΔLf4
2
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-6)
= 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
f (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
= 2
736,275,02
2
= 5,615 J/kg
Friksi pada valve
Gate valve wide= 1 = Kf = 0,17
hf = 2
VK
2
f (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
= (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
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
Dengan cara perhitungan yang sama seperti di atas maka diperoleh spesifikasi
pompa utilitas yang lainnya.
b. Pompa Utilitas 2 (PU-02)
Tabel D.37 Spesifikasi pompa utilitas (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
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
Dimensi
40,182 m3/ jam
78 %
NPS = 4 in
Sch = 40
Panjang pipa lurus (L) : 10 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 3 unit
Jumlah gate valve : 2 unit
Beda ketinggian : 4 m
Power 5 hp
NPSH 5,165 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
c. Pompa Utilitas 3 (PU-03)
Tabel D.38 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 03)
Alat Pompa Utilitas
Kode PU-03
Fungsi Memompa air keluaran bak penggumpal menuju
ke Clarifier (CL-01)
Jenis Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
Dimensi
355,344 gal/min
78 %
NPS = 4 in
Sch = 40
Panjang pipa lurus (L) : 10 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 5 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 5 hp
NPSH 5,165 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
d. Pompa Utilitas 4 (PU-04)
Tabel D.39 Spesifikasi pompa utilitas (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
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas 355,328 gal/ jam
Efisiensi
Dimensi
78 %
NPS = 4 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 6 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 3 hp
NPSH 5,165 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
e. Pompa Utilitas 5 (PU-05)
Tabel D.40 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 05)
Alat Pompa Utilitas
Kode PU-05
Fungsi Memompa air keluaran sand filter ke tangki
air filter
Jenis Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas 118,425 gal/min
Efisiensi
Dimensi
63 %
NPS = 2,5 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 3 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 1 hp
NPSH 2,483 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
f. Pompa Utilitas 6 (PU-06)
Tabel D.41 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 06)
Alat Pompa Utilitas
Kode PU-06
Fungsi Memompa air dari tangki air filter ke Cold
Basin dan Domestic Water and Hydrant
Jenis Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas 749,115 gal/min
Efisiensi
Dimensi
82 %
NPS = 6 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 100 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 6 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 5 hp
NPSH 3,161 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
g. Pompa Utilitas 7 (PU-07)
Tabel D.42 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 07)
Alat Pompa Utilitas
Kode PU-07
Fungsi Memompa air dari tangki air filter ke cation
exchanger
Jenis Centrifugal pump, single-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas 63,034 gal/min
Efisiensi
Dimensi
70 %
NPS = 4 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 100 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 6 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 2 hp
NPSH 1,631 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
h. Pompa Utilitas 08 (PU-08)
Tabel D.43 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 08)
Alat Pompa Utilitas
Kode PU-08
Fungsi Memompa air dari hot basin menuju cooling
tower
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas 187,142 gal/min
Efisiensi
Dimensi
83 %
NPS = 6 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 5 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 2 unit
Jumlah gate valve : 2 unit
Beda ketinggian : 4 m
Power 7,5 hp
NPSH 3,368 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
i. Pompa Utilitas 09 (PU-09)
Tabel D.44 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 09)
Alat Pompa Utilitas
Kode PU-09
Fungsi Memompa air dari cooling tower menuju cold
basin
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
187,142 gal/min
83 %
Dimensi NPS = 6 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 50 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 2 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 5 hp
NPSH 3,368 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
j. Pompa Utilitas 10 (PU-10)
Tabel D.45 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 10)
Alat Pompa Utilitas
Kode PU-10
Fungsi Memompa air dari cold basin menuju
peralatan yang membutuhkan cooling water
Jenis Centrifugal pump, single-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
187,142 gal/min
83 %
Dimensi NPS = 6 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 50 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 4 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 5 hp
NPSH 3,368 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
k. Pompa Utilitas 11 (PU-11)
Tabel D.46 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 11)
Alat Pompa Utilitas
Kode PU-11
Fungsi Memompa air dari tangki penyimpanan
kondensat menuju kation exchanger
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas 147,915 gal/min
Efisiensi 80 %
Dimensi NPS = 6 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 5 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 3 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 2 hp
NPSH 2,879 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
l. Pompa Utilitas 12 (PU-12)
Tabel D.47 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 12)
Alat Pompa Utilitas
Kode PU-12
Fungsi Memompa air dari kation exchanger menuju
anion exchanger
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
63,034 gal/min
75 %
Dimensi NPS = 4 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 4 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 4 m
Power 2 hp
NPSH 1,631 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
m. Pompa Utilitas 13 (PU-13)
Tabel D.48 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 13)
Alat Pompa Utilitas
Kode PU-13
Fungsi Memompa air dari anion exchanger ke tangki
air proses dan deaerator
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
63,034 gal/min
75 %
Dimensi NPS = 4 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 4 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 1 hp
NPSH 1,631 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
n. Pompa Utilitas 14 (PU-14)
Tabel D.49 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 14)
Alat Pompa Utilitas
Kode PU-14
Fungsi Memompa air dari demineralisasi menuju
tangki air proses
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
48,242 gal/min
69 %
Dimensi NPS = 3 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 10 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 2 unit
Jumlah gate valve : 2 unit
Beda ketinggian : 4 m
Power 2 hp
NPSH 1,364 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
o. Pompa Utilitas 15 (PU-15)
Tabel D.50 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 15)
Alat Pompa Utilitas
Kode PU-15
Fungsi Memompa keluaran dari DA-01 ke tangki air
boiler
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
14,792 gal/min
63 %
Dimensi NPS = 1,5 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 25 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 2 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 5 m
Power 1 hp
NPSH 0,62 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
p. Pompa Utilitas 16 (PU-16)
Tabel D.51 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 16)
Alat Pompa Utilitas
Kode PU-16
Fungsi Memompa air demineralisasi menuju boiler
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
14,792 gal/min
63 %
Dimensi NPS = 1,5 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 2 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 1 hp
NPSH 0,62 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
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) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka :
z = 1
Dari Fig.3.9. (Coulson, 1983 hal 77) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka :
x = 0,02
Dari Fig.3.10. (Coulson, 1983 hal 78) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka :
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
21 (Coulson, 1983 hal 73)
n = m1
1 (Coulson, 1983 hal 79)
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
11. Pompa utilitas 5
2 1,0 1,0 1.491,40
12. Pompa utilitas 6
2 5,0 5,0 7.457,00
13. Pompa utilitas 7
2 2,0 2,0 2.982,80
14. Pompa utilitas 8
2 7,5 7,5 11.185,50
15. Pompa utilitas 9
2 5,0 5,0 7.457,00
16. Pompa utilitas 10
2 5,5 5,5 7.457,00
17. Pompa utilitas 11
2 2,0 2,0 2.982,80
18. Pompa utilitas 12
2 2,0 2,0 2.982,80
19. Pompa utilitas 13
2 1,0 1,0 1.491,40
20. Pompa utilitas 14
2 2,0 2,0 2.982,80
21. Pompa utilitas 15
2 1,0 1,0 1.491,40
22. Pompa utilitas 16
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
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
Keteragan :
D = diameter tangki, in
sf = straight flange, in (dipilih sf = 2 in)
Menentukan rasio Hs/D :
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 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
Dstandar = 20 ft (2400 in)
H = 12,88 ft
= 154,59 in
= 3,92 m
Hstandar = 12 ft (144 in)
Menentukan jumlah courses
Lebar plat standar yang digunakan :
L = 72 in (Appendix E, item 3, B & Y)
= 6 ft
Jumlah courses = ft6
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
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf
= 3.768 + 677,376 + 52,333
= 3.378,732 ft3
Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid
= 3.378,732 – 3.434,82
= 1.062,889 ft3
Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)
= 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
Hliquid = Hshell – Hshell kosong
= 12 – 1,061
= 10,939 ft
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
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
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
= 14,696 + 4,126
= 18,822 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 adalah:
Pdesain = 1,1 x Pabs
= 1,1 x 18,822 psi
= 20,704 psi
Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses :
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
Menentukan Tebal Shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
ts = cPEf
dP
)6,0..(2
. (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 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
C = 0,125 in/10 tahun (tabel 6, Timmerhaus,1991:542)
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)
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 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
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and
Young, 1959,hal. 258):
th = CPfE
wrP c
2,02
..
th = 125,020,704)2,0()85,0650.122(
1,633180704,02
= 0,408 in (dipakai plat standar 0,4375 in)
Untuk th = 0,4375 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh
sf = 1,5 – 3,5 in.
Direkomendasikan nilai sf = 2 in
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)
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
Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:
Htotal = Hshell + Hhead
= 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
Dimensi Diameter shell (D) = 20 ft
Tinggi total = 4,574 ft
Tebal shell (ts) = 0,375 in
Tebal head = 0,4375 in
Tekanan Desain 20,704 psi
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
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
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 :
a. Material = 49 % PEC
= 0,49 x $ 1.358.171,71
= $ 665.504,14
b. Upah tenaga kerja = 37 % PEC
Man hours = 0,37 x $ 1.358.171,71 / $ 50
= 10.050,47
Upah TK Indonesia = 10.050,47 x Rp.15.000
= 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 :
a. Material = 12 % PEC
= 0,12 x $ 1.358.171,71
= $ 162.980,61
b. Upah tenaga kerja = 3 % PEC
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 :
a. Material = 3 % PEC
= 0,03 x $ 1.358,171,71
= $ 40.745,15
b. Upah tenaga kerja = 5 % PEC
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
b. Upah tenaga kerja = 32 % PEC
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 :
a. Material = 49 % PEC
= 0,49 x $225.736,50
= $ 110.610,88
b. Upah tenaga kerja = 37 % PEC
Man hours = 0,37 x $ 225.736,50 / $ 50
= 1.670,45
Upah TK Indonesia = 1.670,45 x Rp.15.000
= 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
perincian sebagai berikut :
a. Material = 12 % PEC
= 0,12 x $ 225.736,50
= $ 27.088,38
b. Upah tenaga kerja = 3 % PEC
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
perincian sebagai berikut :
a. Material = 3 % PEC
= 0,03 x $ 225.736,50
= $ 6.772,09
b. Upah tenaga kerja = 5 % PEC
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 :
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
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)
E = Efisiensi pengelasan
C = Faktor korosi (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 =
µ liquid = 0,341 cP
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
µ liquid = 0,3441 cP
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
Temperatur desain = 90 oC
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
Diameter optimum, d = 226 G0.5ρ-0.35
(Pers 5.14, Couldson, 1983)
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
Dari Tabel 11, Kern, hal 844, 1965 dipilih spesifikasi pipa standar adalah :
Number Pipe Size (NPS) = 0,125 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
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 = 0,75
OD of pipe = 1,313 in
Diameter hole on in reinforcing plate (DR) = 1,4375 in
Distance from bottom of tank to center of nozzle
Type H = 4 in
Type C = 3 in
c. Pipa Keluaran Produk Atas
Diameter optimum, d = 282 G0.5ρ-0.35
(Pers 5.14, Couldson, 1983)
Data perhitungan :
Laju alir massa (G) = 117,847 kg/jam
G desain = 129,632 kg/jam
= 0,036 kg/s
Densitas cairan (ρmix) = 0,531 kg /m3
Viskositas cairan μ = 0,1820 cP
= 1,82 x 10-4
kg/m .s
Diameter optimum (d)= 282 (0,036 kg/s)
0,52 (0,531 kg /m
3)-0,37
= 53,5086 mm
= 0,053 m
= 2,1056 in
Dari Tabel 11, Kern, hal 844, 1965 dipilih spesifikasi pipa standar adalah :
Number Pipe Size (NPS) = 2,5 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
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 = 3
OD of pipe = 4 in
Diameter hole on in reinforcing plate (DR) = 4,125 in
Distance from bottom of tank to center of nozzle
Type H = 8 in
Type C = 5 in
d. Pipa Keluaran Produk Bawah
Diameter optimum, d = 282 G0.5ρ-0.35
(Pers 5.14, Couldson, 1983)
Data perhitungan :
Laju alir massa (G) = 7.364,741 kg/jam
.d.
4G
G desain = 8.101,215 kg/jam
= 2,249 kg/s
Densitas cairan (ρmix) = 891,577 kg /m3
Viskositas cairan μ = 0,2731 cP
= 2,731x10-4
kg/m .s
Diameter optimum (d)= 282 (2,249 kg/s)
0,52 (891,577 kg /m
3)-0,35
= 31,4463 mm
= 0,0314 m
= 1,2374 in
Dari Tabel 11, Kern, hal 844, 1965 dipilih spesifikasi pipa standar adalah :
Number Pipe Size (NPS) = 1,25 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
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) = 2,375 in
.d.
4G
Distance from bottom of tank to center of nozzle
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
Laju alir massa (G) = 623,6642 kg/jam
= 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
(Pers 5.14, Couldson, 1983)
Data perhitungan :
Asumsi aliran adalah turbulen, (NRe) > 4000
Diameter optimum, d = 282 G0.52ρ-0.37
= 282 (0,1732 kg/s)0,52
(1.015,9579 kg /m3)-0,37
= 8,7459 mm
= 0,3443 in
Dari Tabel 11, Kern, hal 844, 1965 dipilih spesifikasi pipa standar adalah :
Number Pipe Size (NPS) = 0,375 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)
Berdasarkan spesifikasi pipa standar di atas, ditentukan spesifikasi nozzel
standar untuk pipa umpan.
Spesifikasi nozzel standar dari Brownell and Young, 1959, Appendix. F item 2
adalah :
Size = 1
OD of pipe = 1,5760 in
Diameter hole on in reinforcing plate (DR) = 1,6875 in
Distance from bottom of tank to center of nozzle
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
OD of pipe = 1,576 in
Diameter hole on in reinforcing plate (DR) = 1,6875 in
Distance from bottom of tank to center of nozzle
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
(Pers. 10.76, Brownell and Young, 1959)
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
(Pers. 10.35, Brownell and Young, 1959)
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
(Pers. 10.35, Brownell and Young, 1959)
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