Appendix 2
-
Upload
rina-cii-macchiatoo -
Category
Documents
-
view
246 -
download
3
Transcript of Appendix 2
LAMPIRAN A
PERHITUNGAN NERACA MASSA Hasil perhitungan neraca massa pada proses pembuatan Blanded C12-C14 dan Asam
Oleat dari Palm Kernel Oil ( PKO ) diuraikan sebagai berikut :
Waktu operasi = 335 hari/tahun
Basis perhitungan = 1 jam operasi
Satuan Operasi = kg.jam1
= 10.501,7413 kg/jam
Kapasitas Asam Oleat = 1903,8002 kg/jam
Kapasitas Asam Blanded C12-C14 = 9175,7591 kg/jam
Bahan baku = - Palm Kernel Oil ( PKO )
- Pure Water (H2O)
Kemurnian Bahan Baku ( PKO ) = - Palm Kernel Oil ( PKO )
Trigliserida : 98,861 %
Air ( H2O ) : 1,39 %
Kemurnian Produk Akhir = - Blanded C12-C14 (99,9329 %)
- Asam Oleat (80,5536 %)
Keterangan : -F = Laju alir massa, (kg/jam)
-w = fraksi massa
-x = fraksi mol cair
-y = fraksi mol uap
- P = Tekanan ( atm )
- T = Temperatur ( 0C )
- Vd = Vapour Destilat
- Vb = Vapour Reboiler
- Ld = Liquid Destilat
- Lb = Liquid Reboiler
- PKO = Palm Kernel Oil
- H2O = Air
Universitas Sumatera Utara
Untuk Trigliserida :
- C8 = Trikaprilin
- C10 = Trikaprin
- C12 = Trilaurin
- C14 = Trimiristin
- C16 = Tripalmitin
- C18 = Tristearin
- C18:1 = Triolein
- C18:2 = Trilinolein
- C20 = Triakridin Untuk asam lemak :
- C8 = Asam Kaprilat
- C10 = Asam Kaproat
- C12 = Asam Laurat
- C14 = Asam Miristat
- C16 = Asam Palmitat
- C18 = Asam Stearat
- C18:1 = Asam Oleat
- C18:2 = Asam Linoleat
- C20 = Asam Arachidic
Cara perhitungan yang digunakan adalah cara perhitungan alur maju. Di bawah ini
adalah perhitungan neraca massa pada peralatan proses.
Universitas Sumatera Utara
A.1 Splitting (C-110 )
Pada splitting (C-110) reaksi yang terjadi adalah reaksi hidrolisis yaitu
pemutusan ikatan air pada trigliserida pada suhu 255 oC dengan konversi reaksi
sebesar 98 %
Perhitungan : Reaksi hidrolisis yang terjadi pada kolom splitting : Trigilserida Air Asam Lemak Gliserol Komposisi asam lemak yang terkandung pada PKO adalah : Asam Kaprliat ( C8 ) : 3,7 %
Asam Kaprilat ( C10 ) : 3,5 %
Asam Laurat ( C12 ) : 47,4 %
Asam Miristat ( C14) : 15,9 %
Asam Stearat ( C16) : 8,4 %
Asam Stearat ( C18 ) : 2,1 %
Asam Oleat ( C18:1 ) : 16,4 %
Asam Linoleat ( C18:2): 2,4 %
Asam Arichidic( C20 ) : 0,2 %
Tabel LA.1 Menghitung Berat Molekul Trigliserida pada PKO Komponen % Berat
( % ) BM
( kg/Kmol ) Berat molekul rata-rata
( kg/kmol) Asam Kaprilat 3 432,6300 16,0073 Asam Kaproat 3 516,7800 18,0873 Asam Laurat 46 600,9300 284,8408
CH2 - O - C - R1
O
CH - O - C - R2
O
CH2 - O - C - R3
O+ 3H2O
R1COOH
R2COOH
R3COOH
+
CH2OH
CHOH
CH2OH
3
SPLITTING 255 oC ; 54 bar 4
3
5 PKO(TG),Gliserol, dan H2O
6
PKO-FA (C8-C20), H2O
steam
H2O
PKO( TG )
Universitas Sumatera Utara
Asam Miristat 15,5 685,0800 108,9277 Asam Palmitat 9 768,7200 64,5725 Asam Stearat 2,5 853,4100 17,9216 Asam Oleat 18 847,5000 138,9900
Asam Linoleat 2 841,2000 20,1888 Asam Arachidic 1 937,5600 1,8751
Total 100 671,4112 Neraca Komponen:
Alur 4
Basis perhitungan = 15.000 kg/jam
F4 = 15.000 kg/jam
PKO terdiri dari atas = - trigliserida ( 98,61 %) - air ( 1,39 %) ( Manual Operating System Soci , 2010 )
F4TG = 0,9861 ( F4) 15000 = 14.791,500 kg/jam
F4H2O = F4 - F4TG
= 15000 – 14.791,500 = 208,500 kg/jam
Alur 3
N4TG : N2H2O = 2 : 3 ( Manual Operating System Soci , 2010 )
N4TG = F4TG : BM TG
= 14.791,500 : 671,4112
= 22,6631 kmol/jam
N3H2O = 3/2 (N4TG)
= 3/2(22,6631 ) = 34,2644 kmol/jam
F3H2O = N3H2O(BM H2O)
= 34,2644 x ( 18 ) = 611,9041 kg/jam
F3 = F2H2O = 611,9041 kg/jam
Alur 6
Konversi Reaksi = X = 0,98
F4TG = F5TG + F6TG
14.791,500 = F5TG + F6TG
F6TG = F6PKO-FA
F6PKO-FA = 0,98 x F4TG
= 0,98 x 14.791,500= 14.495,67 kg/jam
Universitas Sumatera Utara
τ TG = -1
r = 0,4406 kmol = 440,6 mol
F6H2O = 1,01 % x F6PKO-FA
= 1,01 % x 14.495,67 = 146,4209 kg/jam
F6 = F6H2O + F6PKO-FA
= 146,4209 +14. 495,67= 14.642,0909 kg/jam
Alur steam
F steam yang dibutuhkan = 7830,4685 kg/jam ( Lampiran B )
F steam yang digunakan reaksi
= 5,39 % x Fsteam yang dibutuhkan
= 5,39 % x 7830,4685 = 422 kg/jam
Alur 5
Neraca Total :
F3 + F4 = F5 + F6
F5 = F3 + F4 + Fsteam – F6
F5 = 611,9041 + 15000 + 422 - 14.495,67
= 1391,8132 kg/jam
Gliserol hasil hidrolisa dari PKO memiliki kadar sebesar 11,7 % ( Manual Operating
System Soci , 2010 ).
F5Gliserol = 11,7 % x F5
= 0,117 x 1391,8132 = 162,8421 kg/jam
F5TG = F4TG - F6PKO-FA
= 14.791,500 - 14.495,67 = 295,830 kg/jam
F5H2O = F5 - F5TG - F5Gliserol
= 1391,8132 – 295,830 -162,8421
= 933,1410 kg/jam
Tabel LA.2 Neraca Massa Splitting (C-110)
Universitas Sumatera Utara
KOMPONEN
Masuk Keluar
Alur 3 Alur 4 Alur steam Alur 5 Alur 6 F
( kg/jam ) F
( kg/jam ) F
( kg/jam ) F
( kg/jam ) F
(kg/jam ) PKO
( TRIGLISERIDA) -
14.791,500 - 295,83 -
H2O 611,9041
208,500 - 934,9070 146,4209
PKO ( FATTY ACID)
- - - - 14.495,67
GLISEROL - - - 163,0761 - Steam - - 422 -
F(kg/jam) 611,9041 15.000 422 1391,8132 14.642,0909 Total 16.035,9041 16.035,9041
A.2 Flash Tank I ( FT-110 ) H2O PKO ( TG ), Gliserol , H2O Gliserol,H2O Neraca Massa Total :
F5 = F7 + F8
Entalpi umpan masuk
T = 255oC
Hx 1 = 1115,2 KJ/KG
Entalpi umpan keluar
T = 120oC
Hx2 = 503,7 KJ/KG
Tekanan umpan masuk = 54 Bar
λ = 1171,0527 KJ/KG
% Flash =
= 52,2180 %
Pada tangki ini diinginkan pemisahan gliserol 99 % maka banyak air yang harus
dikeluarkan pada Flash Tank ini :
Flash Tank 120oC ; 0,5 atm
120o
C
5 8
7 120o
C 255o
C
Universitas Sumatera Utara
F7 = 51,8412 kg/jam
F5 H2O = 933,1410 Kg/jam
F5 PKO( TG ) = F8PKO( TG ) = 295,8300 Kg/jam
Pada PKO TG terdapat laju alir massa asam lemak seperti dibawah ini :
F5C8 ( Trikaprilin ) = 0,037 x 295,8300 = 10,9457 Kg/jam
F5 C10 ( TriKaprin ) = 0,035 x 295,8300 = 10,3541 Kg/jam
F5 C12 ( Trilaurin ) = 0,474 x 295,8300 = 140,2234 Kg/jam
F5 C14 ( Trimiristin ) = 0,159 x 295,8300 = 47,0370 Kg/jam
F5C16( Tripalmitin ) = 0,084 x 295,8300 = 24,8497 Kg/jam
F5 C18 ( Tristearin ) = 0,021 x 295,8300 = 6,2124 Kg/jam
F5 C18:1 ( Triolein ) = 0,164 x 295,8300 = 48,5161 Kg/jam
F5 C18:2( Trilinolein ) = 0,024 x 295,8300 = 7,0999 Kg/jam
F5C20 ( Triarachidin ) = 0,002 x 295,8300 = 0,5917 Kg/jam
F8H2O = F5H2O – F7 = 933,1410 – 39,0582
= 894,0828 Kg/jam
F7Gliserol = F5Gliserol = 162,8421 Kg/jam
Tabel LA.3 Neraca Massa Flash Tank I ( FT-110 )
Komponen Masuk Keluar
Alur 5 Alur 7 Alur 8
F ( KG/Jam)
N ( Kmol/Jam)
F ( KG/Jam)
N (Kmol/Jam)
F ( KG/Jam)
N (Kmol/Jam)
Trikaprilin 10,9457 0,0253 - - 10,9457 0,0253
Trikaprin 10,3541 0,0200 - - 10,3541 0,0200
Trilaurin 140,2234 0,2333 - - 140,2234 0,2333
Trimiristin 47,0370 0,0687 - - 47,0370 0,0687
Tripalmitin 24,8497 0,0323 - - 24,8497 0,0323
Tristearin 6,2124 0,0073 - - 6,2124 0,0073
Triolein 48,5161 0,0572 - - 48,5161 0,0572
Universitas Sumatera Utara
Trilinolein 7,0999 0,0084 - - 7,0999 0,0084
Triarachidin 0,5917 0,0006 - - 0,5917 0,0006
H2O 933,1410 51,8412 39,0582 2,1699 894,0828 49,6713 Gliserol 162,8421 1,77 - - 162,8421 1,77
Total 1391,8132 54,0645 39,0582 2,1699 1352,7549 50,1245
F Total 1391,8132 1391,8132
A.3 Flash Tank II ( FT-120) H2O PKO-FA PKO-FA H2O 255oC H2O Neraca Massa Total : F6 = F10+ F12
Entalpi umpan masuk
T = 255oC
Hx 1 = 1110,52 KJ/KG
Entalpi umpan keluar
T = 120oC
Hx2 = 503,7 KJ/KG
Tekanan umpan masuk = 54 Bar
λ = 1171,0527 KJ/KG
% Flash =
= 52,2180 % Pada tangki ini diinginkan pemisahan lemak 98 % maka banyak air yang harus
dikeluarkan pada Flash Tank ini :
Flash Tank 120oC ; 0,5 atm
6
12
11
120o
C
120o
C
Universitas Sumatera Utara
F11 = 6,1287 kg/jam
F6 H2O = 146,4209 Kg/jam
F6 PKO-FA = F12 PKO-FA =14.495,67 Kg/jam
Pada PKO-FA terdapat laju alir massa asam lemak seperti dibawah ini :
F6 C8 ( Asam Kaprilat ) = 0,037 x 14.495,67 = 536,3398 Kg/jam
F6 C10 ( Asam Kaproat ) = 0,035 x 14.495,67 = 507,3485 Kg/jam
F6 C12 ( Asam Laurat ) = 0,474 x 14.495,67 = 6870,9476 Kg/jam
F6 C14 ( Asam Miristat ) = 0,159 x 14.495,67 = 2304,8115 Kg/jam
F6 C16( Asam Palmitat ) = 0,084 x 14.495,67 = 1217,6363 Kg/jam
F6 C18 ( Asam Stearat ) = 0,021 x 14.495,67 = 304,4091 Kg/jam
F6 C18:1 ( Asam Oleat ) = 0,164 x 14.495,67 = 2377,2899 Kg/jam
F6 C18:2( Asam Linoleat ) = 0,024 x 14.495,67 = 347,8961 Kg/jam
F6 C20 ( Asam Arachidic ) = 0,002 x 14.495,67 = 28,9913 Kg/jam
Maka F12H2O = F6 H2O – F11= 146,4209 – 6,1287
= 140,2922 Kg/jam Tabel LA.4 Neraca Massa Flash Tank II ( FT-120)
Komponen
Masuk Keluar
Alur 6 Alur 11 Alur 12
F ( KG/Jam)
N ( Kmol/Jam)
F ( KG/Jam)
N (Kmol/Jam)
F ( KG/Jam)
N (Kmol/Jam)
Asam Kaprilat 536,3398 3,7192
- - 536,3398 3,7192
Asam Kaproat 507,3485 2,9452
- - 507,3485 2,9452
Asam Laurat 6870,9476 34,3016
- - 6870,9476 34,3016
Asam Miristat 2304,8115 10,0929
- - 2304,8115 10,0929
Asam Palmitat 1217,6363 4,7519
- - 1217,6363 4,7519
Asam Stearat 304,4091 1,0701
- - 304,4091 1,0701
Asam Oleat 2377,2899 8,4152
- - 2377,2899 8,4152
Asam Linoleat 347,8961 1,2407
- - 347,8961 1,2407
Asam Arachidic 28,9913 0,0928
- - 28,9913 0,0928
H2O 146,4209 8,1345 6,1287 0,3405 140,2922 7,7940
Universitas Sumatera Utara
Total 14.642,0909 74,7641 6,1287 0,3405 14.635,9622 74,4236 F Total
14.642,0909 14.642,0909 A.4 Dryer ( D-210 ) Pada dryer diharapkan air yang masuk dari alur 14 akan diuapkan 100% sehingga
dihasilkan PKO-FA yang terbebas dari air. Pada alur 16 PKO-FA tidak berubah
komposisi dan laju alirnya maka :
F14 PKO-FA = F16PKO-FA = 14.495,6700 Kg/jam
F14H2O = 140,2922 Kg/jam
PKO-FA pada alur 16 mengandung beberapa asam lemak dengan komposisi laju alir
sebagai berikut :
F16 C8 ( Asam Kaprilat ) = 0,037 x 14.495,6700 = 536,3398 Kg/jam
F16 C10 ( Asam Kaproat ) = 0,035 x 14.495,6700 = 507,3485 Kg/jam
F16 C12 ( Asam Laurat ) = 0,474 x 14.495,6700 = 6870,9476Kg/jam
F16 C14 ( Asam Miristat ) = 0,159 x 14.495,6700= 2304,8115 Kg/jam
F16 C16( Asam Palmitat ) = 0,084 x 14.495,6700= 1217,6363 Kg/jam
F16 C18 ( Asam Stearat ) = 0,021 x 14.495,6700 = 304,4091Kg/jam
F16 C18:1 ( Asam Oleat ) = 0,164 x 14.495,6700= 2377,2899 Kg/jam
F16 C18:2( Asam Linoleat ) = 0,024 x 14.495,6700 = 347,8961 Kg/jam
F16 C20 ( Asam Arachidic ) = 0,002 x 14.495,6700 = 28,9913 Kg/jam
Air yang akan dihilangkan akan dikeluarkan dari alur 15 sehingga alur 16 memiliki
komposisi yaitu :
F15H2O = 100% x F14H2O
= 140,2922 Kg/jam
1614 PKO-FA
H2O
PKO-FAH2O
15
Universitas Sumatera Utara
Tabel LA.5 Neraca Massa Dryer ( D-210)
Komponen Masuk Keluar Alur 14 Alur 15 Alur 16
F ( KG/Jam)
N ( Kmol/Jam)
F ( KG/Jam)
N (Kmol/Jam)
F ( KG/Jam)
N (Kmol/Jam)
Asam Kaprilat 533,6714 536,3398 - - 536,3398 3,7192 Asam Kaproat 504,8243 507,3485 - - 507,3485 2,9452 Asam Laurat 6836,7637 6870,9476 - - 6870,9476 34,3016
Asam Miristat 2293,3448 2304,8115 - - 2304,8115 10,0929 Asam Palmitat 1211,5784 1217,6363 - - 1217,6363 4,7519 Asam Stearat 302,8946 304,4091 - - 304,4091 1,0701 Asam Oleat 2365,4626 2377,2899 - - 2377,2899 8,4152
Asam Linoleat 346,1653 347,8961 - - 347,8961 1,2407 Asam
Arachidic 28,8471 28,9913 - - 28,9913 0,0928 H2O 139,5942 140,2922 140,2922 7,7940 - -
Total 14.635,9622 74,4236 140,2922 7,7940 14.495,6700 66,6296 F Total 14.635,9622 14.635,9622
A.5 Kolom Fraksinasi I ( C-210 )
C-210
Vd (1)(19)
Ld (20)
Vb (24)
Lb (23)
17
E-211
25
(21)
E-213
V-210
Alur 17
F17 = F16 = 14.495,6700 Kg/jam
Neraca masing-masing komponen :
F17C8 ( Asam Kaprilat ) = 0,037 x 14.495,6700 = 536,3398 Kg/jam
C8 C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20
C8 C10 C12
C8
C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
F17 C10 ( Asam Kaproat ) = 0,035 x 14.495,6700 = 507,3485 Kg/jam
F17C12 ( Asam Laurat ) = 0,474 x 14.495,6700= 6870,9476 Kg/jam
F17 C14 ( Asam Miristat ) = 0,159 x 14.495,6700= 2304,8115 Kg/jam
F17 C16( Asam Palmitat ) = 0,084 x 14.495,6700= 1217,6363 Kg/jam
F17C18 ( Asam Stearat ) = 0,021 x 14.495,6700 = 304,4091Kg/jam
F17C18:1 ( Asam Oleat ) = 0,164 x 14.495,6700= 2377,2899 Kg/jam
F17C18:2( Asam Linoleat ) = 0,024 x 14.495,6700 = 347,8961 Kg/jam
F17 C20 ( Asam Arachidic ) = 0,002 x 14.495,6700 = 28,9913 Kg/jam
Alur 21 ( Destilat )
Top produk mengandung C8-C10 ( 99,5 % )
Neraca masing-masing komponen :
F21C8 ( Asam Kaprilat ) = 536,3398 Kg/jam
F21C10 ( Asam Kaproat ) = 99 % x F17C10 ( Asam Kaproat )
=0,999 x 507,3485 Kg/jam = 506,8411 Kg/jam
Sehingga :
F21= = = 1048,4230 Kg/jam
F21C12 ( Asam Laurat ) = F21 – F21C8- F21C10
= 1048,4230 -536,3398 – 506,8411
= 5,2421 Kg/jam
Alur 25( Bottom )
F25 = F17 – F`21
= 14.495,670 – 1043,4230
= 13.447,2470 Kg/jam
Neraca masing-masing komponen :
F25C10 ( Asam Kaproat ) = F17 C10 – F21C10
= 507,3485- 506,8411 = 0,5073 Kg/jam
F25C12 ( Asam Laurat ) = F16 C12 – F20C12
= 6870,9476 – 5,2421 = 6865,7055 Kg/jam
F25 C14 ( Asam Miristat ) = F17C14 = 2304,8115 Kg/jam
Universitas Sumatera Utara
F25C16( Asam Palmitat ) = F17 C16 = 1217,6363 Kg/jam
F25C18 ( Asam Stearat ) = F17 C18 = 304,4091 Kg/jam
F25C18:1 ( Asam Oleat ) = F17 C18:1 = 2377,2899 Kg/jam
F25 C18:2( Asam Linoleat ) = F17 C18:2 = 347,8961 Kg/jam
F25C20 ( Asam Arachidic ) = F17 C20 = 28,9913 Kg/jam
Tabel LA6. Neraca massa Kolom Fraksinasi I ( C-210 )
Komponen
BM
(kg/kmol)
Masuk Keluar Alur 17 Alur 21 Alur 25
N (kmol/jm)
F (kg/jm)
N (kmol/jm)
F (kg/jm)
N (kmol/jm)
F (kg/jm)
Asam kaprilat 144,2100 3,7192 536,3398 3,7192 536,3398 - - Asam Kaproat 172,2600 2,9452 507,3485 2,9423 506,8411 0,0029 0,5073 Asam Laurat 200,3100 34,3016 6870,9476 0,0262 5,2421 34,2754 6865,7055
Asam Miristat 228,3600 10,0929 2304,8115 - - 10,0929 2304,8115 Asam Palmitat 256,2400 4,7519 1217,6363 - - 4,7519 1217,6363 Asam Stearat 284,4700 1,0701 304,4091 - - 1,0701 304,4091 Asam Oleat 282,5000 8,4152 2377,2899 - - 8,4152 2377,2899
Asam Linoleat 280,4000 1,2407 347,8961 - - 1,2407 347,8961 Asam Arachidic 312,5200 0,0928 28,9913 - - 0,0928 28,9913
66,6296 14.495,6700 6,6876 1048,4230 59,9419 13.447,2470 N total 66,6296 66,6296 F Total 14423,5522 14423,5522
A.6 Kondensor III ( E-211 )
C-210
Vd (18)(19)
Ld (20)
17
E-211
(21)
V-210
Menentukan kondisi umpan Untuk menghitung suhu umpan dapat dihitung dengan rumus :
Σpi.XiF = P, dimana
Pi = Vapor Pressure ( Kpa ) pada T tertentu ( oC)
XiF = Fraksi mol umpan
P = Tekanan Operasi ( Kpa )
Jadi, diperlukan Trial T untuk mendapatkan harga Pi yang sesuai.
C8 C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20
C8 C10 C12
Universitas Sumatera Utara
P = 42,055 torr
Trial : T = 202 oC
Tabel LA.7 Titik Didih Umpan Masuk Fraksinasi Komponen XiF Pi,T
( 202oC)(Torr) XiF. Pi
Asam kaprilat 0,05582 249,6 13,93228 Asam Kaproat 0,04420 97,8 4,32309 Asam Laurat 0,51481 39,4 20,28352
Asam Miristat 0,15148 16,14 2,44485 Asam Palmitat 0,07132 6,96 0,49638 Asam Stearat 0,01606 2,84 0,04561 Asam Oleat 0,12630 3,56 0,44962
Asam Linoleat 0,01862 4,16 0,07746 Asam Arachidic 0,00139 1,134 0,00158
Total 1,0000 42,05439 Maka, dari perhitungan diatas suhu umpan (F) adalah 202 oC = 475,150 K. Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total)
Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai
syarat Σyid/Ki = 1 terpenuhi.
P = 20,06 torr
Trial : T = 146 oC= 419,150 K
Tabel LA.8 Dew Point Destilat
Komponen YiD Pi,T ( 146oC)(Torr)
YiD. Pi
Asam Kaprilat 0,55612 28,8 16,01640 Asam Kaproat 0,43996 9,166 4,03269 Asam Laurat 0,00391 2,64 0,01033 Total 1,0000 20,05942
Maka, suhu destilat (D) adalah 146 oC = 419,150 K. Menentukan kondisi operasi bottom (reboiler) Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai
syarat Σxi.Ki = 1 terpenuhi.
P = 55,3050 torr
Trial : T = 221 oC= 494,150 K
Tabel LA.9 Bubble Point Produk Bawah Komponen XiB Pi,T
( 221oC)(Torr) XiB. Pi
Asam Kaproat 0,00005 187 0,00919 Asam Laurat 0,57181 81,2 46,43098
Asam Miristat 0,16838 35,6 5,99425
Universitas Sumatera Utara
Asam Palmitat 0,07928 16,36 1,29695 Asam Stearat 0,01785 6,98 0,12461 Asam Oleat 0,14039 8,77 1,23121
Asam Linoleat 0,02070 10,23 0,21175 Asam Arachidic 0,00155 2,921 0,00452
Total 1,0000 55,30345 Maka suhu vapor bottom (Vb) adalah 221 oC = 494,150 K. Refluks Minimum Destilat
1. Menghitung harga q
Tabel LA.10 data Kondisi menghitung Harga q
Komponen Xi F Latent Heat ( Kcal/kg )
LatentHeat ( Kcal/kmol)
XiF.L Cp Kcal/KGK
Cp (Kcal/kmolK
XiF CP.Δ T
Asam kaprilat 0,05582 98 14132,58 788,85860 0,76 109,5996 1104,241053 Asam Kaproat 0,04420 93 16020,18 708,14527 0,76 130,9176 1044,552347 Asam Laurat 0,51481 89 17827,59 9177,82378 0,76 152,2356 14146,22322 Asam Miristat 0,15148 86 19638,96 2974,86281 0,76 173,5536 4745,252092 Asam Palmitat 0,07132 82 21011,68 1498,52677 0,76 194,7424 2506,925634 Asam Stearat 0,01606 80 22757,6 365,49433 0,76 216,1972 626,7314084 Asam Oleat 0,12630 82 23165 2925,69512 0,76 214,7 4894,473856 Asam Linoleat 0,01862 83 23273,2 433,37185 0,76 213,104 716,2644667 Asam Arachidic 0,00139 78 24376,56 33,93876 0,76 237,5152 56,54719474 1,00000 18.906,71729 29841,2113
Maka q = 2,57834
2. Menghitung haraga relative volatility (α)
a. Pada kondensor atas (T = 146 oC )
α1= 3,47197
b. Pada reboiler bottom ( T = 221oC)
α1= 2,30296
c. Harga α rata-rata
= 2,82768
Universitas Sumatera Utara
3. Mencari Harga Minimum stages pada Refluks Total
SM = 14
4. Minimum Refluks-Underwood Method
- Mencari pinch temperatur
- Lower pinch = Tb- (1/3)(Tb-Td)
Lower pinch = 221-(1/3)(221-146 ) =196oC
- Upper pinch = Tb-(2/3)(Tb-Td)
Upper pinch = 221 –( 2/3 0(221-146 ) = 171 oC
Tabel LA.11 Data untuk Menghitung Relative volatility rata-rata Komponen Pada T = 171 Pada T = 196 αavg
v.p α v.p α Asam Kaprilat
81,7 8,74264 187,2 6,07792 7,28952 Asam Kaproat
27,74 2,96843 78,52 2,54935 2,75092 Asam Laurat
9,345 1,00000 30,8 1,00000 1,00000 Asam Miristat
3,645 0,39005 12,56 0,40779 0,39882 Asam Palmitat
1,576 0,16865 5,248 0,17039 0,16952 Asam Stearat
0,5095 0,05452 2,12 0,06883 0,06126 Asam Oleat
0,65 0,06956 2,65 0,08604 0,07736 Asam Linoleat
0,787 0,08422 3,1 0,10065 0,09207 Asam Arachidic
0,14105 0,01509 0,848 0,02753 0,02039 Untuk menghitung harga ( L/D)min perlu dihitung harga θ.Harga θ dihitung dengan
menggunakan rumus :
Jadi, perlu adanya Trial harga θ hingga persamaan diatas sama dengan harga 1- q.
q = 2,5784 maka 1- q = - 1,57384
Universitas Sumatera Utara
trial harga θ harus diantara 1-2,75092
Trial θ = 1,3131
Tabel LA.12 Perhitungan Harga θ Komponen Xi.F α1avg.xiF α1avg-θ α1avg.xiF/( α1avg-θ) α1avg.xiF/(
α1avg-θ)2
Asam kaprilat 0,05582 0,40689 5,97642 0,06808 0,01139
Asam Kaproat 0,04420 0,12160 1,43782 0,08457 0,05882
Asam Laurat 0,51481 0,51481 -0,31310 -1,64424 5,25147
Asam Miristat 0,15148 0,06041 -0,91428 -0,06608 0,07227
Asam Palmitat 0,07132 0,01209 -1,14358 -0,01057 0,00924
Asam Stearat 0,01606 0,00098 -1,25184 -0,00079 0,00063
Asam Oleat 0,12630 0,00977 -1,23574 -0,00791 0,00640
Asam Linoleat 0,01862 0,00171 -1,22103 -0,00140 0,00115
Asam Arachidic 0,00139 0,00003 -1,29271 -0,00002 0,00002
Total -1,57835 5,41139 Dari perhitungan diatas dapat diperoleh harga θ = (1,3131-(-1,57835 : 5,41139) = 1,60477
= 1,7626 (L/D ) min = 0,7626
5. Menentukan Operation Reflux dan Theoretical Trays-Gilliland Plot
Min trays = SM = 14 (L/D)min = 0,7626 Harga (S-SM)/(S+1) didapat dari grafik hubungan antara Theoretical plates dengan reflux ratio
Asumsi ( L/D)0 [L/D)0-(L/D)M]/(L/D)0+1 (S-Sm)/(S+1) Theo Stages
0,7626 0,0000 ∞ ∞
0,8000 0,0208 0,7000 49,0000
1,0000 0,5000 0,5800 34,7143
1,5000 0,6000 0,2000 17,7500
2,0000 0,6667 0,1800 17,2927
Universitas Sumatera Utara
2,2500 0,6923 0,1600 16,8571
∞ - - 14 Dari data diatas di buat grafik (plot ) antara refluks ratio dan theoritical stages.
Kemudian diambil titik yang paling mendekati sumbu rfeluks minimim, dan dibetuk
segitiga sehingga dicari luas segitiga maksimumnya seperti gambar dibawah ini :
Dari gambar diatas dapat diperoleh :
Reflux ratio ( L/D) = 1
Theoritical stages = 31
Jika didapat harga : RD =Ld/D =1
LD = 1 x 6,65436 = 6,65436 kmol/jam
Vd = Ld + D
Vd = 6,65436 + 6,65436 = 13,3087 kmol/jam Komposisi :
X21C8 = XLd C8 = XVd C8 = 0,55612
X21C10 = XLd C12 = XVd C12 = 0,43996
X21 C12 = XLd C14 = XVd C14 = 0,00391
Alur 18( Vd )
Total : N18 = N20+ N 21 = 13,3753 kmol/jam
Asam kaprilat : N18C8 = XVd C8 x N18
= 7,4383 kmol/jam
Asam kaproat : N18C10 = XVd C10 x N18
= 5,8846 kmol/jam
Asam Laurat : N18C12 = XVd C12 x N18
= 0,0523 kmol/jam
Universitas Sumatera Utara
Alur 20 ( Ld )
Total : N20 = 6,6876 kmol/jam
Asam kaprilat : N20C8 = XLd C8 x N20
= 3,7192 kmol/jam
Asam kaproat : N20C10 = XLd C10 x N20
= 2,9423 kmol/jam
Asam Laurat : N20C12 = XLd C12 x N20
= 0,0262 kmol/jam
Tabel LA.13 Neraca Massa Kondensor III ( E-211)
Komponen
BM
( KG/KMOL)
Alur masuk Alur keluar Alur 18( Vd ) Alur 20 (Ld) Alur 21 (D)
N (kmol/jam) F (kg/jam)
N (kmol/jam) F (kg/jam)
N (kmol/jam) F (kg/jam)
Asam Kaprilat
144,2100 7,4383 1072,6796 3,7192 536,3398 3,7192 536,3398 Asam Kaproat
172,2600 5,8846 1013,6822 2,9423 506,8411 2,9423 506,8411 Asam Laurat
200,3100 0,0523 10,4842 0,0262 5,2421 0,0262 5,2421
Total 13,3753 2096,8460 6,6876 1048,4230 6,6876 1048,4230 F Total ( kg/jam ) 2096,8460 2096,8460
N Total ( kmol/jam ) 13,3753 13,3753 A.7 Reboiler I ( E-213 )
C-210
Vb (24)
Lb (23)
17
25
E-213
Karena umpan merupakan sebagaian uap sebagian cair maka: Vd = Vb + (1-q)F (McCabe,1997)
13,3753 = Vb + ((1-2,578347) x 66,6296)
Vb = 118,5393 kmol/jam
C8 C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
Lb = Vb + B
Lb = 118,5393 + 59,9419
Lb = 178,4812 kmol/jam
Komposisi :
X25 C10 = XLb C10 = XVb C10 = 0,00005
X25 C12 = XLb C12 = XVb C12 = 0,57181
X25 C14 = XLb C14 = XVb C14 = 0,16838
X25 C16 = XLb C16 = XVb C16 = 0,07928
X25 C18:0 = XLb C18:0 = XVb C18:0 = 0,01785
X25 C18:1 = XLb C18:1 = XVb C12:1 = 0,14039
X25 C18:2 = XLb C18:2 = XVb C18:2 = 0,02070
X25 C20 = XLb C20 = XVb C20 = 0,00155
Alur 23(Lb)
Total : N23 = 178,4812 kmol/jam
Asam Kaproat : N23C10 = XLb C10 x N23
= 0,0088 kmol/jam
Asam Laurat : N23C12 = XLb C12 x N23
= 102,0574 kmol/jam
Asam Miristat : N23C14 = XLb C14 x N23
= 30,0523 kmol/jam
Asam Palmitat : N23C16 = XLb C16 x N23
= 14,1492 kmol/jam
Asam Stearat : N23C18 = XLb C18 x N23
= 3,1863 kmol/jam
Asam Oleat : N23C18:1 = XLb C18:1 x N23
= 25,0568 kmol/jam
Asam Linoleat : N23C18:2 = XLb C18:2 x N23
= 3,6943 kmol/jam
Asam Arachidic : N23C20 = XLb C20 x N23
= 0,2762 kmol/jam
Alur 24 (Vb)
Total : N24 = 118,5393 kmol/jam
Asam Kaproat : N24C10 = XVb C10 x N24
= 0,0058 kmol/jam
Asam Laurat : N24C12 = XVb C12 x N24
= 67,7820 kmol/jam
Asam Miristat : N24C14 = XVb C14 x N24
= 19,9594 kmol/jam
Asam Palmitat : N24C16 = XVb C16 x N24
= 9,3973 kmol/jam
Asam Stearat : N24C18 = XVb C18 x N24
= 2,1162 kmol/jam
Asam Oleat : N24C18:1 = XVb C18:1 x N24
= 16,6416 kmol/jam
Asam Linoleat : N24C18:2 = XVb C18:2 x N24
= 2,4536 kmol/jam
Asam Arachidic : N24C20 = XVb C20 x N24
= 0,1835 kmol/jam
Universitas Sumatera Utara
Tabel LA.14 Neraca Massa Reboiler I ( E-213 )
Komponen
BM ( KG/KMOL)
Alur masuk Alur keluar Alur 23( Lb ) Alur 24 (Vb) Alur 25 (B)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
N (kmol/jam
) F
(kg/jam) Asam Kaproat
172,2600 0,0088 1,5107 0,0058 1,0033 0,0029 0,5073 Asam Laurat
200,3100 102,0574 20443,1121 67,7820 13577,4066 34,2754 6865,7055 Asam Miristat
228,3600 30,0523 6862,7355 19,9594 4557,9239 10,0929 2304,8115 Asam Palmitat
256,2400 14,1492 3625,5961 9,3973 2407,9598 4,7519 1217,6363 Asam Stearat
284,4700 3,1863 906,3990 2,1162 601,9900 1,0701 304,4091 Asam Oleat
282,5000 25,0568 7078,5448 16,6416 4701,2549 8,4152 2377,2899 Asam Linoleat
280,4000 3,6943 1035,8846 2,4536 687,9885 1,2407 347,8961 Asam
Arachidic 312,5200 0,2762 86,3237 0,1835 57,3324 0,0928 28,9913
Total 178,4812 40040,11 118,5393 26592,8594 59,9419 13447,2470
F Total ( Kg/jam ) 40040,1064 40040,1064 N Total ( kmol/jam ) 178,4812 178,4812
A.8 Kolom Fraksinasi II ( C-220 )
C-220
Vd 26)
27
Ld (28)
Vb 32)
Lb (3)
25
E-221
33
(29)
E-223
V-220
Alur 25 F25 =13.447,2470 Kg/jam
Neraca masing-masing komponen:
C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
C10 C12 C14 C16
C14
C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
F25 C10 = 0,5073 kg/jam
F25 C12 = 6865,7055 kg/jam
F25 C14 = 2304,8115 kg/jam
F25 C16 = 1217,6363 kg/jam
F25C18:0 : = 304,4091 kg/jam
F25C18:1 = 2377,2899 kg/jam
F25 C18:2 = 347,8961 kg/jam
F25C20 = 28,9913 kg/jam
Alur 29( Destilat )
Top produk mengandung C12-C14 ( 99,9329 % )
Neraca masing-masing komponen :
F29C10 ( Asam Kaproat) = 0,5073 kg/jam
F29C12 ( Asam Laurat ) = 100 % x F25C12
= 6865,7055 kg/jam
F29C14( Asam Miristat ) = 99,6 % x F25C12
=0,9996 x 2304,8115 Kg/jam = 2303,8955 Kg/jam
Sehingga :
F29 = = = 9175,7591 Kg/jam
F29C16 ( Asam Palmitat ) = F29– F29C10- F29C12 - F29C14
= 9175,7591 -0,5073 – 6865,7055 – 2303,8955
= 5,6508 Kg/jam
Alur 33( Bottom )
F33 = F25 – F29
= 13.447,2470 – 9175,7591
= 4271,4879 Kg/jam
Neraca masing-masing komponen :
F33C14 ( Asam Miristat ) = F25C14- F29C14
= 2304,8115- 2303,8955 = 0,9161Kg/jam
F33C16 ( Asam Palmitat ) = F25 C16- F29C16
= 1217,6363 - 5,6508 = 1211,9855 Kg/jam
Universitas Sumatera Utara
F33C18 ( Asam Stearat ) = F25 C18 = 304,4091 Kg/jam
F33C18:1 ( Asam Oleat ) = F25 C18:1 = 2377,2899 Kg/jam
F33 C18:2( Asam Linoleat ) = F25 C18:2 = 347,8961 Kg/jam
F33C20 ( Asam Arachidic ) = F25 C20 = 28,9913 Kg/jam
Tabel LA.15 Neraca massa Kolom Fraksinasi II ( C-220)
Komponen
BM
(kg/kmol)
Masuk Keluar Alur 25 Alur 29 Alur 33
N (kmol/jm)
F (kg/jm)
N (kmol/jm)
F (kg/jm)
N (kmol/jm)
F (kg/jm)
Asam Kaproat 172,2600 0,0029 0,5073 0,0029 0,5073 - - Asam Laurat 200,3100 34,2754 6865,7055 34,2754 6865,7055 - -
Asam Miristat 228,3600 10,0929 2304,8115 10,0889 2303,8955 0,0040 0,9161 Asam Palmitat 256,2400 4,7519 1217,6363 0,0221 5,6508 4,7299 1211,9855 Asam Stearat 284,4700 1,0701 304,4091 - - 1,0701 304,4091 Asam Oleat 282,5000 8,4152 2377,2899 - - 8,4152 2377,2899
Asam Linoleat 280,4000 1,2407 347,8961 - - 1,2407 347,8961 Asam Arachidic 312,5200 0,0928 28,9913 - - 0,0928 28,9913
59,9419 13.447,2470 44,3893 9175,7591 15,5527 4271,4879
N total ( kmol jam ) 59,9419 59,9419 F Total ( Kg/jam ) 13.447,2470 13.447,2470
Universitas Sumatera Utara
A.9 Kondensor IV ( E-221 )
C-220
Vd (26)27
Ld (28)
25
E-221
(29)
V-220
Menentukan kondisi umpan
Untuk menghitung suhu umpan dapat dihitung dengan rumus :
Σpi.XiF = P, dimana
Pi = Vapor Pressure ( Kpa ) pada T tertentu ( oC)
XiF = Fraksi mol umpan
P = Tekanan Operasi ( Kpa )
Jadi, diperlukan Trial T untuk mendapatkan harga Pi yang sesuai.
P = 35,8 torr
Trial : T = 210 oC= 483,15 K
Tabel LA.16 Titik Didih Umpan Masuk Fraksinasi
Komponen XiF Pi,T ( Torr ), (210 oC)
XiF. Pi
Asam Kaproat 0,00005 129 0,00634 Asam Laurat 0,57181 53 30,30594
Asam Miristat 0,16838 22,3 3,75482 Asam Palmitat 0,07928 10 0,79276 Asam Stearat 0,01785 4,2 0,07498 Asam Oleat 0,14039 5,2 0,73002
Asam Linoleat 0,02070 6 0,12419 Asam Arachidic 0,00155 1,67 0,00258
C8 C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20
C8 C10 C12
Universitas Sumatera Utara
Total 1,0000 129 35,79163 Maka, suhu umpan (F) adalah 210 oC = 483,150 K. Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total)
Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai
syarat Σyid/Ki = 1 terpenuhi.
P = 19,9250 torr
Trial : T =
190 oC =
463,15 K
Tabel LA.17 Dew Point Destilat
Maka, suhu destilat (D) adalah 190 oC = 463,15 K.
Menentukan kondisi operasi bottom (reboiler)
Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai
syarat Σxi.Ki = 1 terpenuhi.
P = 30,8660 torr
Trial : T = 246 oC = 519,15 K.
Tabel LA.18 Bubble Point Produk Bawah
Komponen XiB Pi,T ( Torr) (246 oC)
XiB. Pi
Asam Miristat 0,00026 89,0000 0,0230
Asam Palmitat 0,30412 43,9000 13,3509
Asam Stearat 0,06880 20,8800 1,4366
Asam Oleat 0,54108 25,2000 13,6351 Asam Linoleat
0,07978 29,6000 2,3613 Asam Arachidic
0,00596 9,8600 0,0588 Total 1,0000 30,86579
Maka suhu vapor bottom (Vb) adalah 246 oC = 519,15 K.
Komponen YiD Pi,T ( Torr), (190oC)
YiD. Pi
Asam Kaproat 0,0007 61,3000 0,00407
Asam Laurat 0,77216 23,0000 17,75957
Asam Miristat 0,22728 9,5000 2,15918
Asam Palmitat 0,0005 3,8200 0,00190
Total 1,0000 19,92471
Universitas Sumatera Utara
Refluks Minimum Destilat 1. Menghitung harga q
Tabel LA.19 data Kondisi menghitung Harga q
Komponen Xi F Latent Heat
( Kcal/kg )
LatentHeat ( Kcal/kmol)
XiF.L Cp ( Kcal/KGK)
Cp (Kcal/kmol
K)
XiF CP.Δ T
Asam Kaproat 0,00005 95 16364,7 0,80408 0,74 127,4724 1,05037 Asam Laurat 0,57181 91 18228,21 10423,07509 0,74 148,2294 14214,09640
Asam Miristat 0,16838 87 19867,32 3345,21454 0,74 168,9864 4771,66016 Asam Palmitat 0,07928 84 21524,16 1706,34236 0,74 189,6176 2520,87707 Asam Stearat 0,01785 81 23042,07 411,35039 0,74 210,5078 630,21927 Asam Oleat 0,14039 83 23447,5 3291,77043 0,74 209,05 4921,71237
Asam Linoleat 0,02070 84 23553,6 487,52639 0,74 207,496 720,25059 Asam Arachidic 0,00155 79 24689,08 38,20891 0,74 231,2648 60,02088
1,00000 19.704,29219 27839,8871
Maka q = 2,41288
2. Menghitung haraga relative volatility (α)
a. Pada Kondensor atas ( T = 190oC)
α1= 6,02094
b. Pada reboiler bottom ( T = 246oC)
α2= 2,02733
c. Harga α rata-rata
=3,49378
3. Mencari Harga Minimum stages pada Refluks Total
Universitas Sumatera Utara
SM = 12
4. Minimum Refluks-Underwood Method
- Mencari pinch temperatur
-Lower pinch = Tb- (1/3)(Tb-Td)
Lower pinch = 246-(1/3)(246-190 ) =208,6667oC
-Upper pinch = Tb-(2/3)(Tb-Td)
Upper pinch = 246 –( 2/3 0(246-190 ) = 227,3333 oC
Tabel LA.20 Data untuk Menghitung Relative volatility rata-rata
Komponen
Pada T = 208,6667 Pada T = 227,3333 αavg v.p Α v.p α
Asam Kaproat 123,8 17,09945 231,333 13,26983 15,06343 Asam Laurat 50,7333 7,00736 101,4667 5,82038 6,38635
Asam Miristat 23,485 3,24378 55,818 3,20186 3,22275 Asam Palmitat 7,24 1,00000 17,433 1,00000 1,00000 Asam Stearat 3,973 0,54876 9,3867 0,53844 0,54358 Asam Oleat 4,9267 0,68048 11,746 0,67378 0,67712 Asaminoleat 5,693 0,78633 13,586 0,77933 0,78282
Asam Arachidic 1,58 0,21823 4,004 0,22968 0,22388 Untuk menghitung harga ( L/D)min perlu dihitung harga θ.Harga θ dihitung dengan menggunakan rumus :
Jadi, perlu adanya Trial harga θ hingga persamaan diatas sama dengan harga 1- q. q = 2,41288 maka 1- q = - 1,41288 trial harga θ harus diantara 1-3,22275 Trial θ = 0,791815 Tabel A.21 Perhitungan Harga θ Komponen Xi.F α1avg.xiF α1avg-θ α1avg.xiF/( α1avg-θ) α1avg.xiF/( α1avg-θ)2
Asam Kaproat 0,00005 0,00074 14,27161 0,00005 0,00000 Asam Laurat 0,57181 3,65178 5,59454 0,65274 0,11667
Asam Miristat 0,16838 0,54264 2,43094 0,22322 0,09183 Asam Palmitat 0,07928 0,07928 0,20819 0,38079 1,82912 Asam Stearat 0,01785 0,00970 -0,24824 -0,03909 0,15747 Asam Oleat 0,14039 0,09506 -0,11469 -0,82884 7,22664
Asam Linoleat 0,02070 0,01620 -0,00900 -1,80105 200,19314 Asam Arachidic 0,00155 0,00035 -0,56793 -0,00061 0,00107
Total -1,41278 209,61594 Dari perhitungan diatas dapat diperoleh harga θ = (0,7191815)-( -1,41278/209,61594) = 0,79855
Universitas Sumatera Utara
= 1,1871 (L/D ) min = 0,1871
5. Menentukan Operation Reflux dan Theoretical Trays-Gilliland Plot
Min trays = SM = 12 (L/D)min = 0,1871
Harga (S-SM)/(S+1) didapat dari grafik hubungan antara Theoretical plates
dengan reflux ratio
Asumsi ( L/D)0 [L/D)0-(L/D)M]/(L/D)0+1 (S-Sm)/(S+1) Theo Stages
0,1871 0,0000 ∞ ∞
0,2000 0,1667 0,6500 36,1429
0,8000 0,4444 0,6000 31,5000
1,0000 0,5000 0,2750 31,5000
1,5000 0,6000 0,2000 16,9310
∞ - - 12 Dari data diatas di buat grafik (plot ) antara refluks ratio dan theoritical stages.
Kemudian diambil titik yang paling mendekati sumbu rfeluks minimim, dan dibetuk
segitiga sehingga dicari luas segitiga maksimumnya seperti gambar dibawah ini :
Dari gambar diatas dapat diperoleh :
Reflux ratio ( L/D) = 1,1
Theoritical stages = 29
Universitas Sumatera Utara
Jika didapat harga : RD =Ld/D =1,1
LD = 1,1 x 44,3893 = 48,8280 kmol/jam
Vd = Ld + D
Vd = 48,8280 + 44,3893 = 93,2175 kmol/jam
Komposisi :
X29 C10 = XLd C10 = XVd C10 = 0,00007
X29 C12 = XLd C12 = XVd C12 = 0,77216
X29C14 = XLd C14 = XVd C14 = 0,22728
X29 C16 = XLd C16 = XVd C16 = 0,00050
Alur 26 ( Vd )
Total : N26 = N28+ N 29 = 93,2175 kmol/jam
Asam Kaproat : N26C10 = XVd C10 x N26
= 0,00619 kmol/jam
Asam Laurat : N26C12 = XVd C12 x N26
= 71,97834 kmol/jam
Asam Miristat : N26C14 = XVd C14x N26
= 21,18664 kmol/jam
Asam Palmitat : N26C16 = XVd C16 x N26
= 0,04631 kmol/jam
Alur 28 ( Ld )
Total : N28 = 48,82820 kmol/jam
Asam Kaproat : N28C10 = XLd C10 x N28= 0,0032 kmol/jam
Asam Laurat : N28C12 = XLd C12 x N28
= 37,7029 kmol/jam
Asam Miristat : N28C14 = XLd C14x N28= 11,0978 kmol/jam
Asam Palmitat : N28C16 = XLd C16 x N28
= 0,0243 kmol/jam
Tabel A.22 Neraca Massa Kondensor IV ( E-221)
Komponen
BM
( KG/KMOL)
Alur masuk Alur keluar Alur 26( Vd ) Alur 28 (Ld) Alur 29 (D)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
N (kmol/jam) F (kg/jam)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
Asam Kaproat
172,2600 0,00619 1,0654 0,0032 0,5581 0,0029 0,5073 Asam Laurat
200,3100 71,97834 14417,9815 37,7029 7552,2760 34,2754 6865,7055 Asam Miristat
228,3600 21,18664 4838,1805 11,0978 2534,2850 10,0889 2303,8955
Universitas Sumatera Utara
Asam Palmitat
256,2400 0,04631 11,8667 0,0243 6,2159 0,0221 5,6508
Total 93,21747 19268,0287 48,8282 10092,2696 44,3893 9175,7591 F Total( Kg/jam ) 19268,0287 19268,0287
N Total( Kmol/jam ) 93,2175 93,2175 A.10 Reboiler II ( E-223 )
C-220
Vb (32)
Lb (31)
25
33
E-223
Karena umpan merupakan sebagaian uap sebagian cair maka:
Vd = Vb + (1-q)F (McCabe,1997)
93,2175 = Vb + ((1-2,41288) x 59,9419)
Vb = 177,9085 kmol/jam
Lb = Vb + B
Lb = 177,9085 + 15,5527
Lb = 193,4611 kmol/jam
Komposisi :
X33 C14 = XLb C14 = XVb C14 = 0,00026
X33C16 = XLb C16 = XVb C16 = 0,30418
X33C18:0 = XLb C18:0 = XVb C18:0 = 0,06861
X33C18:1 = XLb C18:1 = XVb C12:1 = 0,54119
X33 C18:2 = XLb C18:2 = XVb C18:2 = 0,07979
X33C20 = XLb C20 = XVb C20 = 0,00597
C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
Alur 31 (Lb)
Total : N31 = 193,4611 kmol/jam
Asam Miristat : N31C14 = XLb C14 x N31
= 0,0499 kmol/jam
Asam Palmitat : N31C16 = XLb C16 x N31
= 58,8355 kmol/jam
Asam Stearat : N31C18 = XLb C18 x N31
= 13,3110 kmol/jam
Asam Oleat : N31C18:1 = XLb C18:1 x N31
= 104,6774 kmol/jam
Asam Linoleat : N31C18:2 = XLb C18:2 x N31
= 15,4334 kmol/jam
Asam Arachidic : N31C20 = XLb C20 x N31
= 1,1539 kmol/jam
Alur 33(Vb)
Total : N33 = 177,9085 kmol/jam
Asam Miristat : N33C14 = XVb C14 x N33
= 0,0459 kmol/jam
Asam Palmitat : N33C16 = XVb C16 x N33
= 54,1057 kmol/jam
Asam Stearat : N33C18 = XVb C18 x N33
= 12,2409 kmol/jam
Asam Oleat : N33C18:1 = XVb C18:1 x N33
= 96,2622 kmol/jam
Asam Linoleat : N3318:2 = XVb C18:2 x N33
= 14,1927 kmol/jam
Asam Arachidic : N33C20 = XVb C20 x N33
= 1,0612 kmol/jam
Tabel LA.23 Neraca Massa Reboiler II ( E-223 )
Komponen
BM
( Kg/Kmol)
Alur masuk Alur keluar Alur 31 ( Lb ) Alur 32 (Vb) Alur 33 (B)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
Asam Miristat
228,3600 0,0499 11,3949 0,0459 10,4788 0,0040 0,9161 Asam
Palmitat 256,2400 58,8355 15076,0190 54,1057 13864,0336 4,7299 1211,9855
Asam Stearat
284,4700 13,3110 3786,5776 12,2409 3482,1685 1,0701 304,4091 Asam Oleat
282,5000 104,6774 29571,3675 96,2622 27194,0777 8,4152 2377,2899 Asam
Linoleat 280,4000 15,4334 4327,5172 14,1927 3979,6211 1,2407 347,8961
Asam Arachidic
312,5200 1,1539 360,6264 1,0612 331,6351 0,0928 28,9913
Total 193,4611 53133,5027 177,9085 48862,0148 15,5527 4271,4879 F Total ( Kg/jam ) 53133,5027 53133,5027
N Total( Kmol/jam ) 193,4611 193,4611
Universitas Sumatera Utara
A.11 Kolom Fraksinasi III ( C-230 )
C-230
Vd 34)
Ld 36)
Vb 40)
Lb (39)
33
E-231
41
(37)
E-233
V-230
35
Alur 33
F33 = 4271,4879 Kg/jam
Neraca masing-masing komponen :
F33C14 ( Asam Miristat ) = 0,9161 Kg/jam
F33C16 ( Asam Palmitat ) = 1211,9855 Kg/jam
F33C18 ( Asam Stearat ) = 304,4091 Kg/jam
F33C18:1 ( Asam Oleat ) = 2377,2899 Kg/jam
F33 C18:2( Asam Linoleat ) = 347,8961 Kg/jam
F33C20 ( Asam Arachidic ) = 28,9913 Kg/jam
Alur 37( Destilat )
Top produk mengandung C16-C18 ( 99,9238% )
Neraca masing-masing komponen :
F37C14( Asam Miristat ) = F33C14 = 0,9161Kg/jam
F37C16 ( Asam Palmitat ) = F33 C16 =1211,9855 kg/jam
F37C18 ( Asam Stearat ) = 99 % x F33C18 = 301,3650 kg/jam
Sehingga :
F37= = = 1514,5042 Kg/jam
F37C18:1 ( Asam Oleat ) = F37– F37C14- F37C16 - F37C18
= 1514,5042 - 0,9161 – 1211,9855 - 301,3650
= 0,2377 Kg/jam
C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
C14 C16 C18 C18:1
C18:0 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
Alur 41 ( Bottom )
F41 = F33 – F37
= 4271,4879 – 1514,5042
= 2756,9837 Kg/jam
Neraca masing-masing komponen :
F41C18 ( Asam Stearat ) = F33 C18 - F37C18
= 304,4091- 301,3650 = 3,0441 Kg/jam
F41C18:1 ( Asam Oleat ) = F33 C18:1 - F37 C18:1 = 2377,0522 Kg/jam
F41 C18:2( Asam Linoleat ) = F33C18:2 = 347,8961 Kg/jam
F41C20 ( Asam Arachidic ) = F33 C20 = 28,9913 Kg/jam
Tabel LA.24 Neraca massa Kolom Fraksinasi III (C-230)
Komponen
BM
(kg/kmol)
Masuk Keluar Alur 33 Alur 37 Alur 41
N (kmol/jm)
F (kg/jm)
N (kmol/jm)
F (kg/jm)
N (kmol/jm)
F (kg/jm)
Asam Miristat 228,3600 0,00401 0,9161 0,0040 0,9161 - - Asam Palmitat 256,2400 4,72988 1211,9855 4,7299 1211,9855 - - Asam Stearat 284,4700 1,07009 304,4091 1,0594 301,3650 0,0107 3,0441 Asam Oleat 282,5000 8,41519 2377,2899 0,0008 0,2377 8,4143 2377,0522
Asam Linoleat 280,4000 1,24071 347,8961 - - 1,2407 347,8961 Asam Arachidic 312,5200 0,09277 28,9913 - - 0,0928 28,9913
15,5527 4271,4879 5,7653 1514,5042 9,7585 2756,9837
N total ( Kmol/jam) 15,5527 15,5527 F Total ( Kg/jam ) 4271,4879 4271,4879
Universitas Sumatera Utara
A.12 Kondensor V ( E-231 )
C-230
Vd (34)(35)
Ld (36)
33
E-231
(37)
V-23O
Menentukan kondisi umpan
Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan suhu umpan masuk
sampai syarat Σ Ki,Xi = 1 terpenuhi.
P = 29,7660 torr
Trial : T = 245oC = 518,15 K
Tabel LA.25 Titik Didih Umpan Masuk Fraksinasi Komponen XiF Pi,T
( Torr), ( 245oC) XiF. Pi
Asam Miristat 0,00026 86,25 0,02225 Asam Palmitat 0,30412 42,45 12,90992 Asam Stearat 0,06880 20,1 1,38297 Asam Oleat 0,54108 24,25 13,12112
Asam Linoleat 0,07978 28,5 2,27359 Asam Arachidic 0,00596 9,4 0,05607
Total 1,000 29,76592 Maka, suhu umpan (F) adalah 245 oC = 518,150 K. Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total) Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai
syarat Σyid/Ki = 1 terpenuhi.
P = 8,948 torr
Trial : T = 210 o C = 483,15 K
Tabel LA.26 Dew Point Destilat
Komponen YiD Pi,T ( Torr),(210oC)
YiD. Pi
Asam Miristat 0,00069 22,3 0,01544 Asam Palmitat 0,81632 10 8,16324
C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20
C14 C16 C18 C18:1
Universitas Sumatera Utara
Asam Stearat 0,18284 4,2 0,76792 Asam Oleat 0,00015 5,2 0,00076
Total 1,0000 8,94735 Maka, suhu destilat (D) adalah 210 oC = 483,15 K. Menentukan kondisi operasi bottom (reboiler) Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai
syarat Σxi.Ki = 1 terpenuhi.
P = 29,470 torr
Trial : T = 250 oC = 523,15 K.
Tabel LA.27 Bubble Point Produk Bawah Komponen XiB Pi,T
( Torr), (250oC) XiB. Pi
Asam Stearat 0,00110 24 0,02632 Asam Oleat 0,86225 29 25,00539
Asam Linoleat 0,12715 34 4,32281 Asam Arachidic 0,00950 11,7 0,11122
Total 1,0000 29,46577 Maka suhu vapor bottom (Vb) adalah 250 oC = 523,15 K. Refluks Minimum Destilat
1. Menghitung harga q
Tabel LA.28 Data Kondisi menghitung Harga q
Komponen Xi F Latent Heat
( Kcal/kg )
Latent Heat
( Kcal/kmol)
XiF.L Cp ( Kcal/KGK)
Cp (Kcal/kmolK)
XiF CP.Δ T
Asam Miristat 0,00026 81,5 18611,34 4,80036 0,81 184,9716 2,59749 Asam Palmitat 0,30412 78,5 20114,84 6117,33962 0,81 207,5544 6753,91354 Asam Stearat 0,06880 76 21619,72 1487,53333 0,81 230,4207 1839,08094 Asam Oleat 0,54108 79,5 22458,75 12151,91705 0,81 228,825 14238,62040
Asam Linoleat 0,07978 80,5 22572,2 1800,69825 0,81 227,124 2174,41811 Asam Arachidic 0,00596 74,5 23282,74 138,87373 0,81 253,1412 125,23268
1,00000 21701,16234 25.133,86315
Maka q = 3,24912
2. Menghitung haraga relative volatility (α)
a. Pada Kondensor atas ( T = 210oC)
α1= 4,28846
Universitas Sumatera Utara
b. Pada reboiler bottom ( T = 250oC)
α2= 0,82759
c. Harga α rata-rata
=1,88390
3. Mencari Harga Minimum stages pada Refluks Total
SM = 13
4. Minimum Refluks-Underwood Method
- Mencari pinch temperatur
-Lower pinch = Tb- (1/3)(Tb-Td)
Lower pinch = 250-(1/3)(250-210 ) =236,6667oC
-Upper pinch = Tb-(2/3)(Tb-Td)
Upper pinch = 246 –( 2/3)(250-210 ) = 223,3333 oC
Tabel LA.29 Data untuk Menghitung Relative volatility rata-rata Komponen Pada T = 223,3333 Pada T = 236,6667 αavg
v.p Α v.p α Asam Miristat 39,33328 3,98651 65,00000 3,75001 3,86645 Asam Palmitat 18,13333 1,83785 31,20000 1,80000 1,81883 Asam Stearat 7,86665 0,79730 14,26700 0,82310 0,81010 Asam Oleat 9,86660 1,00000 17,33330 1,00000 1,00000
Asam Linoleat 11,46664 1,16217 20,33336 1,17308 1,16761 Asam Arachidic 3,31990 0,33648 6,22000 0,35885 0,34748
Untuk menghitung harga ( L/D)min perlu dihitung harga θ.Harga θ dihitung dengan
menggunakan rumus :
Jadi, perlu adanya Trial harga θ hingga persamaan diatas sama dengan harga 1- q.
q = 3,24912 maka 1- q = - 2,24912
Universitas Sumatera Utara
trial harga θ harus diantara 1-1,81883
Trial θ = 1,25887
Tabel LA.30 Perhitungan Harga θ Komponen Xi.F α1avg.xiF α1avg-θ α1avg.xiF/( α1avg-θ) α1avg.xiF/( α1avg-θ)2
Asam Miristat 0,00026 0,00100 2,60758 0,00038 0,00015 Asam Palmitat 0,30412 0,55314 0,55996 0,98783 2,34273 Asam Stearat 0,06880 0,05574 -0,44877 -0,12420 0,20391 Asam Oleat 0,54108 0,54108 -0,25887 -2,09015 4,88188
Asam Linoleat 0,07978 0,09315 -0,09126 -1,02068 3,40883 Asam Arachidic 0,00596 0,00207 -0,91139 -0,00227 0,00213
-2,24912
21,30214
Dari perhitungan diatas dapat diperoleh harga θ = ( 1,25887)-( -2,24910/0,00213)=1,3645
= 3,0015 (L/D ) min = 2,0015
5. Menentukan Operation Reflux dan Theoretical Trays-Gilliland Plot
Min trays = SM = 13
(L/D)min = 2,0015
Harga (S-SM)/(S+1) didapat dari grafik hubungan antara Theoretical plates
dengan reflux ratio
Asumsi ( L/D)0 [L/D)0-(L/D)M]/(L/D)0+1 (S-Sm)/(S+1) Theo Stages 2,0015 0,0000 ~∞ ∞
2,1000 0,0318 0,6990 45,4886
2,2000 0,6875 0,1800 16,0647
2,6000 0,7222 0,1700 15,8591
2,8000 0,7368 0,1500 15,4624
3,0000 0,7500 0,1250 14,9921
∞ - - 13
Universitas Sumatera Utara
Dari data diatas di buat grafik (plot ) antara refluks ratio dan theoritical stages.
Kemudian diambil titik yang paling mendekati sumbu rfeluks minimim, dan dibetuk
segitiga sehingga dicari luas segitiga maksimumnya seperti gambar dibawah ini :
Dari gambar diatas dapat diperoleh :
Reflux ratio ( L/D) = 2,14
Theoritical stages = 25
Jika didapat harga : RD =Ld/D =2,14
LD = 2,14 x 5,7941= 12,39943 kmol/jam
Vd = Ld + D
Vd = 12,39943 + 5,7941= 18,1936 kmol/jam
Komposisi :
X37C14 = XLd C14 = XVd C14 = 0,00069
X37C16 = XLd C16 = XVd C16 = 0,81632
X37 C18 = XLd C18 = XVd C18 = 0,18284
X37 C18:1 = XLd C18:1 = XVd C18:1 = 0,00015
Alur 34 ( Vd )
Total : N34 = N36+ N 37 = 18,1936 kmol/jam
Asam Miristat : N34C14 = XVd C14x N34
= 0,01260 kmol/jam
Asam Palmitat : N34C16 = XVd C16 x N34
= 14,85184 kmol/jam
Asam Stearat : N34C18 = XVd C18x N34
= 3,32649 kmol/jam
Asam Oleat : N34C18:1 = XVd C18:1 x N34
= 0,00264 kmol/jam
Universitas Sumatera Utara
Alur 36 ( Ld )
Total : N36 = 12,39943 kmol/jam
Asam Miristat : N36C14 = XLd C14x N36
= 0,0086 kmol/jam
Asam Palmitat : N36C16 = XLd C16 x N36
= 10,1220 kmol/jam
Asam Stearat : N36C18 = XLd C18x N36
= 2,2671 kmol/jam
Asam Oleat : N36C18:1 = XLd C18:1 x N36
= 0,0018 kmol/jam
Tabel LA.31 Neraca Massa Kondensor V ( E-231)
Komponen
BM
( KG/KMOL)
Alur masuk Alur keluar Alur 34( Vd ) Alur 36 (Ld) Alur 37 (D) N
(kmol/jam) F
(kg/jam) N
(kmol/jam) F
(kg/jam) N
(kmol/jam) F
(kg/jam) Asam
Miristat 228,3600 0,01260 2,8764 0,0086 1,9604 0,0040 0,9161
Asam Palmitat
256,2400 14,85184 3805,6343 10,1220 2593,6489 4,7299 1211,9855 Asam Stearat
284,4700 3,32649 946,2860 2,2671 644,9211 1,0594 301,3650 Asam Oleat
282,5000 0,00264 0,7465 0,0018 0,5087 0,0008 0,2377
Total 18,1936 4755,5433 12,39943 3241,0390 5,7941 1514,5042 F Total ( Kg/jam ) 4755,5433 4755,5433
N Total ( Kmol/jam ) 18,1936 18,1936 A.13 Reboiler III ( E-233 )
C-230
Vb (40)
Lb (39)
33
41
E-233
Karena umpan merupakan sebagaian uap sebagian cair maka: Vd = Vb + (1-q)F (McCabe,1997)
18,1936 = Vb + ((1-3,24912) x 15,5527)
Vb = 53,1734 kmol/jam
C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
C18:0 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
Lb = Vb + B
Lb = 53,1734 +9,7585
Lb = 62,9319 kmol/jam
Komposisi :
X41C18:0 = XLb C18:0 = XVb C18:0 = 0,0011
X41C18:1 = XLb C18:1 = XVb C12:1 = 0,86255
X41 C18:2 = XLb C18:2 = XVb C18:2 = 0,12715
X41C20 = XLb C20 = XVb C20 = 0,0095
Alur 39 (Lb)
Total : N39 = 62,9319 kmol/jam
Asam Stearat : N39C18 = XLb C18 x N39
= 0,0690 kmol/jam
Asam Oleat : N39C18:1 = XLb C18:1 x N39
= 54,2634 kmol/jam
Asam Linoleat : N39C18:2 = XLb C18:2 x N39
= 8,0013 kmol/jam
Asam Arachidic : N39C20 = XLb C20 x N39
= 0,5982kmol/jam
Alur 40 (Vb)
Total : N40 = 53,1734 kmol/jam
Asam Stearat : N40C18 = XVb C18 x N40
= 0,0583 kmol/jam
Asam Oleat : N40C18:1 = XVb C18:1 x N40
= 45,8491 kmol/jam
Asam Linoleat : N40C18:2 = XVb C18:2 x N40
= 6,7605 kmol/jam
Asam Arachidic : N40C20 = XVb C20 x N40
= 0,5055 kmol/jam
Tabel LA.32 Neraca Massa Reboiler III ( E-233)
Komponen
BM
( Kg/Kmol)
Alur masuk Alur keluar Alur 39( Lb ) Alur 40 (Vb) Alur 41 (B)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
Asam Stearat
284,4700 0,0690 19,6311 0,0583 16,5870 0,0107 3,0441 Asam Oleat
282,5000 54,2634 45988,244
2 45,8491 43611,192
1 8,4143 2377,0522 Asam Linoleat
280,4000 8,0013 6730,6600 6,7605 6382,7639 1,2407 347,8961 Asam Arachidic
312,5200 0,5982 560,8883 0,5055 531,8970 0,0928 28,9913
Universitas Sumatera Utara
Total 62,9319
53299,4237 53,1734
50290,9849 50542,4400 9,7585
F Total( Kg/jam ) 53299,4237 53299,4237 N Total( Kmol/jam ) 62,9319 62,9319
A.11 Kolom Fraksinasi IV ( C-240 )
C-240
Vd (42)(43)
Ld 42)
Vb 48)
Lb (47)
41
E-241
49
(45)
E-243
V-240
Alur 41
F41 = 2756,9837 Kg/jam
Alur 45( Destilat )
Top produk mengandung C18:1 ( 80,5336 % )
Neraca masing-masing komponen :
F45C18 ( Asam Stearat ) = 23,43 % x F41C18 = 0,7132 Kg/jam
F45C18:1 ( Asam Oleat ) = 64,5 % x F41C18:1 = 1533,1986 Kg/jam
F45C18:2( Asam Linoleat ) = 99,7% x F41C18:2 = 346,8524 Kg/jam F45C20 ( Asam Arachidic ) = 79,46 * F41 C20 = 23,0360 Kg/jam
Sehingga :
F45 = 1903,8002 Kg/jam
Alur 49 (Bottom )
F49 = F41 – F45
= 2756,9837 – 1903,8002
= 853,1834 Kg/jam
Neraca masing-masing komponen :
F49C18 ( Asam Stearat ) = F41 C18 - F45C18
= 3,0441- 0,7132= 2,3309 Kg/jam
C18:0 C18:1 C18:2 C20
C18:0 C18:1 C18:2 C20
C18:0 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
F49C18:1 ( Asam Oleat ) = F41 C18:1 - F45 C18:1 = 843,8535 Kg/jam
F49C18:2( Asam Linoleat ) = F41 C18:2 - F45 C18:2= 1,0437 Kg/jam
F49C20 ( Asam Arachidic ) = F41 C20 - F45 C20 = 5,9554 Kg/jam
Tabel LA.24 Neraca massa Kolom Fraksinasi IV (C-240)
Komponen
BM (kg/kmol)
Masuk Keluar Alur 41 Alur 45 Alur 49
N (kmol/jm)
F (kg/jm)
N (kmol/jm)
F (kg/jm)
N (kmol/jm)
F (kg/jm)
Asam Stearat 284,4700 0,01070 3,0441 0,00251 0,7132 0,0082 2,3309 Asam Oleat 282,5000 8,41434 2377,0522 5,42725 1533,1986 2,9871 843,8535
Asam Linoleat 280,4000 1,24071 347,8961 1,23699 346,8524 0,0037 1,0437 Asam Arachidic 312,5200 0,09277 28,9913 0,07371 23,0360 0,0191 5,9554
9,7585 2756,9837 6,7405 1903,8002 3,0181 853,1834
N total ( Kmol/jam) 9,7585 9,7585 F Total( Kg/jam ) 2756,9837 2756,9837
A.12 Kondensor VI ( E-241 )
C-240
Vd (42)(43)
Ld (44)
41
E-241
(45)
V-240
Menentukan kondisi umpan
Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan suhu umpan masuk
sampai syarat Σ Ki,Xi = 1 terpenuhi.
P = 24,65 torr
Trial : T = 245oC = 518,15 K
Tabel LA.25 Titik Didih Umpan Masuk Fraksinasi Komponen XiF Pi,T
( Torr), ( 245oC) XiF. Pi
Asam Stearat 0,00110 20,1 0,0220 Asam Oleat 0,86226 24,25 20,9097
Asam Linoleat 0,12714 28,5 3,6235 Asam Arachidic 0,00951 9,4 0,0894
C18 C18:1 C18:2 C20
C18 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
Total 1,000 24,6446 Maka, suhu umpan (F) adalah 250 oC = 523,15 K. Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total)
Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai
syarat Σyid/Ki = 1 terpenuhi.
P = 8,496 torr
Trial : T = 220 o C = 493,15 K
Tabel LA.35 Dew Point Destilat
Komponen YiD Pi,T (Torr),(220oC)
YiD. Pi
Asam Stearat 0,00037 6,6 0,00245 Asam Oleat 0,80518 8,3 6,68295
Asam Linoleat 0,18352 9,7 1,78012 Asam Arachidic 0,01094 2,75 0,03007
Total 1,0000 8,49560 Maka, suhu destilat (D) adalah 220 oC = 493,15 K. Menentukan kondisi operasi bottom (reboiler)
Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai
syarat Σxi.Ki = 1 terpenuhi.
P = 28,890 torr
Trial : T = 250 oC = 523,15 K.
Tabel LA.36 Bubble Point Produk Bawah
Komponen XiB Pi,T ( Torr), (250oC)
XiB. Pi
Asam Stearat 0,00271 24 0,06516 Asam Oleat 0,98974 29 28,70240
Asam Linoleat 0,00123 34 0,04193 Asam Arachidic 0,00631 11,7 0,07387
Total 1,0000 28,88336 Maka suhu vapor bottom (Vb) adalah 250 oC = 523,15 K. Refluks Minimum Destilat
1. Menghitung harga q
Tabel LA.37 Data Kondisi menghitung Harga q
Komponen Xi F Latent Heat
( Kcal/kg )
Latent Heat
( Kcal/kmol)
XiF.L Cp ( Kcal/KGK)
Cp (Kcal/kmolK)
XiF CP.Δ T
Universitas Sumatera Utara
Asam Stearat 0,00110 76 21619,72 23,70756849 0,81 230,4207 5,672503675 Asam Oleat 0,86226 79,5 22458,75 19365,18597 0,81 228,825 4429,512255
Asam Linoleat 0,12714 80,5 22572,2 2869,863554 0,81 227,124 648,2861342 Asam Arachidic 0,00951 74,5 23282,74 221,3300567 0,81 253,1412 54,02384452
1,00000 22480,08715 5137,494737
Maka q = 1,22854 2. Menghitung haraga relative volatility (α)
a. Pada Kondensor atas ( T = 220oC)
α1= 0,68041
b. Pada reboiler bottom ( T = 250oC)
α2= 0,70588
c. Harga α rata-rata
=0,69303
3. Mencari Harga Minimum stages pada Refluks Total
SM = 19
4. Minimum Refluks-Underwood Method
- Mencari pinch temperatur
-Lower pinch = Tb- (1/3)(Tb-Td)
Lower pinch = 250-(1/3)(250-220 ) =230oC
-Upper pinch = Tb-(2/3)(Tb-Td)
Upper pinch = 246 –( 2/3)(250-220 ) = 240 oC
Universitas Sumatera Utara
Tabel LA.38 Data untuk Menghitung Relative volatility rata-rata Komponen Pada T = 230 Pada T = 240 αavg
v.p Α v.p α Asam Stearat 9,766 0,6081 14,2667 0,5286 0,5670 Asam Oleat 12,216 0,7606 17,3333 0,6422 0,6989
Asam Linoleat 16,06 1,0000 26,99 1,0000 1,0000 Asam Arachidic 3,203 0,1994 5,051 0,1871 0,1932
Untuk menghitung harga ( L/D)min perlu dihitung harga θ.Harga θ dihitung dengan
menggunakan rumus :
Jadi, perlu adanya Trial harga θ hingga persamaan diatas sama dengan harga 1- q.
q = 1,22854 maka 1- q = - 0,22854
trial harga θ harus diantara 1-0,6989
Trial θ = 0,94329
Tabel LA.39 Perhitungan Harga θ Komponen Xi.F α1avg.xiF α1avg-θ α1avg.xiF/( α1avg-θ) α1avg.xiF/( α1avg-θ)2
Asam Stearat 0,00110 0,00062 -0,37634 -0,00165 0,00439 Asam Oleat 0,86226 0,60265 -0,24436 -2,46620 10,09232
Asam Linoleat 0,12714 0,12714 0,05671 2,24196 39,53375 Asam Arachidic 0,00951 0,00184 -0,75010 -0,00245 0,00326
-0,22854 49,63373 Dari perhitungan diatas dapat diperoleh harga
θ = ( 0,94329)-( -2,21723/49,63373)=0,94559
= 1,0880 (L/D ) min = 0,880
5. Menentukan Operation Reflux dan Theoretical Trays-Gilliland Plot
Min trays = SM = 19
(L/D)min = 0,880
Harga (S-SM)/(S+1) didapat dari grafik hubungan antara Theoretical plates
dengan reflux ratio
Universitas Sumatera Utara
Asumsi ( L/D)0 [L/D)0-(L/D)M]/(L/D)0+1 (S-Sm)/(S+1) Theo Stages
0,880 0,0000 ∞ ∞
0,1000 0,0109 0,7400 79,7692
0,5000 0,3333 0,3500 31,3077
1,0000 0,5000 0,2700 27,7671
1,5000 0,6000 0,2000 25,2500
2,0000 0,6667 0,1800 24,6098
∞ - - 19 Dari data diatas di buat grafik (plot ) antara refluks ratio dan theoritical stages.
Kemudian diambil titik yang paling mendekati sumbu rfeluks minimim, dan dibetuk
segitiga sehingga dicari luas segitiga maksimumnya seperti gambar dibawah ini :
Dari gambar diatas dapat diperoleh :
Reflux ratio ( L/D) = 0,36
Theoritical stages = 45
Jika didapat harga : RD =Ld/D =0,36
LD = 0,36 x 6,7405= 2,42657 kmol/jam
Vd = Ld + D
Vd = 2,42657+ 6,7405 = 9,1670 kmol/jam Komposisi :
X45 C18 = XLd C14 = XVd C14 = 0,00069
Universitas Sumatera Utara
X45C18:1 = XLd C16 = XVd C16 = 0,81632
X45C18:2 = XLd C18 = XVd C18 = 0,18284
X45 C20 = XLd C18:1 = XVd C18:1 = 0,00015
Alur 42( Vd )
Total : N42 = N41+ N 45 = 9,1636 kmol/jam
Asam Stearat : N42C18 = XVd C14x N42
= 0,00341 kmol/jam
Asam Oleat : N42C18:1 = XVd C16 x N42= 7,38106 kmol/jam
Asam Linoleat : N42C18:2 = XVd C18x N42
= 1,68571 kmol/jam
Asam Arachidic : N42C20 = XVd C18:1 x N40
= 0,10025 kmol/jam
Alur 44 ( Ld )
Total : N44 = 2,4266 kmol/jam
Asam Stearat : N44C18 = XLd C18x N44
= 0,0009 kmol/jam
Asam Oleat : N44C18:1 = XLd C18:1 x N44= 1,9538 kmol/jam
Asam Linoleat : N44C18:2 = XLd C18:2x N44
= 0,4487 kmol/jam
Asam Arachidic : N44C20 = XLd 20 x N44= 0,0265 kmol/jam
Tabel LA.31 Neraca Massa Kondensor VI ( E-241)
Komponen
BM
( KG/KMOL)
Alur masuk Alur keluar Alur 42( Vd ) Alur 44 (Ld) Alur 45 (D)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
Asam Stearat
284,4700 0,00341 0,9700 0,0009 0,2568 0,0025 0,7132 Asam Oleat
282,5000 7,38106 2085,1501 1,9538 551,9515 5,4273 1533,1986 Asam
Linoleat 280,4000 1,68571 472,6726 0,4487 125,8202 1,2370 346,8524
Asam Arachidic
312,5200 0,10025 31,3289 0,0265 8,2930 0,0737 23,0360
Total 9,1670 2589,1517 2,4266 685,3515 6,7405 1903,8002 F Total ( Kg/jam ) 2589,1517 2589,1517
N Total( Kmol/jam ) 9,1670 9,1670
Universitas Sumatera Utara
A.13 Reboiler IV( E-242 )
C-240
Vb (48)
Lb (47)
41
49
E-243
Karena umpan merupakan sebagaian uap sebagian cair maka:
Vd = Vb + (1-q)F (McCabe,1997)
9,1670 = Vb + ((1-1,22854) x 9,7585)
Vb = 11,3972 kmol/jam
Lb = Vb + B
Lb = 11,3972 +3,0181
Lb = 14,4153 kmol/jam
Komposisi :
X49C18:0 = XLb C18:0 = XVb C18:0 = 0,00271
X49C18:1 = XLb C18:1 = XVb C12:1 = 0,98974
X49 C18:2 = XLb C18:2 = XVb C18:2 = 0,00123
X49C20 = XLb C20 = XVb C20 = 0,00631
Alur 47 (Lb)
Total : N47 = 14,4153 kmol/jam
Asam Stearat : N47C18 = XLb C18 x N47
= 0,0391 kmol/jam
Asam Oleat : N47C18:1 = XLb C18:1 x N47
= 14,2673 kmol/jam
Asam Linoleat : N47C18:2 = XLb C18:2 x N47= 0,0178 kmol/jam
Asam Arachidic : N47C20 = XLb C20 x N47
= 0,0910 kmol/jam
C18:0 C18:1 C18:2 C20
C18:0 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
Alur 49 (Vb)
Total : N49 = 11,3972 kmol/jam
Asam Stearat : N49C18 = XVb C18 x N49
= 0,0309kmol/jam
Asam Oleat : N49C18:1 = XVb C18:1 x N49
= 11,2802 kmol/jam
Asam Linoleat : N49C18:2 = XVb C18:2 x N49
= 0,0141 kmol/jam
Asam Arachidic : N49C20 = XVb C20 x N49
= 0,0720 kmol/jam
Tabel LA.32 Neraca Massa Reboiler IV ( E-243)
Komponen
BM
( Kg/Kmol)
Alur masuk Alur keluar Alur 47( Lb ) Alur 48 (Vb) Alur 49 (B)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
N (kmol/jam)
F (kg/jam)
Asam Stearat
284,4700 0,0391 11,1329 0,0309 8,8021 0,0082 2,3309 Asam Oleat
282,5000 14,2673 4030,5200 11,2802 3186,6665 2,9871 843,8535 Asam
Linoleat 280,4000 0,0178 4,9850 0,0141 3,9413 0,0037 1,0437
Asam Arachidic
312,5200 0,0910 28,4447 0,0720 22,4894 0,0191 5,9554
Total 14,4153 4075,0826 11,3972 3221,8992 3,0181 853,1834 F Total ( Kg/jam ) 4075,0826 4075,0826
N Total( Kmol/jam ) 14,4153 14,4153
Universitas Sumatera Utara
LAMPIRAN B
PERHITUNGAN NERACA PANAS
Basis Perhitungan : 1 jam operasi
Satuan Operasi : KJ/jam
Temperatur Referensi : 25 0 C = 298,15 K
Kapasitas : 89.080 Ton/tahun
Perhitungan neraca panas menggunakan rumus sebagai berikut:
Perhitungan beban panas pada masing-masing alur masuk dan keluar.
Q = H = ∫T
Tref
dTxCpxn (Smith,Van Ness, 1996)
Perhitungan neraca panas melibatkan reaksi menggunakan rumus adalah sebagai
berikut:
B.1 Data-data kapasitas Panas, Perubahan Fasa dan Panas Reaksi
Komponen B.1.1 Kapasitas panas Komponen Cair
Perhitungan estimasi Cp ( l ) dalam J/mol K dengan Metode Chueh dan
Swanson
Tabel LB.1 Konstribusi Gugus untuk Metode Chueh dan Swanson
Gugus Cp ( J/mol K )
-CH= 21,34
-CH 20,92
-CH2 - 30,38
-CH3 36,82
-OH- 44,77
-COO- 52,97
-COOH- 79,91
-O- 35,15
( Sumber : Reid, dkk ; 1987 )
Universitas Sumatera Utara
Untuk Trigliserida :
Contoh perhitungan kapasitas panas untuk Trikaprilin :
Cp (l) Trikaprilin = 3(-CH3) + 20(-CH2 -) + 3 (-COO-) + 3( -O-)
= (3x 36,82 ) + ( 20 x 30,38 ) + ( 3 x 52,97 ) + ( 3 x35,15 )
= 1003,34 J/mol K = 1,0034 KJ/mol K
Maka dapat diperoleh nilai kapasitas panas lain untuk Trigliserida yaitu :
Cp (l) Trikaprin = 1185,62 j/molK = 1,185 KJ/molK
Cp (l) Trikalaurin = 1367,9 J/mol K = 1,3679 KJ/molK
Cp (l) Trimiristin = 1550,18 J/mol K = 1,55018 Kj/molK
Cp (l) Tripalmitin = 1732,46 J/mol K = 1,73246 Kj/molK
Cp (l) Tristearin = 1914,74 J/mol K = 1,91474 Kj/molK
Cp (l) Triolein = 1875,74 J/mol K = 1,87574 KJ/molK
Cp (l) Trilinolein = 1857,66 J/molK = 1,857,66 KJ/molK
Cp (l) Triarachidin = 2097,02 J/mol K = 2,09702 Kj/molK
Tabel LB.2 Hasil Perhitungan Nilai Kapasitas Panas ( Cp(l)) untuk Trigliserida Komponen Cp(l) ( Kj/molK)
Trikaprilin 1,0034
Trikaprin 1,185
Trilaurin 1,3679
Trimiristin 1,55018
Tripalmitin 1,73246
Tristearin 1,91474
Triolein 1,87574
Trilinolein 1,85766
Triarachidin 2,09702
Untuk Asam Lemak :
Contoh perhitungan kapasitas panas untuk asam kaprilat :
Cp (l) asam kaprilat = 1(-CH3) + 6(-CH2 -) + 1 (-COOH-)
= (1x 36,82 ) + ( 6 x 30,38 ) + ( 1 x 79,91 )
= 299,01 J/mol K = 0,29901 KJ/mol K
Maka dapat diperoleh nilai kapasitas panas lain untuk asam lemak yaitu :
Cp (l) Asam kaproat = 359,77 J/molK = 0,35977 KJ/molK
Cp (l) Asam laurat = 420,53 J/mol K = 0,42053 KJ/molK
Universitas Sumatera Utara
Cp (l) Asam miristat = 481,29 J/mol K = 0,48129 Kj/molK
Cp (l) Asam palmitat = 542,05 J/mol K = 0,54205 Kj/molK
Cp (l) Asam stearat = 602,81 J/mol K = 0,60281 Kj/molK
Cp (l) Asam oleat = 542,05 J/mol K = 0,54205 KJ/molK
Cp (l) Asam linoleat = 481,29 J/molK = 0,48129 KJ/molK
Cp (l) Asam arachidic = 663,57 J/mol K = 0,66357 Kj/molK
Data-data kapasitas panas komponen lain, diantaranya :
Cp (l) Gliserol = 215,99 J/mol K = 0,21599 Kj/molK
Tabel LB.3 Hasil Perhitungan Nilai Kapasitas Panas ( Cp(l)) untuk Asam lemak Komponen Cp(l) ( Kj/molK)
Asam Kaprilat 0,29901
Asam Kaproat 0,35977
Asam laurat 0,42053
Asam Miristat 0,48129
Asam Palmitat 0,54205
Asam Stearat 0,60281
Asam Oleat 0,54205
Asam Linoleat 0,48129
Asam Arachidic 0,66357
Tabel LB.4 Kapasitas Panas Cairan Cpl T°K = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [J/mol K] Komponen A b c D
Air 1,82964E+01 4,72118E–01 –1,33878E–03 1,31424E–06
B.1.2 Panas Pembentukan Standar ∆Hfo298
Perhitungan estimasi ∆Hfo298 ( KJ/mol ) dengan Menggunakan metode
Joback
Tabel LB.5 Nilai Gugus pada Perhitungan ∆Hfo298 dengan metode Joback
Gugus ∆Hfo
298 (K J/mol)
-CH= 37,97
-CH 29,89
-CH2 - -20,64
Universitas Sumatera Utara
-CH3 -76,45
-OH- -208,04
-COO- -337,92
-COOH- -426,72
-O- -132,22
(Sumber : Reid,dkk, 1987)
∆Hfo298 = 68,29 + ∑
=
∆n
iiHiN
1
Untuk Trigliserida :
Contoh perhitungan panas pembentukan standar untuk Trikaprilin :
∆Hfo298 Trikaprilin = 3(-CH3) + 20(-CH2 -) + 3 (-COO-) + 3( -O-)
= (3x 29,89 ) + ( 20 x -20,64 ) + ( 3 x-337,92 ) + ( 3 x-132,22 )
+ 68,29
= -1954,39 KJ/mol
Maka dapat diperoleh nilai ∆Hfo298 lain untuk Trigliserida pada tabel berikut ini:
Tabel LB.6.A Hasil Perhitungan ∆Hfo298 dengan metode Joback
Komponen ∆Hfo
298 ( Kj/molK)
Trikaprilin -2078,23
Trikaprin -2202,07
Trilaurin -2325,91
Trimiristin -2449,75
Tripalmitin -2603,48
Tristearin -2486,26
Triolein -2369,04
Trilinolein -2697,43
Triarachidin -2078,23
Untuk Asam Lemak :
Contoh perhitungan panas pembentukan standar untuk asam kaprilat :
Cp (l) asam kaprilat = 1(-CH3) + 6(-CH2 -) + 1 (-COOH-) + 68,29
= (1x 29,89 ) + ( 6 x -20,64 ) + ( 1 x -426,72 )
= -558,72 KJ/mol K
Maka dapat diperoleh nilai ∆Hfo298 lain untuk asam lemak pada tabel berikut ini:
Tabel LB.6.B Hasil Perhitungan ∆Hfo298 dengan metode Joback
Komponen ∆Hfo298 ( Kj/mol)
Universitas Sumatera Utara
Asam Kaprilat -558,72
Asam Kaproat -600
Asam laurat -641,28
Asam Miristat -682,56
Asam Palmitat -723,84
Asam Stearat -765,12
Asam Oleat -723,84
Asam Linoleat -682,56
Asam Arachidic -806,4
Data-data ∆Hfo298 komponen lain, yaitu :
∆Hfo298 Gliserol = -567,22 Kj/mol
∆Hfo298 H2O = -240,8333 Kj/mol
B.1.3 Oil Thermal Heater (OTH)
Tabel 7. Harga Kapasitas Panas untuk Oil Thermal Heater (OTH)
Suhu (°C) Cp (kJ/kg.K)
250 2,41
255 2,42
260 2,44
265 2,46
270 2,48
275 2,5
290 2,56
(Sumber: Feld and Hahn GMBH, 1998)
Universitas Sumatera Utara
B.2 Perhitungan Neraca panas pada Peralatan Proses
B.2.1 Heater I (E-101) Pada Heater I (E-101) pure water ( H2O) yang berasal dari tangki
penyimpanan (F-120 ) akan dipanaskan terlebih dahulu sebelum diumpankan
kedalam splitting (C-101) sebagai reaktan dari 27 0C berubah hingga menjadi 90 0C.
Heater(E-101)
Air
Steam 180oC: 1 atm
Kondensat 90oC ; 1 atm
1 atm; 270C
1 atm; 900C
Air1 2
Persamaan neraca panas :
Panas masuk = Panas keluar + Akumulasi
Asumsi : keadaan steady state sehingga akumulasi = 0
Maka :
Panas masuk = Panas keluar
Pnas reaktan + Panas Steam = Panas Produk
Kondisi Masuk :
- Alur masuk : Alur 1
- Komponen masuk : H2O( Air )
- Suhu referensi : 27oC
- Suhu alur 1 : 25oC
Tabel LB.8 Kalor masuk pada Heater ( E-101) Alur Senyawa F
(Kg/jam)
BM
(Kg/Kmol)
N
(mol/jam) ∫27
25dT Cp
Qin
( Kj/jam)
1 H2O( Air ) 611,9041 18 33.994,677204 0,298692 10153,937
Total 10153,937
Universitas Sumatera Utara
Kondisi keluar :
- Alur keluar : Alur 2
- Komponen keluar : H2O( Air )
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 2 : 90oC
Tabel LB.9 Kalor keluar pada Heater ( E-101) Alur Senyawa F
(Kg/jam)
BM
(Kg/Kmol)
N
(mol/jam) ∫90
25dT Cp
Qout
( Kj/jam)
2 H2O( Air ) 611,9041 18 33994,67204 4,889 166.193,153
Total 166.193,153
Air ( H2O )
∫15,363
15,298
dT Cpl = [ ]∫ −+−+363,15
298,15
36 23-1- dTT1,31.10T1,34.10 T4,72.1018,3
=
−+−×−
−×+−×
−−
−
)15,29815,363(410.31,1)15,29815,363(
310.34,1
)15,29815,363(210.72,4)15,29815,363(3,18
446
333
221
= 4,889 Kj/mol
Neraca Energi Total sistem :
dq/ dt = Qout-Q in
= 166.193,153- 10153,937
= 156.039,216 kj/jam
Media pemanas yang dipakai steam adalah uap panas pada 180oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 100oC.
Superheated steam pada 1 atm, 180 0C,H(1800C)= 2013,1 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Saturated steam pada 1 atm, 1000C, HV(1000C) = 2676 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
HL(1000C) = 419,1 KJ/Kg (Geankoplis,
2003)
q = [H(180oC) – Hv(100oC)]+ [Hv(100oC) – HL(100oC)]
Universitas Sumatera Utara
q = [2013,1 – 2676] + [2676 – 419,1]
q= 1594 KJ/kg
Massa steam yang diperlukan:
kJ/kg 1594kJ/jam 6156.039,21
qQm ==
= 97,892 Kg/Jam
Tabel LB.10 Neraca Panas Heater (E-101) Komponen Q Masuk
(kJ/jam)
Q Keluar
(kJ/jam)
Umpan (H2O) 10153,937 -
Produk (H2O) - 166193,153
Panas yang dibutuhkan 156039,216 -
Total 166193,153 166193,153
B.2.2 Heater II (E-102) Pada Heater II (E-102) Palm Kernel Oil( PKO ) yang berasal dari tangki
penyimpanan (F-102 ) akan dipanaskan terlebih dahulu sebelum diumpankan
kedalam splitting (C-110) sebagai reaktan dari 27 0C berubah hingga menjadi 90 0C.
Heater(E-102)
PKO, H2O
Steam 180oC : 1 atm
Kondensat 100oC : 1 atm
1 atm; 270C
1 atm; 900C
PKO,H2O3 4
Persamaan neraca panas :
Panas masuk = Panas keluar + Akumulasi
Universitas Sumatera Utara
Asumsi : keadaan steady state sehingga akumulasi = 0
Maka :
Panas masuk = Panas keluar
Pnas reaktan + Panas Steam = Panas Produk
Kondisi Masuk :
- Alur masuk : Alur 3
- Komponen masuk : PKO ( Palm Kerenel Oil )
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 3 : 27oC
Air ( H2O)
∫15,310
15,298
dT Cpl = [ ]∫ −+−+310,15
298,15
36 23-1- dTT1,31.10T1,34.10 T4,72.1018,3
=
−+−×−
−×+−×
−−
−
)15,29815,310(410.31,1)15,29815,310(
310.34,1
)15,29815,310(210.72,4)15,29815,310(3,18
446
333
221
= 0,149 Kj/mol
Tabel LB.11 Kalor masuk pada Heater ( E-102)
ALUR SENYAWA
F
(Kg/jam)
N
(mol/jam ) ∫27
25dT Cp
Q IN
( Kj/jam )
Alur 3
Trikaprilin 547,2855 1265,02 2,007 2538,490
Trikaprin 517,7025 1001,79 2,371 2375,473
Trilaurin 7011,1710 11667,20 2,736 31919,128
Trimiristin 2351,8485 3432,95 3,100 10643,395
Tripalmitin 1242,4860 1616,31 3,465 5600,368
Tristearin 310,6215 363,98 3,788 1378,613
Triolein 2425,8060 2862,31 3,751 10737,891
Trilinolein 354,9960 422,01 3,715 1567,907
Triarachidin 29,5830 31,55 4,194 132,335
H2O 208,500 11583,33 0,149 1729,426
Total 68.623,027
Universitas Sumatera Utara
Kondisi keluar :
- Alur keluar : Alur 2
- Komponen keluar : PKO dan H2O( Air )
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 2 : 90oC
TabeL B.12 Kalor keluar pada Heater ( E-102)
ALUR SENYAWA
F
(Kg/jam)
N
(mol/jam ) ∫90
27dT Cp
Q out
( Kj/jam )
Alur 4
Trikaprilin 547,2855 1265,02 63,210 79962,431
Trikaprin 517,7025 1001,79 74,694 74827,396
Trilaurin 7011,1710 11667,20 86,178 1005452,534
Trimiristin 2351,8485 3432,95 97,661 335266,941
Tripalmitin 1242,4860 1616,31 109,145 176411,580
Tristearin 310,6215 363,98 119,311 43426,320
Triolein 2425,8060 2862,31 118,172 338243,569
Trilinolein 354,9960 422,01 117,033 49389,084
Triarachidin 29,5830 31,55 132,112 4168,562
H2O 208,500 11583,33 4,889 56628,600
Total 2163777,017
Neraca Energi Total sistem :
dq/ dt = Qout-Q in
= 2163777,017- 68623,027
= 2095153,990 Kj/jam
Media pemanas yang dipakai steam adalah uap panas pada 180oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 100oC.
Superheated steam pada 1 atm, 180 0C,H(1800C)= 2013,1 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Saturated steam pada 1 atm, 1000C, HV(1000C) = 2676 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
HL(1000C) = 419,1 KJ/Kg (Geankoplis,
2003)
Universitas Sumatera Utara
q = [H(180oC) – Hv(100oC)]+ [Hv(100oC) – HL(100oC)]
q = [2013,1 – 2676] + [2676 – 419,1]
q= 1594 KJ/kg
Massa steam yang diperlukan:
kJ/kg 1594kJ/jam 02095153,99
qQm ==
= 1314,4002 Kg/Jam
Tabel LB.13 Neraca Panas Heater (E-102)
SENYAWA
Q masuk
( Kj/jam )
Q out
( Kj/jam )
Trikaprilin 2538,490 79962,431
Trikaprin 2375,473 74827,396
Trilaurin 31919,128 1005452,534
Trimiristin 10643,395 335266,941
Tripalmitin 5600,368 176411,580
Tristearin 1378,613 43426,320
Triolein 10737,891 338243,569
Trilinolein 1567,907 49389,084
Triarachidin 132,335 4168,562
H2O 1729,426 56628,600
Steam 2095153,990 -
Total 2163777,017 2163777,017
B.2.3 Splitting ( C-110 )
SPLITTING 255 oC ; 54 bar
2
5
4
6 H2O
PKO, H2O
PKO-FA, H2O
PKO-TG, Gliserol,H2O
Steam 300oC: 1 atm
Kondensat 265oC: 1 atm
Universitas Sumatera Utara
Reaksi hidrolisis yang terjadi pada kolom splitting :
Trigilserida Air Asam Lemak Gliserol
Laju pembentukan pada 2550C, 54 atm (r) = 438,42 mol/jam
• Panas reaksi pembentukan pada suhu 250C (ΔH
R 25
0C)
ΔHR
250C = ΣHf
produk - ΣHf
reaktan
Tabel LB.14 Hasil perhitungan panas reaksi pembentukan produk pada suhu 25oC Komponen produk τ produk ΔHf ΣHf produk
Asam Kaprilat 1 -558,72 -558,720
Asam Kaproat 1 -600 -600,000
Asam Laurat 1 -641,28 -641,280
Asam Miristat 1 -682,56 -682,560
Asam Palmitat 1 -723,84 -723,840
Asam Stearat 1 -765,12 -765,120
Asam Oleat 1 -723,84 -723,840
Asam Linoleat 1 -682,56 -682,560
Asam Arachidic 1 -806,4 -806,400
Gliserol 1 -567,220 -567,220
Total -6751,540
Tabel LB.15 Hasil perhitungan panas reaksi pembentukan reaktan pada suhu 250 C Komponen Reaktan τ reaktan ΔHf ΣHf reaktan
Trikaprilin 1 -1954,390 1954,390
Trikaprin 1 -2078,230 2078,230
Trilaurin 1 -2202,070 2202,070
Trimiristin 1 -2325,910 2325,910
Tripalmitin 1 -2449,750 2449,750
Tristearin 1 -2603,480 2603,480
Triolein 1 -2486,260 2486,260
CH2 - O - C - R1
O
CH - O - C - R2
O
CH2 - O - C - R3
O+ 3H2O
R1COOH
R2COOH
R3COOH
+
CH2OH
CHOH
CH2OH
3
Universitas Sumatera Utara
Trilinolein 1 -2369,040 2369,040
Triarachidin 1 -2697,430 2697,430
H2O 3 -240,833 -722,500
Total -21889,060
Maka : ΔHR
250C = -6751,540 + 21889,060 = 15137,5199 kj /mol
• Panas Produk yang akan dibawa keluar pada suhu 255C
Tabel LB.16 Hasil Perhitungan panas produk pembentukan pada suhu 255oC
Komponen
Produk
N
(mol/jam) ∫255
25dT Cp
Q
( KJ/JAM)
TG 451,01 338,1000 152485,5491
GLISEROL 1770,02 49,6777 87930,6861
H2O 59975,66 58,6448 3517263,2848
Asam Kaprilat 3719,16 68,7723 255775,0568
Asam Kaproat 2945,25 82,7471 243710,7450
Asam Laurat 34301,57 96,7219 3317713,0684
Asam Miristat 10092,89 110,6967 1117249,2139
Asam Palmitat 4751,94 124,6715 592431,0860
Asam Stearat 1070,09 138,6463 148364,2959
Asam Oleat 8415,19 124,6715 1049133,7886
Asam Linoleat 1240,71 110,6967 137342,8959
Asam Arachidic 92,77 152,6211 14158,1025
TOTAL 10633557,7731
Air ( H2O)
∫15,373
15,298
dT Cpl = [ ]∫ −+−+373,15
298,15
36 23-1- dTT1,31.10T1,34.10 T4,72.1018,3
Universitas Sumatera Utara
=
−+−×−
−×+−×
−−
−
)15,29815,373(410.31,1)15,29815,373(
310.34,1
)15,29815,373(210.72,4)15,29815,373(3,18
446
333
221
= 5,646641 Kj/mol
∫15,528
15,373
dT Cpv = [ ]∫ −+−+,15528,
298,15
36 23-1- dTT1,31.10T1,34.10 T4,72.1018,3
=
−+−×−
−×+−×
−−
−
)15,29815,528(410.31,1)15,29815,528(
310.34,1
)15,29815,528(210.72,4)15,29815,528(3,18
446
333
221
= 12,3442 Kj/mol
ΔHVL = 40,656 Kj/molK
∫15,528
15,298
dT Cpl = ∫15,373
15,298
dT Cpl + ∫15,528
15,373
dT Cpv + ΔHVL = 58,6448 Kj/mol
• Panas reaktan yang bereaksi pada suhu 900C
Tabel LB.17 Hasil Perhitungan Panas reaktan pembentukan pada suhu 250C
KOMPONEN
Reaktan
N
(mol/jam) ∫90
25dT Cp
Q
( KJ/JAM)
TG 22663,1147 95,5500 2165460,6089
H2O 45578,0054 4,8888 222821,7527
Total 2388282,3615
ΔHR 255
0C = ΔH oProduk + ΔH
R 25
0C - ΔH oReaktan
ΔHR 2550C = 1456,6676 + 15137,5199 -100,4388
= 16493,749 kj/mol
Qr = ΔHR
2550C x r = 16493,749 x 440,61 = 7.267.299,057 Kj/jam
Maka panas yang dibutuhkan pada alur 7 (steam yang dibutuhkan)
Q9 (steam) = (Qout + Qr) – (Q
2 + Q
4)
= (10633557,7731 + 7267299,057) – (166193,153 + 2095153,990)
= 15570886,661 kj/jam
Universitas Sumatera Utara
Steam yang digunakan pada kondisi :
Media pemanas yang dipakai steam adalah uap panas pada 300oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 260oC .
Superheated steam pada 1 atm, 300 0C,H(3000C)= 3074,3 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Saturated steam pada 39,25 atm, 2500C, HV(2500C) =2800,4 KJ/Kg (Geankoplis,
2003)
HL(2500C) = 1085,8 KJ/Kg (Geankoplis,
2003)
q = [H(300oC) – Hv(250oC)]+ [Hv(300oC) – HL(250oC)]
q = [3074,3 – 2800,4] + [2800,4 – 1085,8]
q = 1988,5 KJ/kg
Massa steam yang diperlukan:
kJ/kg 1988,5kJ/jam 6115570886,6
qQm ==
= 7830,4685 Kg/Jam
Tabel LB.18 Perhitungan neraca panas Splitting ( C-210 )
Komponen
Q masuk
Kj/jam)
Q keluar
(kj/jam )
Umpan 2329970,1695 -
Produk - 10633557,7731
Qr - 7267299,0572
Steam 15570886,661 -
Total 17900856,8303 17900856,8303
B.2.4 Flash Tank I ( FT-110)
Flash Tank I 120oC; 0,5 atm
7
5 85
PKO-TG, Gliserol,H2O PKO-TG, Gliserol,H2O
120oC
H2O 120oC
255oC
Universitas Sumatera Utara
Panas masuk = Panas Keluar
Q5= Q
7+ Q
8
Tabel LB.19 Hasil Perhitungan neraca Panas masuk pada alur 5
Komponen
N
(mol/jam) ∫255
25dT Cp
Q5
(kj/jam ) Trikaprilin 25,3004 230,7682 5838,526673
Trikaprin 20,0357 272,6926 5463,587629
Trilaurin 233,3440 314,617 73413,99453
Trimiristin 68,6591 356,5414 24479,8084
Tripalmitin 32,3261 398,4658 12880,84551
Tristearin 7,2795 435,5786 3170,810703
Triolein 57,2462 431,4202 24697,14949
Trilinolein 8,4402 427,2618 3606,187113
Triarachidin 0,6311 482,3146 304,3711936
Gliserol 1770,0233 372,6277 659559,7086
H2O 51841,1691 58,644841 3040217,122
Total 3853632,112
Tabel LB.20 Hasil Perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 7
Komponen
N
(mol/jam) ∫120
25dT Cp
Q7
(kj/jam )
H2O 2169,902519 47,825041 103775,677
Total 2169,902519
103775,677
Tabel LB.21 Hasil Perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 8
Komponen
N
(mol/jam) ∫120
25dT Cp
Q8
(kj/jam )
Trikaprilin 25,3004 95,3173 2411,565365
Trikaprin 20,0357 112,6339 2256,699238
Trilaurin 233,3440 129,9505 30323,17165
Trimiristin 68,6591 147,2671 10111,22521
Tripalmitin 32,3261 164,5837 5320,349232
Tristearin 7,2795 179,9129 1309,682682
Triolein 57,2462 178,1953 10200,99653
Trilinolein 8,4402 176,4777 1489,512068
Triarachidin 0,6311 199,2169 125,7185365
Gliserol 1770,0233 20,51905 36319,19645
Universitas Sumatera Utara
H2O 49671,26663 47,825041 2375530,363
Total 2475398,48
Tabel LB.22 Hasil Perhitungan neraca Panas Flash Tank I
Komponen
Q in
( kj/jam )
Q out
( kj/jam )
Trikaprilin 5838,526673 5838,526673
Trikaprin 5463,587629 5463,587629
Trilaurin 73413,99453 73413,99453
Trimiristin 24479,8084 24479,8084
Tripalmitin 12880,84551 12880,84551
Tristearin 3170,810703 3170,810703
Triolein 24697,14949 24697,14949
Trilinolein 3606,187113 3606,187113
Triarachidin 304,3711936 304,3711936
Gliserol 659559,7086 659559,7086
H2O 3040217,122 3040217,122
Total 3853632,112 3853632,112
\
B.2.5 Flash Tank II ( FT-120)
Panas masuk = Panas Keluar
Q6= Q
10+ Q
12
Tabel LB.23 Hasil Perhitungan neraca Panas masuk pada alur 6
Flash Tank I I 120oC; 0,5 atm
10 H2O
6 8 12
PKO-FA,H2O PKO-FA,H2O
Universitas Sumatera Utara
Komponen
N
(mol/jam) ∫255
25dT Cp
Q6
(kj/jam )
Asam Kaprilat 3719,158103 68,7723 255775,0568
Asam Kaproat 2945,248171 82,7471 243710,745
Asam Laurat 34301,57047 96,7219 3317713,068
Asam Miristat 10092,88636 110,6967 1117249,214
Asam Palmitat 4751,936778 124,6715 592431,086
Asam Stearat 1070,091996 138,6463 148364,2959
Asam Oleat 8415,185416 124,6715 1049133,789
Asam Linoleat 1240,713552 110,6967 137342,8959
Asam Arachidic 92,76635095 152,6211 14158,10253
H2O 8134,494949 58,6448 477046,1629
Total 7352924,416
Tabel LB.24 Hasil Perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 10
Komponen
N
(mol/jam) ∫120
25dT Cp
Q12
(kj/jam )
H2O 340,4835 47,825041 16283,63584
Total 340,4835
16283,63584
Tabel LB.25 Hasil Perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 12
Komponen
N
(mol/jam) ∫255
25dT Cp
Q12
(kj/jam )
Asam Kaprilat 3719,1581 0,299 28,40595
Asam Kaproat 2945,2482 0,360 34,17815
Asam Laurat 34301,5705 0,421 39,95035
Asam Miristat 10092,8864 0,481 45,72255
Asam Palmitat 4751,9368 0,542 51,49475
Asam Stearat 1070,0920 0,603 57,26695
Asam Oleat 8415,1854 0,542 51,49475
Asam Linoleat 1240,7136 0,481 45,72255
Universitas Sumatera Utara
Asam Arachidic 92,7664 0,664 63,03915
H2O 7794,011481 0,000 47,825041
Total 3212785,588
Tabel LB.26 Hasil Perhitungan neraca Panas Flash Tank II
Komponen
Q in
( kj/jam )
Q out
( kj/jam )
Asam Kaprilat 255775,0568 255775,0568
Asam Kaproat 243710,745 243710,745
Asam Laurat 3317713,068 3317713,068
Asam Miristat 1117249,214 1117249,214
Asam Palmitat 592431,086 592431,086
Asam Stearat 148364,2959 148364,2959
Asam Oleat 1049133,789 1049133,789
Asam Linoleat 137342,8959 137342,8959
Asam Arachidic 14158,10253 14158,10253
H2O 477046,1629 477046,1629
Total 7352924,416 7352924,416
B.2.6 Kondensor I ( E-103 )
Kondensor (E-103)
7 9
120o
90
Air pendingin (29oC)
H2O
H2O
H2O
H2O
Air pendingin bekas ( 40oC)
Universitas Sumatera Utara
Panas masuk = Panas Keluar + Pendingin
Q masuk = Q keluar + Q pendingin
Panas yang masuk pada kondensor (Q7) = 103.972,0758 kj /jam
Tabel LB.27 Hasil perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 9
Komponen
N
(mol/jam) ∫90
25dT Cp
Q9
(kj/jam )
H2O 2174,009131 4,8888 103.972,0758
Total 103.972,0758
Beban pendingin = Panas keluar – Panas Masuk
=10628,29584 – 103.972,0758
= - 93.343,77998 kj /jam
Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi
Pmasuk = 1 atm
Tmasuk = 29 0C
Tkeluar = 40 0C
46- 9893.343,779 -
167,5-121,5
9893.343,779 -dt H(40)-H(29)
Qm ===
m = 2029,2126 kg/jam
Tabel LB.28 Hasil perhitungan neraca panas pada condensor I
Komponen
Qin
( kj/jam )
Qout
( kj/jam )
H2O 103972,0758 10628,29584
Pendingin - 93343,77998
Total 103972,0758 103972,0758
B.2.7 Kondensor II ( E-105)
H2O
Air pendingin (29oC)
Universitas Sumatera Utara
Panas masuk = Panas Keluar + Pendingin
Q masuk = Q keluar + Q pendingin
Panas yang masuk pada kondensor (Q11
) = 16.283,63584 kj /jam
Tabel LB.29 Hasil perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 11
Komponen
N
(mol/jam) ∫90
25dT Cp
Q11
(kj/jam )
H2O 340,4835 4,8888 1664,5556
Total 1664,5556
Beban pendingin = Panas keluar – Panas Masuk
= 1664,5556– 16.283,63584
= - 14.619,08026 kj /jam
Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi
Pmasuk = 1 atm
Tmasuk = 290C
Tkeluar = 400C
46- 2614.619,080-
167,5-121,5
2614.619,080 -dt H(40)-H(29)
Qm ===
m = 317,8061 kg/jam
Tabel LB.30 Hasil perhitungan neraca panas pada Kondensor II
Komponen
Qin
( kj/jam )
Qout
( kj/jam )
H2O 16283,63584 1664,5556
Kondensor 11
13
120o
25
H2O
H2O
H2O
Air pendingin bekas (40oC)
Universitas Sumatera Utara
Pendingin - 14619,08026
Total 16283,63584 16283,63584
B.2.8 Cooler I ( E-104 )
Pada Cooler ( E-104) PKO-TG dan Gliserol yang berasal dari tangki intermediate
(T-101 ) ) akan diturunkan suhunya dari 90oC menjadi 30 oC.
Cooler I ( E-104) PKO-TG,H2O GLISEROL
Air pendingin29oC
Air pendingin bekas 40oC
1 atm; 1200C
1 atm; 300C
PKO-TG,H2O,GLISEROL
8 13
Persamaan neraca panas :
Panas masuk = Panas keluar + Akumulasi
Asumsi : keadaan steady state sehingga akumulasi = 0
Maka :
Panas masuk = Panas keluar
Pnas reaktan + Panas Steam = Panas Produk
Kondisi Masuk :
- Alur masuk : Alur 8
- Komponen masuk : PKO ( Palm Kerenel Oil ),Gliserol dan H2O
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 8 : 120oC
Tabel LB.31 Kalor masuk pada Cooler I( E-104)
ALUR SENYAWA
F
(Kg/jam)
N
(mol/jam ) ∫120
25dT Cp
Q IN
( Kj/jam )
Alur 8
Trikaprilin 10,9457 25,3004 95,317 2411,565
Trikaprin 10,3541 20,0357 112,634 2256,699
Trilaurin 140,2234 233,3440 129,951 30323,172
Trimiristin 47,0370 68,6591 147,267 10111,225
Tripalmitin 24,8497 32,3261 164,584 5320,349
Tristearin 6,2124 7,2795 179,913 1309,683
Triolein 48,5161 57,2462 178,195 10200,997
Universitas Sumatera Utara
Trilinolein 7,0999 8,4402 176,478 1489,512
Triarachidin 0,5917 0,6311 199,217 125,719
Gliserol 163,0761 1772,5668 20,519 36371,386
H2O 895,7749 49765,2711 4,889 243292,457
Total 343.212,764
Kondisi keluar :
- Alur keluar : Alur 13
- Komponen keluar : PKO-TG,Gliserol dan H2O
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 13 : 30 oC
Tabel LB.32 Kalor keluar pada Cooler I ( E-104)
ALUR SENYAWA
F
(Kg/jam)
N
(mol/jam ) ∫30
25dT Cp
Q Out
( Kj/jam )
Alur 13
Trikaprilin 10,9457 25,3004 5,017 126,924
Trikaprin 10,3541 20,0357 5,928 118,774
Trilaurin 140,2234 233,3440 6,840 1595,956
Trimiristin 47,0370 68,6591 7,751 532,170
Tripalmitin 24,8497 32,3261 8,662 280,018
Tristearin 6,2124 7,2795 9,469 68,931
Triolein 48,5161 57,2462 9,379 536,895
Trilinolein 7,0999 8,4402 9,288 78,395
Triarachidin 0,5917 0,6311 10,485 6,617
Gliserol 163,0761 1772,5668 1,080 1914,283
H2O 895,7749 49765,2711 0,373 18583,298
Total 23842,261
Neraca Energi Total sistem :
dq/ dt = Qout-Q in
= 23842,261- 343.212,764
= -319370,503 Kj/jam
Media air pendingin yang dipakai adalah air dingin pada 29 oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 40oC.
Universitas Sumatera Utara
Air pendingin pada 1 atm, 29 0C, H(290C) = 121,5 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Air pendingin pada 1 atm, 40 0C, H(400C) = 167,5 KJ/Kg (Geankoplis, 2003λ
Massa air pendingin yang diperlukan:
kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 319370,503-
λQm 00==
kJ/kg 167,5-121,5kJ/jam 319370,503-
λQm ==
= 6942,8370 Kg/Jam
Tabel LB.33 Neraca Panas Cooler I (E-104)
SENYAWA
Q masuk
( Kj/jam )
Q out
( Kj/jam )
Trikaprilin 2411,565 126,924
Trikaprin 2256,699 118,774
Trilaurin 30323,172 1595,956
Trimiristin 10111,225 532,170
Tripalmitin 5320,349 280,018
Tristearin 1309,683 68,931
Triolein 10200,997 536,895
Trilinolein 1489,512 78,395
Triarachidin 125,719 6,617
Gliserol 36371,386 1914,283
H2O 243292,457 18583,298
Air pendingin - 319370,5029
Total 343212,764 343212,764
Universitas Sumatera Utara
B.2.9 Dryer ( D-210 )
Panas masuk dryer ( Q14) = 3.212.785,588 kj/jam
Air yang akan dihilangkan akan dikeluarkan dari alur 14 adalah 100 % sehingga alur
15 akan terbebas dari air.
Kondisi keluar :
- Alur keluar : Alur 15 dan alur 16
- Komponen keluar : PKO ( Palm Kerenel Oil ),Gliserol dan H2O
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 15 dan 16: 150 oC
Tabel LB.34 Kalor keluar pada Dryer ( D-210 ) pada Alur 16
Komponen
N
(mol/jam) ∫120
25dT Cp
Q16
(kj/jam )
Asam Kaprilat 3719,1581 37,37625 139008,183
Asam Kaproat 2945,2482 44,97125 132451,4918
Asam Laurat 34301,5705 52,56625 1803104,928
Asam Miristat 10092,8864 60,16125 607200,6597
Asam Palmitat 4751,9368 67,75625 321973,4163
Asam Stearat 1070,0920 75,35125 80632,76949
Asam Oleat 8415,1854 67,75625 570181,4068
Asam Linoleat 1240,7136 60,16125 74642,87818
Asam Arachidic 92,7664 82,94625 7694,620938
Total 3736890,355
1614 PKO-FA
H2O
PKO-FAH2O
15
150OC120Oc
Universitas Sumatera Utara
Tabel LB.35 Kalor keluar pada Dryer ( D-210 ) pada Alur 15
Komponen
N
(mol/jam) ∫120
25dT Cp
Q15
(kj/jam )
H2O 7794 50,129361 390708,8152
Total 390708,8152
dq/dt = Q15+Q16-Q14
= 3736890,355 + 390708,8152 -3.212.785,588 = 914813,5817 kj/ja
Steam yang digunakan pada kondisi :
Media pemanas yang dipakai steam adalah uap panas pada 180oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 100oC.
Superheated steam pada 1 atm, 180 0C,H(1800C)= 2013,1 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Saturated steam pada 1 atm, 1000C, HV(1000C) = 2676 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
HL(1000C) = 419,1 KJ/Kg (Geankoplis,
2003)
q = [H(180oC) – Hv(100oC)]+ [Hv(100oC) – HL(100oC)]
q = [2013,1 – 2676] + [2676 – 419,1]
q= 1594 KJ/kg
Massa steam yang diperlukan:
kJ/kg 1594kJ/jam 7914813,581
qQm ==
=573,9107 kg/Jam
Universitas Sumatera Utara
Tabel
LB.36
Nerac
a
Panas
Dryer
(D-
210)
B.2.10 Heater III ( E-201)
Pada Heater (E-201) PKO-FA yang berasal dari dryer akan dipanaskan terlebih
dahulu sebelum diumpankan kedalam Fraksinasi I ( C-210 ) dari 150 0C berubah
hingga menjadi 2020C.
Heater III(E-201)
PKO-FA
Steam 180oC: 1 atm
Kondensat210oC : 18,28 atm
1 atm; 1500C
1 atm; 2020C
PKO-FA16 17
Persamaan neraca panas :
Panas masuk = Panas keluar + Akumulasi
Asumsi : keadaan steady state sehingga akumulasi = 0
Maka :
Panas masuk = Panas keluar
Komponen
Q in
( kj/jam )
Q out
( kj/jam )
Asam Kaprilat 105646,2191 139008,18304
Asam Kaproat 100663,1338 132451,49183
Asam Laurat 1370359,746 1803104,92850
Asam Miristat 461472,5014 607200,65974
Asam Palmitat 244699,7964 321973,41632
Asam Stearat 61280,90481 80632,76949
Asam Oleat 433337,8692 570181,40684
Asam Linoleat 56728,58742 74642,87818
Asam Arachidic 5847,911913 7694,62094
H2O 914813,5817 -
Steam 372748,9186 390708,81517
Total 4127599,17004 4127599,17004
Universitas Sumatera Utara
Pnas reaktan + Panas Steam = Panas Produk
Panas masuk ke Heater adalah Q16 = 3736890,355 kj/jam
Kondisi keluar :
- Alur keluar : Alur 16
- Komponen keluar : PKO –FA
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 17 : 202oC
Tabel LB.37 Kalor keluar pada Heater III ( E-201)
ALUR SENYAWA
N
(mol/jam ) ∫
202
25dT Cp
Q out
( Kj/jam )
Alur
16
Asam Kaprilat 3719,1581 52,925 196835,587
Asam Kaproat 2945,2482 63,679 187551,312
Asam Laurat 34301,5705 74,434 2553196,579
Asam Miristat 10092,8864 85,188 859796,134
Asam Palmitat 4751,9368 95,943 455914,358
Asam Stearat 1070,0920 106,697 114176,002
Asam Oleat 8415,1854 95,943 807376,872
Asam Linoleat 1240,7136 85,188 105694,316
Asam
Arachidic 92,7664 117,452 10895,583
Total 5291436,742
Neraca Energi Total sistem :
dq/ dt = Qout-Q in
= 5291436,742 – 3736890,355
= 1554546,388 Kj/jam
Steam yang digunakan pada kondisi :
Media pemanas yang dipakai steam adalah uap panas pada 300oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 210oC.
Superheated steam pada 1 atm, 300 0C,H(3000C)= 3074,3 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Saturated steam pada 18,28 atm, 2100C, HV(2100C) =2796,2 KJ/Kg (Geankoplis,
2003)
Universitas Sumatera Utara
HL(2100C) = 897,7 KJ/Kg (Geankoplis,
2003)
λ = [H(300oC) – Hv(210oC)]+ [Hv(300oC) – HL(210oC)]
λ = [3074,3 – 2796,2] + [2796,2 – 897,7]
λ = 2176,6 KJ/kg
Massa steam yang diperlukan:
kJ/kg 2176,6kJ/jam 81554546,38
λQm ==
= 714,2086 Kg/Jam
Tabel LB.38 Neraca Panas Heater III (E-201)
SENYAWA
Q masuk
( Kj/jam )
Q out
( Kj/jam )
Asam Kaprilat 139008,183 196835,587
Asam Kaproat 132451,492 187551,312
Asam Laurat 1803104,928 2553196,579
Asam Miristat 607200,660 859796,134
Asam Palmitat 321973,416 455914,358
Asam Stearat 80632,769 114176,002
Asam Oleat 570181,407 807376,872
Asam Linoleat 74642,878 105694,316
Asam Arachidic 7694,621 10895,583
Steam 1554546,388 -
Total 5291436,742 5291436,742
Universitas Sumatera Utara
B.2.11 Fraksinasi I ( C-210 )
C-210
Vd (1)(19)
Ld (20)
Vb (24)
Lb (23)
17
E-211
25
(21)
E-213
V-210
B.2.11.1 Kondensor III ( E-211)
C-210
Vd (18)(19)
Ld (20)
17
E-211
(21)
V-210
Menentukan kondisi umpan
Untuk menghitung suhu umpan dapat dihitung dengan rumus :
Σpi.XiF = P, dimana
Pi = Vapor Pressure ( Kpa ) pada T tertentu ( oC)
XiF = Fraksi mol umpan
P = Tekanan Operasi ( Kpa )
C8 C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20
C8 C10 C12
C8
C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20
C8 C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20
C8 C10 C12
Universitas Sumatera Utara
Jadi, diperlukan Trial T untuk mendapatkan harga Pi yang sesuai.
P = 42,055 torr
Trial : T = 202 oC
Tabel LB.39 Titik Didih Umpan Masuk Fraksinasi
Komponen XiF Pi,T
(Torr), ( 202oC)
XiF. Pi
Asam kaprilat 0,05582 249,6 13,93228
Asam Kaproat 0,04420 97,8 4,32309
Asam Laurat 0,51481 39,4 20,28352
Asam Miristat 0,15148 16,14 2,44485
Asam Palmitat 0,07132 6,96 0,49638
Asam Stearat 0,01606 2,84 0,04561
Asam Oleat 0,12630 3,56 0,44962
Asam Linoleat 0,01862 4,16 0,07746
Asam Arachidic 0,00139 1,134 0,00158
Total 1,0000 42,05439
Maka, dari perhitungan diatas suhu umpan (F) adalah 202 oC = 475,150 K.
Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total)
Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai
syarat Σyid/Ki = 1 terpenuhi.
P = 20,06 torr
Trial : T = 146 oC= 419,150 K
Tabel LB.40 Dew Point Destilat
Komponen YiD Pi,T
(Torr), ( 146oC)
YiD. Pi
Asam Kaprilat 0,55612 28,8 16,01640
Asam Kaproat 0,43996 9,166 4,03269
Asam Laurat 0,00391 2,64 0,01033
Total 1,0000 20,05942
Maka, suhu destilat (D) adalah 146 oC = 419,150 K.
Persamaan Neraca Panas :
Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi
Universitas Sumatera Utara
Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0
Maka :
Panas Masuk = Panas Keluar
Panas Reaktan = Panas Produk + Panas yang dibawa air pendingin
• Kondisi Masuk:
- Alur masuk = Alur 16
- Temperatur referensi = 25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 16 = 202oC = 475,15 K
Tabel LB.41 Panas Masuk Kondensor III (E-211) Alur 18 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
202
BPdT Cp
Qin
(Kj/jam )
Asam
Kaprilat 7,4383 299,01 41139,59 66187,1984 11785,18 885992,5
Asam
Kaproat 5,8846 359,77 63679,29 - - 374727,5
Asam Laurat 0,0523 420,53 74433,81 - - 3895,867
Total 1264616
Kondisi Keluar:
- Alur keluar = Alur 19 dan Alur 20
- Temperatur referensi =25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 19 = 146 oC = 419,15 K
- Temperatur alur 20 = 146 oC = 419,15 K
Tabel LB.42 Panas Keluar Kondensor III (E-211) Alur 20 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
146
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam
Kaprilat 3,71916 299,01 36180,21 72817,97424 12544,1 452034,9
Asam
Kaproat 2,94230 359,77 43532,17 - - 128084,8
Asam Laurat 0,02617 420,53 50884,13 - - 1331,638
Total 581451,3
Tabel LB.43 Panas Keluar Kondensor III (E-211) Alur 21
Universitas Sumatera Utara
Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
146
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam
Kaprilat 3,71916 299,01 36180,21 72817,9742 12544,1 452034,9
Asam
Kaproat 2,94230 359,77 43532,17 - - 128084,8
Asam Laurat 0,02617 420,53 50884,13 - - 1331,638
Total 581451,3
Neraca Energi Total Sistem :
QinQout −=dtdQ
= [ (581451,3+581451,3)-( 1264616)]
= -101713,235Kj/jam
Media air pendingin yang dipakai adalah air dingin pada 29 oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 40oC ( 1 atm ).
Air pendingin pada 1 atm, 29 0C, H(290C) = 121,6 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Air pendingin pada 1 atm, 40 0C, H(400C) = 167,5 KJ/Kg (Geankoplis, 2003λ
Massa air pendingin yang diperlukan:
kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 101713,235-
λQm 00==
kJ/kg 167,5-121,6kJ/jam 101713,235-
λQm ==
= 2211,1573 Kg/Jam
Universitas Sumatera Utara
B.2.11.2 Reboiler I ( E-213)
C-210
Vb (24)
Lb (23)
17
25
E-213
Tabel LB.44 Bubble Point Produk Bawah
Komponen XiB Pi,T
(Torr), ( 221oC)
XiB. Pi
Asam Kaproat 0,00005 187 0,00919
Asam Laurat 0,57181 81,2 46,43098
Asam Miristat 0,16838 35,6 5,99425
Asam Palmitat 0,07928 16,36 1,29695
Asam Stearat 0,01785 6,98 0,12461
Asam Oleat 0,14039 8,77 1,23121
Asam Linoleat 0,02070 10,23 0,21175
Asam Arachidic 0,00155 2,921 0,00452
Total 1,0000 55,30345
Maka suhu vapor bottom (Vb) adalah 221 oC = 494,150 K.
Persamaan Neraca Panas
C8
:
Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi
Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0
Maka :
Panas Masuk = Panas Keluar
Panas alur masuk + Panas Steam= Panas alur keluar
• Kondisi Masuk:
- Alur masuk = Alur 23
- Temperatur referensi = 25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 23 = 202oC = 475,15 K
C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
Tabel LB.45 Panas Masuk Reboiler I (E-213) Alur 23 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
202
BPdT Cp
Qin
(Kj/jam )
Asam Kaproat 0,0088 359,77 70108,38 - - 614,828
Asam Laurat 102,0574 420,53 74433,81 - - 7596519
Asam Miristat 30,0523 481,29 85188,33 - - 2560102
Asam Palmitat 14,1492 542,05 95942,85 - - 1357516
Asam Stearat 3,1863 602,81 106697,4 - - 339966,9
Asam Oleat 25,0568 542,05 95942,85 - - 2404020
Asam Linoleat 3,6943 481,29 85188,33 - - 314712,1
Asam
Arachidic 0,2762 663,57 117451,9 - - 32442,35
Total 14605894
Kondisi Keluar:
- Alur keluar = Alur 24 dan Alur 25
- Temperatur referensi =25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 24 = 221 oC = 494,15 K
- Temperatur alur 25= 221 oC = 494,15 K
Tabel LB.46 Panas Keluar Reboiler I (E-213) Alur 24 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
221
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Kaproat 0,0058 359,77 70108,38 66964,324 406,5401 800,7385
Asam Laurat 67,7820 420,53 82423,88 - - 5586853
Asam Miristat 19,9594 481,29 94332,84 - - 1882825
Asam Palmitat 9,3973 542,05 106241,8 - - 998384,3
Asam Stearat 2,1162 602,81 118150,8 - - 250028,4
Asam Oleat 16,6416 542,05 106241,8 - - 1768035
Asam Linoleat 2,4536 481,29 94332,84 - - 231454,7
Asam
Arachidic 0,1835 663,57 130059,7 - - 23859,7
Total 10742240
Tabel LB.47 Panas Keluar Reboiler I (E-213) Alur 25 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
221
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Universitas Sumatera Utara
Asam Kaproat 0,0029 359,77 70108,38 66964,32 406,5401 404,9105
Asam Laurat 34,2754 420,53 82423,88 - - 2825111
Asam Miristat 10,0929 481,29 94332,84 - - 952090,6
Asam Palmitat 4,7519 542,05 106241,8 - - 504854,3
Asam Stearat 1,0701 602,81 118150,8 - - 126432,2
Asam Oleat 8,4152 542,05 106241,8 - - 894044,4
Asam Linoleat 1,2407 481,29 94332,84 - - 117040
Asam
Arachidic 0,0928 663,57 130059,7 - - 12065,17
Total 5432043
QinQout −=dtdQ
= [ (5432043 +10742240 )-( 14605894)]
= 1568389,2 Kj/jam
Media pemanas yang dipakai Oil Thermal Heater (OTH) pada 275 0C, kemudian
keluar sebagai Oil Thermal Heater bekas (OTH) pada 2500C(1atm).
dtdQ = m. Cp. ∆T
OTH yang diperlukan adalah :
kg/jam 225.094,227K) (25kJ/kg.K 2,5
kJ/jam 11568389,2C)250-C(275
dQ/dTm 0o
=
=
=Cp
B.2.12 Cooler II ( E-212 )
Pada Cooler ( E-212) produk Blanded C8-C10 ( 99,5 % ) yang berasal dari tangki
accumulator (V-210 ) ) akan diturunkan suhunya dari 146oC menjadi 30oC
Universitas Sumatera Utara
Cooler II(E-212)
Blanded C8-C10
Air pendingin29oC
Air pendingin bekas40oC
1 atm; 1460C
1 atm; 300C
Blanded C8-C10
21 22
Persamaan neraca panas :
Panas masuk = Panas keluar + Akumulasi
Asumsi : keadaan steady state sehingga akumulasi = 0
Maka :
Panas masuk = Panas keluar
Pnas reaktan + Panas Steam = Panas Produk
Panas masuk ( Q21) = 581451,3198 kj/jam
Kondisi Keluar :
- Alur keluar : Alur 22
- Komponen keluar : Blanded C8-C10 ( 99,5 % )
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 24 : 30oC
Tabel LB.48 Panas Keluar Cooler II (E-212) Alur 24
Komponen N
( kmol/jam ) ∫30
25dT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Kaprilat 3,7192 1495,05 5560,3273
Asam Kaproat 2,9423 1798,85 5292,7616
Asam Laurat 0,0262 2102,65 55,0264
Total 10908,1153
Neraca Energi Total Sistem :
QinQout −=dtdQ
= [ ( 10908,1153-581451,3198)]
Universitas Sumatera Utara
= -570543,204 Kj/jam
Media air pendingin yang dipakai adalah air dingin pada 29 oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 40oC ( 1 atm ).
Air pendingin pada 1 atm, 29 0C, H(290C) = 121,6 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Air pendingin pada 1 atm, 40 0C, H(400C) = 167,5 KJ/Kg (Geankoplis, 2003λ
Massa air pendingin yang diperlukan:
kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 570543,204-
λQm 00==
kJ/kg 167,5-121,6kJ/jam 570543,204-
λQm ==
= 12.403,1131 Kg/Jam
B.2.13 Fraksinasi II ( C-220 )
C-220
Vd 26)
27
Ld (28)
Vb 32)
Lb (3)
25
E-221
33
(29)
E-223
V-220
C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
C10 C12 C14 C16
C14
C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
B.2.13.1 Kondensor IV( E-221)
C-220
Vd (26)27
Ld (28)
25
E-221
(29)
V-220
Menentukan kondisi umpan
Untuk menghitung suhu umpan dapat dihitung dengan rumus :
Σpi.XiF = P, dimana
Pi = Vapor Pressure ( Kpa ) pada T tertentu ( oC)
XiF = Fraksi mol umpan
P = Tekanan Operasi ( Kpa )
Jadi, diperlukan Trial T untuk mendapatkan harga Pi yang sesuai.
P = 35,8 torr
Trial : T = 210 oC= 483,15 K
Tabel LB.49 Titik Didih Umpan Masuk Fraksinasi
Komponen XiF Pi,T
( Torr ), (210 oC)
XiF. Pi
Asam Kaproat 0,00005 129 0,00634
Asam Laurat 0,57181 53 30,30594
Asam Miristat 0,16838 22,3 3,75482
Asam Palmitat 0,07928 10 0,79276
Asam Stearat 0,01785 4,2 0,07498
Asam Oleat 0,14039 5,2 0,73002
Asam Linoleat 0,02070 6 0,12419
Asam Arachidic 0,00155 1,67 0,00258
Total 1,0000 129 35,79163
C8 C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20
C8 C10 C12
Universitas Sumatera Utara
Maka, dari perhitungan diatas suhu umpan (F) adalah 210 oC = 483,150 K.
Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total)
Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai
syarat Σyid/Ki = 1 terpenuhi.
P = 19,925 torr
Trial : T = 190 oC= 463,150 K
Tabel LB.50 Dew Point Destilat
Komponen YiD Pi,T
( Torr), (190oC)
YiD. Pi
Asam Kaproat 0,0007 61,3000 0,00407
Asam Laurat 0,77216 23,0000 17,75957
Asam Miristat 0,22728 9,5000 2,15918
Asam Palmitat 0,0005 3,8200 0,00190
Total 1,0000 19,92471
Maka, suhu destilat (D) adalah 190 oC = 463,150 K.
Komponen
Persamaan Neraca Panas :
Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi
Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0
Maka :
Panas Masuk = Panas Keluar
Panas Reaktan = Panas Produk + Panas yang dibawa air pendingin
• Kondisi Masuk:
- Alur masuk = Alur 26
- Temperatur referensi = 25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 26 = 210oC = 463,15 K
Tabel LB.51Panas Masuk Kondensor IV (E-221) Alur 26 N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
210
BPdT Cp
Qin
(Kj/jam )
Asam Kaproat 0,0062 359,77 65362,29 69484,5162 1195,156 841,4224
Asam Laurat 71,9783 420,53 77798,05 - 5599775
Asam Miristat 21,1866 481,29 89038,65 - - 1886430
Asam Palmitat 0,0463 542,05 100279,3 - - 4644,029
Total 7491690
Universitas Sumatera Utara
Kondisi Keluar:
- Alur keluar = Alur 28dan Alur 29
- Temperatur referensi =25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 28= 190oC = 463,15 K
- Temperatur alur 29 = 190 oC = 463,15 K
Tabel LB.52 Panas Keluar Kondensor IV (E-221) Alur 28 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
190
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Kaproat 0,0032 359,77 52039,29 74164,8204 7322,759 432,5967
Asam Laurat 37,7029 420,53 68966,92 - - 2600256
Asam Miristat 11,0978 481,29 79412,85 - - 881304,9
Asam Palmitat 0,0243 542,05 89438,25 - - 2169,604
Total 3484163
Tabel LB.53 Panas Keluar Kondensor IV (E-221) Alur 29 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
190
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Kaproat 0,0029 359,77 52039,29 74164,82 7322,759 393,2698
Asam Laurat 34,2754 420,53 68966,92 - - 2600256
Asam Miristat 10,0889 481,29 79412,85 801186,3
Asam Palmitat 5,622707 542,05 89438,25 - - 505399,5
Total 3907235
Neraca Energi Total Sistem :
QinQout −=dtdQ
= [ (3484163+3907235)-( 7491690)]
= -100292,028 Kj/jam
Media air pendingin yang dipakai adalah air dingin pada 55 oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 70oC ( 1 atm ).
Air TCW pada 1 atm, 55 0C, H(550C) = 230,2 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Air TCW pada 1 atm, 70 0C, H(700C) = 293 KJ/Kg (Geankoplis, 2003λ
Universitas Sumatera Utara
Massa air pendingin yang diperlukan:
kJ/kg C)H(70 - C)H(29kJ/jam 100292,028-
λQm 00==
kJ/kg 293-230,2kJ/jam 100292,028-
λQm ==
= 1597,00682 Kg/Jam
B.2.13.2 Reboiler II ( E-223)
C-220
Vb (32)
Lb (31)
25
33
E-223
Tabel LB.54 Bubble Point Produk Bawah
Komponen XiB Pi,T
( Torr) (246 oC)
XiB. Pi
Asam Miristat 0,00026 89,0000 0,0230
Asam Palmitat 0,30412 43,9000 13,3509
Asam Stearat 0,06880 20,8800 1,4366
Asam Oleat 0,54108 25,2000 13,6351
Asam Linoleat 0,07978 29,6000 2,3613
Asam Arachidic 0,00596 9,8600 0,0588
Total 1,0000 30,86579
Maka suhu vapor bottom (Vb) adalah 246 oC = 519,150 K.
Persamaan Neraca Panas
Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0
:
Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi
C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
Maka :
Panas Masuk = Panas Keluar
Panas alur masuk + Panas Steam= Panas alur keluar
• Kondisi Masuk:
- Alur masuk = Alur 31
- Temperatur referensi = 25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 31 = 210oC = 483,15 K
Tabel LB.55 Panas Masuk Reboiler II (E-223) Alur 31 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
210
BPdT Cp
Qin
(Kj/jam )
Asam Miristat 0,0499 481,29 89038,65 - - 4442,923
Asam Palmitat 58,8355 542,05 100279,3 - - 5899984
Asam Stearat 13,3110 602,81 111519,9 - - 1484440
Asam Oleat 104,6774 542,05 100279,3 - - 10496972
Asam Linoleat 15,4334 481,29 89038,65 - - 1374167
Asam
Arachidic 1,1539 663,57 122760,5 - - 141657,1
Total 19401662
Kondisi Keluar:
- Alur keluar = Alur 30 dan Alur 31
- Temperatur referensi =25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 32= 246 oC = 519,15 K
- Temperatur alur 33= 246 oC = 519,15 K
Tabel LB.56 Panas Keluar Reboiler 1I (E-223) Alur 32 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
246
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Miristat 0,0459 481,29 98279,42 80188,8 8085,672 8560,467
Asam Palmitat 54,1057 542,05 119793,1 - - 6481482
Asam Stearat 12,2409 602,81 133221 - - 1630745
Asam Oleat 96,2622 542,05 119793,1 - - 11531545
Asam Linoleat 14,1927 481,29 106365,1 - - 1509603
Asam
Arachidic 1,0612 663,57 146649 - - 155618,7
Total 21317554
Universitas Sumatera Utara
Tabel LB.57 Panas Keluar Reboiler II (E-223) Alur 33 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
246
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Miristat 0,0040 481,29 98279,42 80188,8 8085,672 748,3509
Asam Palmitat 4,7299 542,05 119793,1 - - 566607,2
Asam Stearat 1,0701 602,81 133221 - - 142558,7
Asam Oleat 8,4152 542,05 119793,1 - - 1008081
Asam Linoleat 1,2407 481,29 106365,1 - - 131968,6
Asam
Arachidic 0,0928 663,57 146649 - - 13604,09
Total 1863568
QinQout −=dtdQ
= [ (1863568+21317554 )-( 19401662)]
= 3779459,88 Kj/jam
Media pemanas yang dipakai Oil Thermal Heater (OTH) pada 275 0C, kemudian
keluar sebagai Oil Thermal Heater bekas (OTH) pada 2500C(1atm).
dtdQ = m. Cp. ∆T
OTH yang diperlukan adalah :
kg/jam 81660.471,35K) (25kJ/kg.K 2,5
kJ/jam 3779459,88C)250-C(275
dQ/dTm 0o
=
=
=Cp
B.2.14 Cooler III ( E-222 )
Pada Cooler ( E-222) produk Blanded C12-C14 ( 99,329 % ) yang berasal dari tangki
accumulator (V-220 ) ) akan diturunkan suhunya dari 190oC menjadi 55,5oC
Universitas Sumatera Utara
Cooler III(E-222)
Blanded C8-C10
Air pendingin55oC
Air pendingin bekas70oC
1 atm; 1900C
1 atm; 55,50C
Blanded C8-C10
29 30
Persamaan neraca panas :
Panas masuk = Panas keluar + Akumulasi
Asumsi : keadaan steady state sehingga akumulasi = 0
Maka :
Panas masuk = Panas keluar
Pnas reaktan + Panas Steam = Panas Produk
Panas masuk ( Q29) = 3907234,75 kj/jam
Kondisi Keluar :
- Alur keluar : Alur 30
- Komponen keluar : Blanded C12-C14 ( 99,329 % )
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 32 : 55oC
Tabel LB.58 Panas Keluar Cooler III (E-222) Alur 32
Komponen N
( kmol/jam ) ∫55
25dT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Kaproat 0,002930595 10972,99 32,31816401
Asam Laurat 34,104876 12826,17 439621,9417
Asam Miristat 10,03868149 14679,35 148098,0756
Asam Palmitat 5,622706901 16532,53 93422,33034
Total 681174,666
Neraca Energi Total Sistem :
QinQout −=dtdQ
Universitas Sumatera Utara
= [ ( 681174,666 – 3.907.234,75)]
= -3226060,09 Kj/jam
Media air pendingin yang dipakai adalah air dingin pada 55 oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 70oC ( 1 atm ).
Air TCW pada 1 atm, 55 0C, H(550C) = 230,2 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Air TCW pada 1 atm, 70 0C, H(700C) = 293 KJ/Kg (Geankoplis, 2003λ
Massa air pendingin yang diperlukan:
kJ/kg C)H(70 - C)H(29kJ/jam 3226060,09-
λQm 00==
kJ/kg 293-230,2kJ/jam 3226060,09-
λQm ==
= 51370,3836 Kg/Jam
B.2.15 Fraksinasi III ( C-230 )
C-230
Vd 34)
Ld 36)
Vb 40)
Lb (39)
33
E-231
41
(37)
E-233
V-230
35
B.2.15.1 Kondensor V ( E-231)
C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
C14 C16 C18 C18:1
C18:0
C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
C-230
Vd (34)(35)
Ld (36)
33
E-231
(37)
V-23O
Menentukan kondisi umpan
Untuk menghitung suhu umpan dapat dihitung dengan rumus :
Σpi.XiF = P, dimana
Pi = Vapor Pressure ( Kpa ) pada T tertentu ( oC)
XiF = Fraksi mol umpan
P = Tekanan Operasi ( Kpa )
Jadi, diperlukan Trial T untuk mendapatkan harga Pi yang sesuai.
P = 29,7660 torr
Trial : T = 245 oC= 518,15 K
Tabel LB.59 Titik Didih Umpan Masuk Fraksinasi
Komponen XiF Pi,T
( Torr), ( 245oC)
XiF. Pi
Asam Miristat 0,00026 86,25 0,02225
Asam Palmitat 0,30412 42,45 12,90992
Asam Stearat 0,06880 20,1 1,38297
Asam Oleat 0,54108 24,25 13,12112
Asam Linoleat 0,07978 28,5 2,27359
Asam
Arachidic 0,00596 9,4 0,05607
Total 1,000 29,76592
Maka, dari perhitungan diatas suhu umpan (F) adalah 245 oC= 518,15 K
Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total)
C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20
C14 C16 C18 C18:1
Universitas Sumatera Utara
Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai
syarat Σyid/Ki = 1 terpenuhi.
P = 8,9480 torr
Trial : T = 210 oC= 483,150 K
Tabel LB.60 Dew Point Destilat
Komponen YiD Pi,T
( Torr),(210oC)
YiD. Pi
Asam Miristat 0,00069 22,3 0,01544
Asam Palmitat 0,81632 10 8,16324
Asam Stearat 0,18284 4,2 0,76792
Asam Oleat 0,00015 5,2 0,00076
Total 1,0000 8,94735
Maka, suhu destilat (D) adalah 210 oC = 483,150 K.
Komponen
Persamaan Neraca Panas :
Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi
Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0
Maka :
Panas Masuk = Panas Keluar
Panas Reaktan = Panas Produk + Panas yang dibawa air pendingin
• Kondisi Masuk:
- Alur masuk = Alur 34
- Temperatur referensi = 25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 34 = 245oC = 518,15,15 K
Tabel LB.61Panas Masuk Kondensor V (E-231) Alur 34 N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
245
BPdT Cp
Qin
(Kj/jam )
Asam Miristat 0,01260 481,29 99661,2 77324,9 6222,598 2307,686017
Asam Palmitat 14,85184 542,05 117673,6 85750,2 1577,366 3044644,111
Asam Stearat 3,32649 602,81 132618,2 - - 441152,85
Asam Oleat 0,00264 542,05 119251 - - 315,10505
Total 3488419,8
Kondisi Keluar:
- Alur keluar = Alur 36 dan Alur 37
Universitas Sumatera Utara
- Temperatur referensi =25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 36= 210oC = 483,15 K
- Temperatur alur 37 = 210 oC = 483,15 K
Tabel LB.62 Panas Keluar Kondensor V (E-231) Alur 36 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
210
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Miristat 0,0086 481,29 89038,65 83243,6 413,9094 1482,509313
Asam Palmitat 10,1220 542,05 100279,3 - - 1015021,717
Asam Stearat 2,2671 602,81 111519,9 - - 1015202,305
Asam Oleat 0,0018 542,05 100279,3 - - 180,5878552
Total 2031887,1
Tabel LB.63 Panas Keluar Kondensor V (E-231) Alur 37 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
210
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Kaproat 0,0040 481,29 89038,65 83243,6 413,9094 692,7614
Asam Laurat 4,7299 542,05 100279,3 - - 474309,2
Asam Miristat 1,0594 602,81 111519,9 - - 118143,1
Asam Palmitat 0,0008 542,05 100279,3 - - 84,38685
Total 593229
Neraca Energi Total Sistem :
QinQout −=dtdQ
= [ (2031887,1+593229)-( 3488419,8)]
= -863303,1353 Kj/jam
Media air pendingin yang dipakai adalah air dingin pada 55 oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 70oC ( 1 atm ).
Air TCW pada 1 atm, 55 0C, H(550C) = 230,2 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Air TCW pada 1 atm, 70 0C, H(700C) = 293 KJ/Kg (Geankoplis, 2003λ
Massa air pendingin yang diperlukan:
Universitas Sumatera Utara
kJ/kg C)H(70 - C)H(55kJ/jam 3863303,135-
λQm 00==
kJ/kg 293-230,2kJ/jam 3863303,135-
λQm ==
= 13.746,86521 Kg/Jam
B.2.15.2 Reboiler III ( E-233)
C-230
Vb (40)
Lb (39)
33
41
E-233
Tabel LB.64 Bubble Point Produk Bawah
Komponen XiB Pi,T
( Torr), (250oC)
XiB. Pi
Asam Stearat 0,00110 24 0,02632
Asam Oleat 0,86225 29 25,00539
Asam Linoleat 0,12715 34 4,32281
Asam Arachidic 0,00950 11,7 0,11122
Total 1,0000 29,46577
Maka suhu vapor bottom (Vb) adalah 250 oC = 523,150 K.
Persamaan Neraca Panas
C14
:
Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi
Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0
Maka :
Panas Masuk = Panas Keluar
Panas alur masuk + Panas Steam= Panas alur keluar
• Kondisi Masuk:
- Alur masuk = Alur 39
- Temperatur referensi = 25oC = 298,15 K
C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20
C18:0 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
- Temperatur alur 39 = 245oC = 518,15 K
Tabel LB.55 Panas Masuk Reboiler III (E-233) Alur 39 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
245
BPdT Cp
Qin
(Kj/jam )
Asam Stearat 0,0690 602,81 132618,2 - - 9151,896683
Asam Oleat 54,2634 542,05 119251 - - 6470966,501
Asam
Linoleat 8,0013 481,29 91587,08 95423,7 14296,72 1610713,674
Asam
Arachidic 0,5982 663,57 145985,4 - - 87334,68575
Total 8178166,8
Kondisi Keluar:
- Alur keluar = Alur 40 dan Alur 41
- Temperatur referensi =25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 37= 250 oC = 523,15 K
- Temperatur alur 38= 250 oC = 523,15 K
Tabel LB.66 Panas Keluar Reboiler III (E-233) Alur 40 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
250
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Stearat 0,05831 602,81 135632,3 - - 7908,504484
Asam Oleat 45,84907 542,05 105699,8 96819,4 16261,5 10030889,57
Asam
Linoleat 6,76055 481,29 92311,9 95198,2 15978,35 1375693,145
Asam
Arachidic 0,50548 663,57 149303,3 - - 75469,24728
Total 11489960
Tabel LB.67 Panas Keluar Reboiler III (E-233) Alur 41
Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
250
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Stearat 0,01070 602,81 135632,3 - - 1451,39
Asam Oleat 8,41434 542,05 105699,8 96819,4 16261,5 1840896
Asam Linoleat 1,24071 481,29 92311,9 95198,2 15978,35 252470,9
Asam 0,09277 663,57 149303,3 - - 13850,32
Universitas Sumatera Utara
Arachidic
Total 2108668
QinQout −=dtdQ
= [ (11489960+2108668 )-( 8178166,8)]
= 5420461,927 Kj/jam
Media pemanas yang dipakai Oil Thermal Heater (OTH) pada 275 0C, kemudian
keluar sebagai Oil Thermal Heater bekas (OTH) pada 2500C(1atm).
dtdQ = m. Cp. ∆T
OTH yang diperlukan adalah :
kg/jam 8 86.727,390K) (25kJ/kg.K 2,5
kJ/jam 75420461,92C)250-C(275
dQ/dTm 0o
=
=
=Cp
B.2.16 Cooler IV ( E-232 )
Pada Cooler ( E-232) produk Blanded C16-C18 ( 99,89 % ) yang berasal dari tangki
accumulator (V-230 ) ) akan diturunkan suhunya dari 210oC menjadi 70oC
Cooler III(E-232)
Blanded C16-C18
Air pendingin55oC
Air pendingin bekas70oC
1 atm; 2100C
1 atm; 700C
Blanded C16-C18
37 38
Persamaan neraca panas :
Panas masuk = Panas keluar + Akumulasi
Universitas Sumatera Utara
Asumsi : keadaan steady state sehingga akumulasi = 0
Maka :
Panas masuk = Panas keluar
Pnas reaktan + Panas Steam = Panas Produk
Panas masuk ( Q37) = 593229 kj/jam
Kondisi Keluar :
- Alur keluar : Alur 38
- Komponen keluar : Blanded C16-C18 ( 99,829 % )
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 38 : 70oC
Tabel LB.68 Panas Keluar Cooler IV (E-232) Alur 38
Komponen N
( kmol/jam ) ∫70
25dT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Stearat 0,0040 481,29 86,8801
Asam Oleat 4,7299 542,05 115372,5
Asam Linoleat 1,0594 602,81 28737,52
Asam Arachidic 0,0008 542,05 20,52653
Total 144217
Neraca Energi Total Sistem :
QinQout −=dtdQ
= [ ( 144217-593229)]
= -449012,0586 Kj/jam
Media air pendingin yang dipakai adalah air dingin pada 55 oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 70oC ( 1 atm ).
Air TCW pada 1 atm, 55 0C, H(550C) = 230,2 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Air TCW pada 1 atm, 70 0C, H(700C) = 293 KJ/Kg (Geankoplis, 2003λ
Massa air pendingin yang diperlukan:
kJ/kg C)H(70 - C)H(55kJ/jam 6449012,058-
λQm 00==
kJ/kg 293-230,2kJ/jam 864449012,05-
λQm ==
Universitas Sumatera Utara
= 7149,87354 Kg/Jam
B.2.17 Fraksinasi IV ( C-240 )
C-240
Vd (42)(43)
Ld 42)
Vb 48)
Lb (47)
41
E-241
49
(45)
E-243
V-240
B.2.17.1 Kondensor VI ( E-241)
C-240
Vd (42)(43)
Ld (44)
41
E-241
(45)
V-240
Menentukan kondisi umpan
Untuk menghitung suhu umpan dapat dihitung dengan rumus :
Σpi.XiF = P, dimana
Pi = Vapor Pressure ( Kpa ) pada T tertentu ( oC)
XiF = Fraksi mol umpan
P = Tekanan Operasi ( Kpa )
Jadi, diperlukan Trial T untuk mendapatkan harga Pi yang sesuai.
P = 24,65 torr
C18:0 C18:1 C18:2 C20
C18:0 C18:1 C18:2 C20
C18 C18:1 C18:2 C20
C18:0 C18:1 C18:2 C20
C18 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
Trial : T = 245 oC= 518,15 K
Tabel LB.69 Titik Didih Umpan Masuk Fraksinasi
Komponen XiF Pi,T
( Torr), ( 245oC)
XiF. Pi
Asam Stearat 0,00110 20,1 0,0220
Asam Oleat 0,86226 24,25 20,9097
Asam Linoleat 0,12714 28,5 3,6235
Asam Arachidic 0,00951 9,4 0,0894
Total 1,000 24,6446
Maka, dari perhitungan diatas suhu umpan (F) adalah 245 oC= 518,15 K
Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total)
Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai
syarat Σyid/Ki = 1 terpenuhi.
P = 8,496 torr
Trial : T = 220 oC= 493,150 K
Tabel LB.70 Dew Point Destilat
Komponen YiD Pi,T
(Torr),(220oC)
YiD. Pi
Asam Stearat 0,00037 6,6 0,00245
Asam Oleat 0,80518 8,3 6,68295
Asam Linoleat 0,18352 9,7 1,78012
Asam Arachidic 0,01094 2,75 0,03007
Total 1,0000 8,49560
Maka, suhu destilat (D) adalah 220 oC = 493,150 K.
Persamaan Neraca Panas :
Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi
Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0
Maka :
Panas Masuk = Panas Keluar
Panas Reaktan = Panas Produk + Panas yang dibawa air pendingin
• Kondisi Masuk:
Universitas Sumatera Utara
- Alur masuk = Alur 42
- Temperatur referensi = 25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 42 = 245oC = 518,15 K
Tabel LB.71Panas Masuk Kondensor VI (E-241) Alur 42 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
245
BPdT Cp
Qin
(Kj/jam )
Asam Stearat 0,00341 602,81 132618,2 - - 452,2050849
Asam Oleat 7,38106 542,05 107390,9 99934,5 11860,05 1617821,867
Asam Linoleat 1,68571 481,29 91314,67 96830,4 14569,13 341717,0134
Asam Arachidic 0,10025 663,57 145985,4 - - 14634,47897
Total 1974625,6
Kondisi Keluar:
- Alur keluar = Alur 44 dan Alur 45
- Temperatur referensi =25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 44= 220oC = 493,15 K
- Temperatur alur 45 = 220 oC = 493,15 K
Tabel LB.72 Panas Keluar Kondensor VI (E-241) Alur 44 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
220
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Stearat 0,0009 602,81 111519,9 - - 100,65795
Asam Oleat 1,9538 542,05 67864,66 102897,3 37835,09 132594,6957
Asam Linoleat 0,4487 481,29 58392,03 101542 35459,52 162890,7027
Asam
Arachidic 0,0264 663,57 86927,67 1012309 42468,48 30296,00706
Total 325882,06
Tabel LB.73 Panas Keluar Kondensor VI (E-241) Alur 45 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
220
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Stearat 0,0025 602,81 111519,9 - - 279,6054
Asam Oleat 5,4273 542,05 67864,66 102897,3 37835,09 368318,6
Asam Linoleat 1,2370 481,29 58392,03 101542 35459,52 241700,1
Asam Arachidic 0,0737 663,57 86927,67 1012309 42468,48 84155,58
Total 694454
Universitas Sumatera Utara
Neraca Energi Total Sistem :
QinQout −=dtdQ
= [ (325882,06+694454)-( 1974625,6)]
= -954289,5785 Kj/jam
Media air pendingin yang dipakai adalah air dingin pada 29 oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 40oC ( 1 atm ).
Air pendingin pada 1 atm, 29 0C, H(290C) = 121,6 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Air pendingin pada 1 atm, 40 0C, H(400C) = 167,5 KJ/Kg (Geankoplis, 2003λ
Massa air pendingin yang diperlukan:
kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 5954289,578-
λQm 00==
kJ/kg 167,5-121,6kJ/jam 5954289,578-
λQm ==
= 20745,42562 Kg/Jam
Universitas Sumatera Utara
B.2.17.2 Reboiler IV ( E-243)
C-240
Vb (48)
Lb (47)
41
49
E-243
Tabel LB.74 Bubble Point Produk Bawah
Komponen XiB Pi,T
( Torr), (250oC)
XiB. Pi
Asam Stearat 0,00271 24 0,06516
Asam Oleat 0,98974 29 28,70240
Asam Linoleat 0,00123 34 0,04193
Asam Arachidic 0,00631 11,7 0,07387
Total 1,0000 28,88336
Maka suhu vapor bottom (Vb) adalah 250 oC = 523,150 K.
Persamaan Neraca Panas
:
Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi
Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0
Maka :
Panas Masuk = Panas Keluar
Panas alur masuk + Panas Steam= Panas alur keluar
• Kondisi Masuk:
- Alur masuk = Alur 47
- Temperatur referensi = 25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 47 = 250oC = 518,15 K
C18:0 C18:1 C18:2 C20
C18:0 C18:1 C18:2 C20
Universitas Sumatera Utara
Tabel LB.75 Panas Masuk Reboiler IV (E-243) Alur 47 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
245
BPdT Cp
Qin
(Kj/jam )
Asam Stearat 0,0391 602,81 132618,2 - - 5190,114107
Asam Oleat 14,2673 542,05 119251 - - 1701393,052
Asam
Linoleat 0,0178 481,29 91587,08 95423,7 14296,72 3578,876818
Asam
Arachidic 0,0910 663,57 145985,4 - - 13287,19867
Total 1723449,2
Kondisi Keluar:
- Alur keluar = Alur 45 dan Alur 46
- Temperatur referensi =25oC = 298,15 K
- Temperatur alur 48= 250 oC = 523,15 K
- Temperatur alur 49= 250 oC = 523,15 K Tabel LB.76 Panas Keluar Reboiler IV (E-243) Alur 48 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
250
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Stearat 0,03094 602,81 135632,3 - - 4196,742037
Asam Oleat 11,28024 542,05 105699,8 96819,4 16261,5 2467897,2
Asam
Linoleat 0,01406 481,29 94477,23 95198,2 13813,02 2860,237462
Asam
Arachidic 0,07196 663,57 149303,3 - - 10744,06922
Total 2485698,2
Tabel LB.77 Panas Keluar Reboiler IV (E-243) Alur 49 Komponen N
( kmol/jam )
CP ∫
BP
25dT Cp
HVL ∫
250
BPdT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Stearat 0,0082 602,81 135632,3 - - 1111,329
Asam Oleat 2,9871 542,05 105699,8 96819,4 16261,5 653517,9
Asam Linoleat 0,0037 481,29 94477,23 95198,2 13813,02 757,4126
Asam Arachidic 0,0191 663,57 149303,3 - - 2845,111
Total 658232
Universitas Sumatera Utara
QinQout −=dtdQ
= [ (2485698,2+658232 )-( 1723449,2)]
= 1420480,808 Kj/jam
Media pemanas yang dipakai Oil Thermal Heater (OTH) pada 275 0C, kemudian
keluar sebagai Oil Thermal Heater bekas (OTH) pada 2500C(1atm).
dtdQ = m. Cp. ∆T
OTH yang diperlukan adalah :
kg/jam 922.727,692 K) (25kJ/kg.K 2,5
kJ/jam 81420480,80C)250-C(275
dQ/dTm 0o
=
=
=Cp
B.2.18 Cooler V ( E-242 )
Pada Cooler ( E-242) produk Asam Oleat ( 80,5336 % ) yang berasal dari tangki
accumulator (V-240 ) ) akan diturunkan suhunya dari 220oC menjadi 35oC
Cooler V(E-242)
Asam Oleat
Air pendingin29oC
Air pendingin bekas40oC
1 atm; 2200C
1 atm; 350C
Asam Oleat45 46
Persamaan neraca panas :
Universitas Sumatera Utara
Panas masuk = Panas keluar + Akumulasi
Asumsi : keadaan steady state sehingga akumulasi = 0
Maka :
Panas masuk = Panas keluar
Pnas reaktan + Panas Steam = Panas Produk
Panas masuk ( Q45) = 694454kj/jam
Kondisi Keluar :
- Alur keluar : Alur 46
- Komponen keluar : Asam Oleat ( 80,5336 % )
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 46 : 35oC
Tabel LB.78 Panas Keluar Cooler V (E-242) Alur 46
Komponen N
( kmol/jam ) ∫35
25dT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Stearat 0,0025 602,81 15,11381
Asam Oleat 5,4273 542,05 29418,42
Asam Linoleat 1,2370 481,29 5953,516
Asam Arachidic 0,0737 663,57 489,1203
Total 35876,2
Neraca Energi Total Sistem :
QinQout −=dtdQ
= [ ( 35876,2-694454)]
= -658577,7543 Kj/jam
Media air pendingin yang dipakai adalah air dingin pada 29 oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 40oC ( 1 atm ).
Air pendingin pada 1 atm, 29 0C, H(290C) = 121,6 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Air pendingin pada 1 atm, 40 0C, H(400C) = 167,5 KJ/Kg (Geankoplis, 2003λ
Massa air pendingin yang diperlukan:
Universitas Sumatera Utara
kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 43-658577,75-
λQm 00==
kJ/kg 167,5-121,6kJ/jam 3658577,754-
λQm ==
= 14.316,9077 Kg/Jam
B.2.19 Cooler VI ( E-244 )
Pada Cooler ( E-244) dihasilkan sisa pemurnian asam oleat yang akan
disimpan pada tangki penyimpnan sehingga akan diturunkan suhunya dari 250oC
menjadi 70oC
Cooler VI(E-244)
Residu Asam Oleat
Air pendingin29oC
Air pendingin bekas40oC
1 atm; 2500C
1 atm; 700C
Residu Asam Oleat
210 70
Persamaan neraca panas :
Panas masuk = Panas keluar + Akumulasi
Asumsi : keadaan steady state sehingga akumulasi = 0
Maka :
Panas masuk = Panas keluar
Pnas reaktan + Panas Steam = Panas Produk
Panas masuk ( Q49) = 658232 kj/jam
Kondisi Keluar :
- Alur keluar : Alur 48
Komponen keluar : Residu asam oleat
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 48 : 70oC
Tabel LB.79 Panas Keluar Cooler VI (E-245) Alur 50
Universitas Sumatera Utara
Komponen N
( kmol/jam ) ∫70
25dT Cp
Qout
(Kj/jam )
Asam Stearat 0,0082 602,81 49,39241
Asam Oleat 2,9871 542,05 16191,53
Asam Linoleat 0,0037 481,29 17,91429
Asam Arachidic 0,0191 663,57 126,4494
Total 16385,3
Neraca Energi Total Sistem :
QinQout −=dtdQ
= [ ( 16385,3-658232)]
= -641.846,512 Kj/jam
Media air pendingin yang dipakai adalah air dingin pada 29 oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 40oC ( 1 atm ).
Air pendingin pada 1 atm, 29 0C, H(290C) = 121,6 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Air pendingin pada 1 atm, 40 0C, H(400C) = 167,5 KJ/Kg (Geankoplis, 2003λ
Massa air pendingin yang diperlukan:
kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 2641.846,51-
λQm 00==
kJ/kg 167,5-121,6kJ/jam 2641.846,51-
λQm ==
= 13.953,1850 Kg/Jam
Universitas Sumatera Utara
B.2.20 Heater IV ( E-01 )
Heater(E-101)
H2O
Steam 180oC :; 1atm
Kondensat 100oC : 1atm
1 atm; 400C
1 atm; 550C
H2O51 52
Air yang masuk pada heater adalah air pendingin bekas yang berasal dari kondensor
IV dan V pada frakisinasi II dan III dengan laju alir air( F ) = 66714,2556 kg/jam.
Air ini akan dinaikkan suhunya dari 40oC menjadi 55 oC.
Kondisi Masuk :
- Alur masuk : Alur 53
- Komponen masuk : H2O( Air )
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 53 : 40oC
Tabel LB.80 Kalor masuk pada Heater ( E-01) Alur Senyawa F
(Kg/jam) ∫40
25dT Cp
Qin
( Kj/jam)
51 H2O( Air ) 66714,2556 2,24767 149952
Total 149952
Kondisi keluar :
- Alur keluar : Alur 54
- Komponen keluar : H2O( Air )
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 54 : 55oC
Tabel LB.81 Kalor keluar pada Heater ( E-01)
Universitas Sumatera Utara
Alur Senyawa F
(Kg/jam) ∫55
25dT Cp
Qout
( Kj/jam)
51 H2O( Air ) 66714,2556 3,37714 225303
Total 225303
dq/dt = Qout –Qin
= 225303-149952
= 75351,7503 Kj/jam
Media pemanas yang dipakai steam adalah uap panas pada 180oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 100oC ( 1 atm ).
Superheated steam pada 1 atm, 180 0C,H(1800C)= 2013,1 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Saturated steam pada 1 atm, 1000C, HV(1000C) =2676 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
HL(1000C) = 419,1 KJ/Kg (Geankoplis,
2003)
λ = [H(180oC) – Hv(100oC)]+ [Hv(100oC) – HL(100oC)]
λ = [2013,1 – 2676] + [2676 – 419,19]
λ = 1594 KJ/kg
Massa steam yang diperlukan:
kJ/kg 1594kJ/jam 75351,7503
λQm ==
= 47,2721 Kg/Jam
Universitas Sumatera Utara
B.2.21 Cooler VII ( E-301 )
Pada Cooler ( E-301) air hasil penguapan pada barometric condensor akan
diturunkan sehingga akan diturunkan suhunya dari 45oC menjadi 30oC
Cooler VII(E-301)
H2O
Air pendingin29oC
Air pendingin bekas40oC
5152
H2O45oC 30oC
Persamaan neraca panas :
Panas masuk = Panas keluar + Akumulasi
Asumsi : keadaan steady state sehingga akumulasi = 0
Maka :
Panas masuk = Panas keluar
Pnas reaktan + Panas Steam = Panas Produk
Kondisi Masuk :
- Alur masuk : Alur 51
- Komponen masuk : H2O( Air )
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 51 : 45oC
Tabel LB.82 Kalor Pada Cooler VII ( E-301 ) Alur Senyawa F
(Kg/jam) ∫45
25dT Cp
Qin
( Kj/jam)
51 H2O( Air ) 2514,4926 1,499665 3770,9
Total 3770,9
Kondisi Masuk :
- Alur masuk : Alur 52
- Komponen masuk : H2O( Air )
Universitas Sumatera Utara
- Suhu referensi : 25oC
- Suhu alur 52 : 30oC
Tabel LB.83 Kalor keluar pada Cooler VII ( E-301 )
Neraca Energi Total Sistem :
QinQout −=dtdQ
= [ 938,959 – 3770,9)]
= -2831,9372 Kj/jam
Media air pendingin yang dipakai adalah air dingin pada 29 oC , kemudian keluar
sebagai kondensat pada 40oC ( 1 atm ).
Air pendingin pada 1 atm, 29 0C, H(290C) = 121,6 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)
Air pendingin pada 1 atm, 40 0C, H(400C) = 167,5 KJ/Kg (Geankoplis, 2003λ
Massa air pendingin yang diperlukan:
kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 2831,9372-
λQm 00==
kJ/kg 167,5-121,6kJ/jam 2831,93723-
λQm ==
= 61,5639 Kg/Jam
Alur Senyawa F
(Kg/jam) ∫30
25dT Cp
Qout
( Kj/jam)
52 H2O( Air ) 2514,4926 0,37342 938,959
Total 938,959
Universitas Sumatera Utara
LAMPIRAN C
PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT
LC.1 Tangki Penyimpanan Bahan Baku Pure Water (F-101)
Fungsi : Menyimpan Pure Water untuk kebutuhan 7 hari
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Kondisi penyimpanan
Temperatur = 29 oC = 302,15 K
Kebutuhan perancangan = 7 hari
Faktor kelonggaran = 30% (Tabel 25-5 Perry,1997)
Laju alir massa (F) = 611,904 kg/jam
Densitas Air (ρAir) 29 oC = 999,0276 kg/m3
Perhitungan
a. Volume Tangki
Volume larutan, Vl = 3kg/m0276,99924jam/harihari7kg/jam 611,904 ×× = 102,900 m3
Direncanakan membuat 1 tangki dengan faktor kelonggaran 30%, maka :
Volume tangki, Vt = 3m 102,900 x 0,3)(1+ = 133,77 m3
b. Diameter dan Tinggi Shell
Tinggi silinder (Hs) : Diameter (D) = 4 : 3
Tinggi tutup (Hd) : Diameter (D) = 1 : 4
• Volume shell tangki (Vs) :
3
2s
2
D3πVs
34D
4πHπRVs
=
== D
Universitas Sumatera Utara
• Volume tutup tangki (Ve) :
Vh = 32d
2 D24
D41D
6HR
32 π
=
π
=π (Brownell,1959)
• Volume tangki (V) :
Vt = Vs + Vh
= 3D83π
133,77 m3 = 3D1,1781
D3 = 113,55 m3
D = 4,8424 m
D = 190,64 in
Hs = =D34 6,4565 m
c. Diameter dan tinggi tutup
Diameter tutup = diameter tangki = 4,8424 m
Tinggi tutup (Hd) = =D41 1,2106 m
Tinggi tangki (Ht) = Hs + Hd = (6,4565+ 1,2106) m = 7,6671 m
d. Tebal shell tangki
Direncanakan tangki menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C,
sehingga diperoleh data :
- Allowable stress (S) = 13.700 Psia = 94.458,1709 kPa
- Joint efficiency (E) = 0,85
- Corrosion allowance (C) = 0,125 in/tahun
- Umur tangki (n) = 10 tahun (Tabel 18.5 Wallace, 1990)
Volume larutan = 1021,900 m3
Volume tangki = 133,77 m3
Tinggi shell = 6,4565 m
Tinggi larutan dalam tangki (l) = 3
3
m 133,77m 102,900
× 6,4565 m = 4,9665 m
Universitas Sumatera Utara
Tekanan Hidrostatik:
PHidrostatik = ρ × g × l
= 999,0276 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 4,9665 m = 48.624,7877 Pa
= 48,6248 kPa
Po = 101,3250 kPa
P = 48,6248 kPa + 101,3250 kPa = 149,9498 kPa
Pdesign = (1+0,3) × 149,9498 = 194,9347 kPa = 28,2729 Psia
= 1,9483 bar = 1,9229 atm
Tebal shell tangki:
in 4198,1
in)0,125 x 10(kPa) 471,2(194,93kPa)(0,85) 7092(94.458,1
(190,64in) kPa) (194,9347
nC1,2P2SE
PDt
=
+
−
=
+−
=
Tebal shell standar yang digunakan = 1 ½ in (Tabel 5.4 Brownell,1959)
e. Tebal tutup tangki
Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell,
Tebal tutup atas yang digunakan = 1 ½ in
LC.2 Pompa 1 (P-101) Fungsi : Mengalirkan pure water ke Heater
Jenis : Pompa Sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Tekanan = 101,3250 kPa = 1 atm
Temperatur = 29oC = 302,15 K
Laju alir massa (F) = 611,904 kg/jam = 0,3747 lbm/s
Densitas (ρ) = 999,0276 kg/m3 = 62,3676 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 0,9 cP = 0,0006 lbm/ft,s
Universitas Sumatera Utara
Laju alir volumetrik, === 3m
m
ft/lb 62,3676/seclb 0,3747
ρFQ 0,00601 ft3/s
Desain pompa : Asumsi aliran turbulen
Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 (Walas,1988)
= 3,9 (0,00601) 0,45 .(62,3676)0,13
= 0,6681 ft
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 2 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 2,067 in = 0,1723 ft
Diameter Luar (OD) : 2,375 in = 0,1979 ft
Inside sectional area : 0,0023 ft2
Kecepatan linear, v = Q/A = 2
3
0,0023/0,0061
ftsft = 2,6123 ft/s
Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv
= bm/ft.s 0,0006
)1723,0)(/ 6123,2)(/ 3676,26( 3
lftsftftlbm
= 46.402,0322 (Aliran Turbulen)
Untuk pipa commercial steel, harga ε = 0,000046 (Geankoplis, 1997)
Pada NRe = 46.402,0322 dan ε/D = 0,0003
Sehingga harga f = 0,0065
Friction loss :
1 Sharp edge entrance= hc = 0,55α2
12
1
2 vAA
−
= 0,55 ( ) ( )174,322 2,612301
2
− = 0,0530 ft,lbf/lbm
2 elbow 90° = hf = n,Kf,cg
v.2
2
= 2(0,75) ( )174,3226123,2 2
= 0,1591 ft,lbf/lbm
1 check valve = hf = n,Kf,cg
v.2
2
= 1(2,0) ( )174,3226123,2 2
= 0,2121 ft,lbf/lbm
Universitas Sumatera Utara
Pipa lurus 30 ft = Ff = 4fcgD
vL.2.. 2∆
= 4(0,0065)( )
( ) ( )174,32.2.0,1723)2,6123(30 2
= 0,4802 ft,lbf/lbm
1 Sharp edge exit = hex= cg
vAA
..21
22
2
1
α
−
= ( ) ( )( )174,32126123,201
2
− = 0,1061 ft,lbf/lbm
Total friction loss : ∑ F = 1,0105 ft,lbf/lbm
Dari persamaan Bernoulli :
( ) ( ) 021 12
122
12
2 =+∑+−
+−+− sWFPPzzgvvρα
(Geankoplis,1997)
dimana : v1 = v2
P1 = P2 = 101,3250 kPa = 2116,2281 lbf/ft²
∆Z = 7 ft
Maka :
( ) 0/. 0105,10 7./.174,32
/174,320 2
2
=++++ sWlbmlbfftftslbflbmft
sft
Ws = 8,0105 ft,lbf/lbm
P Effisiensi pompa , η= 80 %
Ws = η x Wp
8,0105 = 0,80 x Wp
Wp = 10,0131 ft,lbf/lbm
Daya pompa : P = m x Wp
= ( )( ) ft.lbf/lbm 0131,01lbm/s360045359,0
611,9041× x
slbffthp
/.5501
= 0,0068 hp
Maka dipilih pompa dengan daya motor = ¼ hp
Universitas Sumatera Utara
LC.3 Tangki Penyimpanan Bahan Baku Palm Kernel Oil (F-102)
Fungsi : Menyimpan bahan baku PKO untuk kebutuhan 7 hari Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 7 unit
Kondisi penyimpanan
Temperatur = 27 oC = 300,15 K
Kebutuhan perancangan = 7 hari
Faktor kelonggaran = 30% (Tabel 25-5 Perry,1997)
Laju alir massa (F) = 15.000 kg/jam
Data densitas komponen PKO (27 oC)
Trigliserida: 0,952 kg/l
Air : 0,9996 kg/l
Data komposisi komponen
Trigliserida: 0,9861
Air : 0,0139 (LA Neraca Massa)
Jadi, densitas campuran (ρcampuran)
3
campuran
/7,952/9527,0
(0,0139)9996,0)9861,0(952,0ρ
mkglkg ==
+=
Perhitungan
a. Volume Tangki
Volume larutan, Vl = 3kg/m952,724jam/harihari7kg/jam15000 ×× = 2.645,222 m3
Direncanakan membuat 7 tangki dengan faktor kelonggaran 30%, maka :
Volume larutan untuk 1 tangki = 7
2645,222 m3= 377,89 m3
Volume tangki, Vt = 7
m 2.645,222 x 0,3)(1 3+ = 491,26 m3
b. Diameter dan Tinggi Shell
Tinggi silinder (Hs) : Diameter (D) = 4 : 3
Tinggi tutup (Hd) : Diameter (D) = 1 : 4
Universitas Sumatera Utara
• Volume shell tangki (Vs) :
3
2s
2
D3πVs
34D
4πHπRVs
=
== D
• Volume tutup tangki (Ve) :
Vh = 32d
2 D24
D41D
6HR
32 π
=
π
=π (Brownell,1959)
• Volume tangki (V) :
Vt = Vs + Vh
= 3D83π
491,26 m3 = 3D1,1781
D3 = 416,99 m3
D = 7,4709 m
D = 293,64 in
Hs = =D34 9,9613 m
c. Diameter dan tinggi tutup
Diameter tutup = diameter tangki = 7,4709 m
Tinggi tutup (Hd) = =D41 1,8677 m
Tinggi tangki (Ht) = Hs + Hd = (9,9613 + 1,8677) m = 11,8290 m
d. Tebal shell tangki
Direncanakan tangki menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C,
sehingga diperoleh data :
- Allowable stress (S) = 13.700 Psia = 94.458,1709 kPa
- Joint efficiency (E) = 0,85
- Corrosion allowance (C) = 0,125 in/tahun
- Umur tangki (n) = 10 tahun (Tabel 18.5 Wallace, 1990)
Volume larutan = 377,89 m3
Volume tangki = 491,26 m3
Tinggi shell = 9,9613 m
Universitas Sumatera Utara
Tinggi larutan dalam tangki (l) = 3
3
m 491,26m 377,89
× 9,9613 m = 7,6625 m
Tekanan Hidrostatik:
PHidrostatik = ρ × g × l
= 952,7 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 7,6625 m = 71.537,6941 Pa
= 71,5377 kPa
Po = 101,3250 kPa
P = 71,5377 kPa + 101,3250 kPa = 172,8627 kPa
Pdesign = 1,3 × 172,8627 = 207,4352 kPa = 30,0859Psia
= 2,0744bar = 2,0472 atm
Tebal shell tangki:
in 5287,1
in)0,125 x 10(kPa) 521,2(207,43kPa)(0,85) 7092(94.458,1
in) (294,13 kPa) (207,4352
nC1,2P2SE
PDt
=
+
−
=
+−
=
Tebal shell standar yang digunakan = 1 ¾ in (Tabel 5.4 Brownell,1959)
e. Tebal tutup tangki
Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell,
Tebal tutup atas yang digunakan = 1 ¾ in
LC.4 Pompa 2 (P-102A/B) Fungsi : Mengalirkan bahan baku PKO ke Heater
Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit ON dan 1 unit cadangan
Kondisi operasi :
Tekanan = 101,3250 kPa = 1 atm
Temperatur = 27 oC = 300,15 K
Laju alir massa (F) = 15.000 kg/jam = 9,1860 lbm/s
Universitas Sumatera Utara
Densitas (ρ) = 952,7 kg/m3 = 59,4730 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 23,4820 cP = 0,0158 lbm/ft,s
(Gambar 14, kern, 1965)
Laju alir volumetrik, === 3m
m
ft/lb 59,4730/seclb 9,1860
ρFQ 0,1545 ft3/s
Desain pompa : Asumsi aliran turbulen
Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 (Walas,1988)
= 3,9 (0,1545)0,45 (59,4730)0,13
= 2,8625 ft
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft
Inside sectional area : 0,0513 ft2
Kecepatan linear, v = Q/A = 2
3
0513,0/ 0,1545
ftsft = 3,0120 ft/s
Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv
= bm/ft.s 0,0158
) 0,2557)(/01120,3)(/ 59,4730( 3
lftsftftlbm
= 2.901,1954 (Turbulen)
Untuk pipa commercial steel, harga ε = 0,000046 (Geankoplis, 1997)
Pada NRe = 2.901,1954 dan ε/D = 0,00018
Sehingga harga f = 0,0125
Friction loss :
1 Sharp edge entrance= hc = 0,55α2
12
1
2 vAA
−
Universitas Sumatera Utara
= 0,55 ( ) ( )174,322 3,012001
2
− = 0,0775 ft,lbf/lbm
2 elbow 90° = hf = n,Kf,cg
v.2
2
= 2(0,75) ( )174,322 3,0120 2
= 0,2115 ft,lbf/lbm
1 check valve = hf = n,Kf,cg
v.2
2
= 1(2,0) ( )174,322 3,0120 2
= 0,2820ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff = 4fcgD
vL.2.. 2∆ = 4(0,0125)
( )( ) ( )174,32.2.0,2557
) 0120,3(30 2
= 0,8272 ft,lbf/lbm
1 Sharp edge exit = hex = cg
vAA
..21
22
2
1
α
−
= ( ) ( )( )174,3212 3,012001
2
− = 0,1410 ft,lbf/lbm
Total friction loss : ∑ F = 1,5392 ft,lbf/lbm
Dari persamaan Bernoulli :
( ) ( ) 021 12
122
12
2 =+∑+−
+−+− sWFPPzzgvvρα
(Geankoplis,1997)
dimana : v1 = v2
P1 = P2 = 101,3250 kPa = 2116,2281 lbf/ft²
∆Z = 7 ft
Maka : ( ) 0/. 5392,10 20./.174,32
/174,320 2
2
=++++ sWlbmlbfftftslbflbmft
sft
Ws = 8,5392 ft,lbf/lbm
P Effisiensi pompa , η= 80 %
Ws = η x Wp
8,5392 = 0,80 x Wp
Wp = 10,6740 ft,lbf/lbm
Daya pompa : P = m x Wp
= ( )( ) ft.lbf/lbm 10,6740lbm/s360045359,0 15000
× x slbfft
hp/.550
1
= 0,1783 hp
Maka dipilih pompa dengan daya motor = ¼ hp
Universitas Sumatera Utara
LC.5 Pompa 3 (P-103) Fungsi : Mengalirkan Pure Water ke kolom Splitting (C-110)
Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Tekanan = P1 = 101,3250 kPa = 1 atm
P2 = 5400 Kpa = 53.2939 atm
Temperatur = 29oC = 302,15 K
Laju alir massa (F) = 611,9041 kg/jam = 0,3747 lbm/s
Densitas (ρ) = 999,0276 kg/m3 = 62,3676 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 0,9 cP = 0,0006 lbm/ft,s
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :
Ukuran nominal : 2 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 2,067 in = 0,1723 ft
Diameter Luar (OD) : 2,375 in = 0,1979 ft Inside sectional area : 0,0023 ft2
No. Kondisi Nilai
1. Laju alir volumetrik, , === 3m
m
ft/lb 62,3676/seclb 0,3747
ρFQ 0,0062 ft3/s
2. Di,opt 0,6739 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 2,6834 ft/s
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 46.402,0322 (Turbulen)
Friction Loss
Sharp edge entrance 0,0560ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 0,1679 ft,lbf/lbm
check valve 0,2238 ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff 0,5067 ft,lbf/lbm
Universitas Sumatera Utara
Sharp edge exit 0,1119 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 1,0663 ft,lbf/lbm
5. Ws 1877,4450 ft,lbf/lbm
6. Wp 2346,8063 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 1,5989 hp atau 1 ¾ hp
LC.6 Pompa 4 (P-104) Fungsi : Mengalirkan bahan baku PKO ke kolom Splitting (C-110)
Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Tekanan = P1 = 101,3250 kPa = 1 atm
P2 = 5400 Kpa = 53.2939 atm
Temperatur = 27 oC = 300,15 K
Laju alir massa (F) = 15.000 kg/jam = 9,1860 lbm/s
Densitas (ρ) = 952,7 kg/m3 = 59,4730 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 23,4820 cP = 0,0158 lbm/ft,s
(Gambar 14, kern, 1965)
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft
Inside sectional area : 0,0513 ft2
No. Kondisi Nilai
1. Laju alir volumetrik, === 3m
m
ft/lb 59,4730/seclb 9,1860
ρFQ 0,1545 ft3/s
2. Di,opt 2,8625 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 3,0120 ft/s
Universitas Sumatera Utara
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 2.901,1954 (Turbulen)
Friction Loss
Sharp edge entrance 0,0775 ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 0,2115 ft,lbf/lbm
check valve 0,2820 ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff 0,8272 ft,lbf/lbm
Sharp edge exit 0,1410 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 1,5392 ft,lbf/lbm
5. Ws 1916,7302 ft,lbf/lbm
6. Wp 2395,9127 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 40,1016 hp atau 40 hp
LC.7 Kolom Splitting (C-110)
Fungsi : Tempat berlangsungnya hidrolisa Palm Kernel Oil
Bahan konstruksi : Carbon Steel
Jenis : Packed Bed Coloumn
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup datar
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Kondisi Operasi
Tekanan : 54 bar = 53,2939 atm = 783,204Psia = 5400 kPa
Temperatur : 255 oC = 491 oF = 528,15 K
a. Volume
Waktu tinggal = 4 jam (Ecogreen)
Fair masuk = 611,9041 kg/jam
Densitas Air (ρ) 900C = 0,9725 kg/dm3 = 972,5637 kg/m3
Volume Air = jammmkgjamkgm /6291,0
/5637,972/9041,611 3
3 ==ρ
Universitas Sumatera Utara
FPKO masuk = 15.000 kg/jam
Densitas PKO (ρ) = 0,9522 kg/dm3= 952,2858 kg/m3
Volume PKO = jammmkg
jamkgm /7516,15/2858,952
/000.51 33 ==
ρ Fsteam masuk = 422kg/jam
Densitas Steam (ρ) 1500C = 917,3645 kg/m3
Volume Steam = jammmkg
jamkgm /5944,0/3645,917
/422 33 ==
ρ Volume Total = (0,6292 + 15,7516 + 0,5944)m3/jam
= 16,9752 m3/jam
Volume selama 4 jam = 16,9752 m3/jam x 4 jam
= 67,9008 m3
Faktor kelonggaran (fk) = 20 % (Brownell & young, 1959)
Volume Tangki, VT = (1+0,2) x 67,9008 m3
= 81,4810 m3
b. Diameter dan tinggi Shell
Volume silinder tangki, (Vs)
4
2xHsxDtVsπ
= (Brownell & young, 1959)
Dimana, Vs = Volume silinder (m3)
Dt = Diameter tangki (m)
Hs = Tinggi tangki silinder (m)
Direncanakan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki
Hs : Dt = 18 : 1, maka :
4
2xHsxDtVsπ
= , (Hs : Dt = 18:1)
32 5,44
18 DtxDtVs == π
Volume tutup tangki ellipsoidal, (Vh)
32 1308,0241 DtxDtVh == π (Brownell & young, 1959)
Universitas Sumatera Utara
Diameter Tangki, (DT)
VT = Vs
81,4810 m3 = 31775,1 Dt
DT = 1,7932 m = 70,59995 in
r = ½ x DT = ½ x (1,7932 m) = 0,8966 m = 35,29998 in
Tinggi silinder, (Hs)
inmmxxDtHs 799,12702782,327932,11818 ====
Tinggi cairan dalam tangki, (Hc)
Volume Tangki, VT = 81,4810 m3
Volume cairan, Vc = 67,0900 m3
Tinggi Silinder, Hs = 32,2783 m
Tinggi cairan dalam tangki = silinderVol
silindertinggixcairanVol.
.
inmx 999,10588986,264810,81
2783,320900,67===
c. Diameter dan tinggi tutup, tinggi tangki
Diameter tutup = Diameter tangki = 1,7932 m
Tinggi tutup, Hd = mD 4483,041̀
==
Tinggi tangki, HT = Hs + Hd = (32,2783 + 0,4483) m = 32,7266 m
d. Tebal Shell tangki
Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C,
diperoleh data :
- Allowable stress (S) =13.750 Psia
- Joint efficiency (E) = 0,8
- Corrosion allowance (C) = 0,125 in
- Umur tangki (n) = 10 tahun (Brownell,1959)
Tekanan Hidrostatik
Phidrostatik = ρ x (HT – 1)
Universitas Sumatera Utara
=924,9922 kg/m3 x ( 32,7266 – 1) = 29442,174 kg/m2
=29442,174 kg/m2 x psiamkg
8667,41/1
psia 0,0014222 =
Tekanan operasi ,(P0) = 54bar x 14,50377 psia/bar
= 783,2035 psia = 54 bar
P = 41,8667 psia + 783,2035 psia = 825,0704 psia
Maka, Pdesain = (1,2) x (825,0704 psia) = 990,0844 psia = 68,264 bar
Tebal shell tangki:
in 6581,1psia)4,6(990,0840)psia)(0,85 09(94.458,17
in) (160,9487 )p(990,0844,6P0SE
PDt
=−
=
−=
sia
Maka, tebal shell standar yang digunakan = 1 ¾ in (Table 5.4 Brownell,1959)
LC.8 Flash Tank Gliserol (FT-110)
Fungsi : Menurunkan tekanan dan memisahkan air fasa uap dari Gliserol keluaran Splitting
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Tabel LC.2 Data-data pada alur Flash Tank Gliserol (FT-110)
Komponen
laju alir massa
gas (kg/jam)
laju alir massa liquid
(kg/jam)
% berat (xi)
Densitas ρ (kg/m3)
Gliserol - 162,8421 0,1170 1159,9840 Trigliserida - 295,8300 0,2126 952,0000
H2O 39,0582 933,1410 0,6704 791,4624 Total 39,0582 1391,8132
Densitas campuran (ρcampuran) = Σxi.ρi = 869 kg/m3 = 54,23 lbm/ft3
Universitas Sumatera Utara
Perhitungan
a. Volume Tangki
Suhu masuk pada Flash Tank Gliserol = 255 0C = 528,15 K
Tekanan operasi = 0,5 atm
Mol air dalam fasa gas = jamkmolBMairFair /1699,2
1839,0582
==
Volume gas (Vg)=atm
KxKkmolatmmxjamkmol5,0
15,528./.082054,0/1699,2 3
= 188,07 m3
Volume cairan = 36022,1869
8132,391.1 mF
cair
air ==∑ ρ
Volume campuran = Volume gas + Volume cairan
= 188,07 m3 + 1,6022 m3 = 189,6755 m3
dengan faktor kelonggaran 30%, maka :
Volume tangki, Vt = 3m 189,6755 x 0,3)(1+ = 246,5782 m3
b. Diameter dan Tinggi Shell
Tinggi silinder (Hs) : Diameter (D) = 4 : 3
Tinggi tutup (Hd) : Diameter (D) = 1 : 4
• Volume shell tangki (Vs) :
3
2s
2
D3πVs
34D
4πHπRVs
=
== D
• Volume tutup tangki (Ve) :
Vh = 32d
2 D24
D41D
6HR
32 π
=
π
=π (Brownell,1959)
• Volume tangki (V) :
Vt = Vs + Vh
= 3D83π
246,5782 m3 = 3 1,1781 D
Universitas Sumatera Utara
D = 5,9373 m = 233,7530 in
Hs = =D34 7,9164 m
c. Diameter dan tinggi tutup
Diameter tutup = diameter tangki = 5,9373 m
Tinggi tutup (Hd) = =D41 1,4843 m
Tinggi tangki = Hs + Hd = (7,9164 + 1,4843) m = 9,4008 m
d. Tebal shell tangki
Direncanakan tangki menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C,
sehingga diperoleh data :
- Allowable stress (S) = 13.700 Psia = 94.458,1709 kPa
- Joint efficiency (E) = 0,85
- Corrosion allowance (C) = 0,125 in/tahun
- Umur tangki (n) = 10 tahun (Wallace, 1990)
Volume cairan = 1,6022 m3
Volume tangki = 246,5782 m3
Tinggi shell = 7,9164 m
Tinggi cairan dalam tangki (l) = 3
3
m 246,5782m 1,6022
× 7,9164 m = 0,0514 m
P desain = 0,5 atm = 50,663 kPa
Tebal shell tangki:
in 2758,2
in)0,125 x 10(kPa) ) 1,2(50,663kPa)(0,85) 7092(94.458,1
in) (233,7530 kPa) (50,663
nC1,2P2SE
PDt
=
+
−
=
+−
=
Tebal shell standar yang digunakan = 2 ½ in (Brownell,1959)
e. Tebal tutup tangki
Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell,
Tebal tutup atas yang digunakan = 2 ½ in
Universitas Sumatera Utara
LC.9 Pompa 5 (P-105) Fungsi : Mengalirkan produk Gliserol ke Tangki penyimpanan
Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Tekanan = P1 = 101,3250 kPa = 1 atm
Temperatur = 27,8 oC = 300,15 K
Laju alir massa (F) = 1.352,7549 kg/jam = 0,8284 lbm/s
Densitas (ρ) = 1.159,9840 kg/m3 = 62,3875 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 4 cP = 0,0027 lbm/ft,s
(Gambar 14, kern, 1965)
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft
Inside sectional area : 0,0513 ft2
No. Perhitungan Nilai
1. Laju alir volumetrik, ρFQ = 0,0114 ft3/s
2. Di,opt 0,9102 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 4,9738 ft/s
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 23.081,0354 (Turbulen)
Friction Loss
Sharp edge entrance 0,1922 ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 0,5767 ft,lbf/lbm
check valve 0,7689 ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff 1,6606 ft,lbf/lbm
Universitas Sumatera Utara
Sharp edge exit 0,3845 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 3,5829ft,lbf/lbm
5. Ws 23,5829 ft,lbf/lbm
6. Wp 29,4786 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 0,0444hp atau ¼ hp
LC.10 Tangki Penyimpanan Produk Bawah Hidrolisa (F-103) Fungsi : Menyimpan Produk bawah Hidrolisa Gliserol
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Kondisi penyimpanan :
Kebutuhan perancangan = 7 hari
Faktor kelonggaran = 30% (Tabel 25-5 Perry,1997)
Densitas Campuran (27,8 oC) = 1.008,3527 kg/m3
Titik Leleh Gliserol = 17,8 0C
Suhu penyimpanan = 17,8 0C + 10 0C = 27,8 0C = 305,95 K
No. Perhitungan Nilai
1. Volume tangki, Vt 293,12 m3
2. Tinggi silinder (Hs) 8,3861 m
3. Tinggi tutup (Hd) 1,5724 m
4. Diameter tangki, (D) 6,2895 m
5. Tinggi tangki, (Ht) 9,9584 m
6. Tinggi cairan dalam tangki, (l) 6,4508 m
7. Tekanan Hidrostatik, PHidrostatik 63,7197 kPa
8. Pdesign 198,0536 kPa
1,9546 atm
9. Tebal shell tangki 1,4740 in
10. Tebal shell standar 1 ½ in
Universitas Sumatera Utara
LC.11 Flash Tank Fatty Acid (FT-120)
Fungsi : Menurunkan tekanan dan memisahkan air fasa uap dari Fatty Acid keluaran Splitting
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Tabel LC.4 Data-data pada alur Flash Tank Fatty Acid (FT-120)
Komponen laju alir
massa gas (kg/jam)
laju alir massa liquid
(kg/jam)
% berat (xi)
Densitas ρ (kg/m3)
C8 - 536,3398 0,0366 910 C10 - 507,3485 0,0347 893 C12 - 6.870,9476 0,4693 880 C14 - 2.304,8115 0,1574 900 C16 - 1.217,6363 0,0832 853 C18 - 304,4091 0,0208 870
C18:1 - 2.377,2899 0,1624 895 C18:2 - 347,8961 0,0238 900 C20 - 28,9913 0,0020 824 H2O 6,1287 146,4209 0,0100 941,8458
Total 6,1287 14.642,0909 Densitas campuran (ρcampuran) = Σxi.ρi = 885,66 kg/m3 = 55,2903 Slbm/ft3
Perhitungan
a. Volume Tangki
Suhu masuk pada Flash Tank Fatty Acid = 95 0C = 368,15 K
Tekanan operasi = 0,5 atm
Mol air dalam fasa gas = jamkmolBMairFair /3405,0
186,1287
==
Volume gas (Vg)=atm
KxKkmolatmmxjamkmol5,0
15,368./.082054,0/3405,0 3
= 20,5708 m3
Universitas Sumatera Utara
Volume cairan = 35324,1666,885
14.642 mF
cair
air ==∑ ρ
Volume campuran = Volume gas + Volume cairan
= 20,5708 m3 + 16,5324 m3 = 37,1031 m3
dengan faktor kelonggaran 30%, maka :
Volume tangki, Vt = 3m 37,1031 x 0,3)(1+ = 48,2341 m3
b. Diameter dan Tinggi Shell
Tinggi silinder (Hs) : Diameter (D) = 4 : 3
Tinggi tutup (Hd) : Diameter (D) = 1 : 4
• Volume shell tangki (Vs) :
3
2s
2
D3πVs
34D
4πHπRVs
=
== D
• Volume tutup tangki (Ve) :
Vh = 32d
2 D24
D41D
6HR
32 π
=
π
=π (Brownell,1959)
• Volume tangki (V) :
Vt = Vs + Vh
= 3D83π
48,2341 m3 = 3D1,1781
D3 = 40,9423 m3
D = 3,4466 m
D = 135,6928 in
Hs = =D34 4,5955 m
c. Diameter dan tinggi tutup
Diameter tutup = diameter tangki = 4,5955 m
Tinggi tutup (Hd) = =D41 0,8616m
Universitas Sumatera Utara
Tinggi tangki = Hs + Hd = (4,5955 + 0,8616) m = 5,4571 m
d. Tebal shell tangki
Direncanakan tangki menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C,
sehingga diperoleh data :
- Allowable stress (S) = 13.700 Psia = 94.458,1709 kPa
- Joint efficiency (E) = 0,85
- Corrosion allowance (C) = 0,125 in/tahun
- Umur tangki (n) = 10 tahun (Wallace, 1990)
Volume cairan = 16,5324 m3
Volume tangki = 48,2341 m3
Tinggi shell = 4,5955 m
Tinggi cairan dalam tangki (l) = 3
3
m 48,2341m 16,5324
× 4,5955 m = 1,5751 m
P desain = 0,5 atm = 50,663 kPa
Tebal shell tangki:
in 2928,1
in)0,125 x 10(kPa) )1,2(50,663kPa)(0,85) 7092(94.458,1
in) (135,4674 kPa) (50,663
nC1,2P2SE
PDt
=
+
−
=
+−
=
Tebal shell standar yang digunakan = 1 ½ in (Brownell,1959)
e. Tebal tutup tangki
Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell,
Tebal tutup atas yang digunakan = 1 ½ in
LC.12 Pompa 6 (P-106)
Fungsi : Mengalirkan PKO-Fa ke Dryer (D-210) Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Universitas Sumatera Utara
Kondisi operasi :
Tekanan = P1 = 101,3250 kPa
P2 = 20 kPa
Temperatur = 120 oC = 300,15 K
Laju alir massa (F) = 14.635,9622 kg/jam = 8,9630 lbm/s
Densitas (ρ) = 885,639 kg/m3 = 55,2889 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 2,1691 cP = 0,0015 lbm/ft,s
(Gambar 14, kern, 1965)
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft Inside sectional area : 0,0513 ft2
No. Perhitungan Nilai
1. Laju alir volumetrik, ρFQ = 0,1622 ft3/s
2. Di,opt 2,8978 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 3,1609ft/s
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 30.645,3197 (Turbulen)
Friction Loss
Sharp edge entrance 0,0776 ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 0,2329 ft,lbf/lbm
check valve 0,3105 ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff 0,2915 ft,lbf/lbm
Sharp edge exit 0,1553 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 1,0679 ft,lbf/lbm
5. Ws 43,7968 ft,lbf/lbm
6. Wp 54,7460 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 0,8922 hp atau 1 hp
Universitas Sumatera Utara
LC.13 Dryer (D-201)
Fungsi :Menguapkan air sebelum dimasukkan ke kolom Fraksinasi I Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Tekanan = 20 kPa
Temperatur = 150 oC = 423,15 K
Kebutuhan perancangan = 1 jam
Faktor kelonggaran (fk) = 30 %
ρ campuran = 885,4043 kg/m3
laju alir (F) = 14.635,962 kg/jam
Tabel LC.6 Data – data pada Dryer (D-210)
Komponen laju alir massa (kg/jam)
% berat (xi)
Densitas ρ (kg/m3)
C8 536,3398 0,0366 910 C10 507,3485 0,0347 893 C12 6.870,9476 0,4695 880 C14 2.304,8115 0,1575 900 C16 1.217,6363 0,0832 853 C18 304,4091 0,0208 870
C18:1 2.377,2899 0,1624 895 C18:2 347,8961 0,0238 900 C20 28,9913 0,0020 824 H2O 140,2922 0,0096 917,3645975
Total 14.635,962 Densitas campuran (ρcampuran) = Σxi.ρi = 885,4043 kg/m3
Universitas Sumatera Utara
Perhitungan
a. Volume Tangki
Volume cairan = 35303,16885,403
962,635.14 mF
cair
air ==∑ ρ
dengan faktor kelonggaran 30%, maka :
Volume tangki, Vt = 3m 16,5303 x 0,3)(1+ = 21,4893 m3
b. Volume Head
H/D = 0,8
[ ])/5,1.()/(2..0778,02)/.( 2300 DHDHDVVVVh −==
(Brownell,1959)
Vh = 0,1394.D3
c. Kapasitas Shell
H/D = 0,8
]sin].[2/1.[.).4/()/.(48,4]8,0.21[.2)]/(21[.2
200 θθππ
θ
−==
=−=−=
LDVVVVradarcCosDHarcCos
s
Vs = 0,6736.D2.L
d. Panjang dan Diameter tangki
Vtangki = Vh +Vs
L/D = 3
3 m3 = 0,1394.D3 + 0,6736.D2.3D
D3 = 9,9478 m3
D = 2,1507 m
L = mD
D 4520,6.676,0
.1394,04893,212
3
=−
e. Tebal shell tangki
Direncanakan tangki menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C,
sehingga diperoleh data :
- Allowable stress (S) = 13.700 Psia = 94.458,1709 kPa
- Joint efficiency (E) = 0,85
- Corrosion allowance (C) = 0,125 in/tahun
Universitas Sumatera Utara
- Umur tangki (n) = 10 tahun (Wallace, 1990)
Tekanan disain :
Pnormal = 20 kPa
Untuk sistem vakum dan hamper vakum, tekanan di desain 15 psia. (Wallace, 1990)
Tebal shell tangki:
in 2615,1
in)0,125 x 10(kPa) ) 141,2(123,42kPa)(0,85) 7092(94.458,1
in) (2,1469 kPa) (123,4214
nC1,2P2SE
PDt
=
+
−
=
+−
=
Tebal shell standar yang digunakan = 1 ¼ in (Brownell,1959)
f. Tebal tutup tangki
Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell,
Tebal tutup atas yang digunakan = 2 ¾ in
LC.14 Pompa 7 (P-201) Fungsi : Mengalirkan PKO-Fa ke Heater (E-201)
Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Tekanan = 101,3250 kPa = 1 atm
Temperatur = 27 oC = 300,15 K
Laju alir massa (F) = 14.495,67 kg/jam = 8,8771 lbm/s
Densitas (ρ) = 952 kg/m3 = 59,4317 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 3,6000 cP = 0,0024 lbm/ft,s
(Gambar 14, kern, 1965)
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Universitas Sumatera Utara
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft Inside sectional area : 0,0513 ft2
No. Perhitungan Nilai
1. Laju alir volumetrik, ρFQ = 0,1622 ft3/s
2. Di,opt 2,8945 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 3,1620 ft/s
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 30.486,2926 (Turbulen)
Friction Loss
Sharp edge entrance 0,0777 ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 0,2331 ft,lbf/lbm
check valve 0,3108 ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff 0,2917 ft,lbf/lbm
Sharp edge exit 0,1554 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 1,0686 ft,lbf/lbm
5. Ws 13,8174 ft,lbf/lbm
6. Wp 17,2718 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 0,2788 hp atau ¼ hp
LC.15 Pompa 8 (P-202) Fungsi : Mengalirkan PKO-Fa dari Heater (E-201) ke kolom
Fraksinasi I (C-210) Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Temperatur = 150 oC = 393,15 K
Laju alir massa (F) = 14.495,67 kg/jam = 8,8771 lbm/s
Universitas Sumatera Utara
Densitas (ρ) = 876,61 kg/m3 = 54,7253 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 2,1595 cP = 0,0015 lbm/ft,s
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft Inside sectional area : 0,0513 ft2
No. Perhitungan Nilai
1. Laju alir volumetrik, ρFQ = 0,1622 ft3/s
2. Di,opt 2,8945 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 3,1620 ft/s
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 30.486,2926 (Turbulen)
Friction Loss
Sharp edge entrance 0,0777 ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 0,2331 ft,lbf/lbm
check valve 0,3108 ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff 0,2917 ft,lbf/lbm
Sharp edge exit 0,1554 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 1,0686 ft,lbf/lbm
5. Ws 77,5988ft,lbf/lbm
6. Wp 96,9985 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 1,5656 hp atau 1 ¾ hp
LC.16 Kolom Fraksinasi I (C-210)
Fungsi : Memisahkan Blanded C8-C10 dari PKO-Fa
Jenis : Sieve – tray
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal
Universitas Sumatera Utara
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Jumlah : 1 unit
Dari perhitungan neraca massa dan neraca panas diperoleh data:
RD = 1 XHF = 0,5148
RDM = 0,7626 XLF = 0,0442
XLW = 0,00005 D = 6,6544 kmol/jam
XHW = 0,5718 W = 59,6437 kmol/jam
XHD = 0,0039 αLD = 3,4720
XLD = 0,4400 αLW = 2,3030
Suhu dan tekanan pada Fraksinasi I (C-210) adalah 475,15 K dan 42,055 torr
Dari perhitungan jumlah tahap pada Lampiran A Neraca Massa, didapat jumlah
piring/tray yang dibutuhkan sebanyak = 31 piring/tray.
Penentuan lokasi umpan masuk
=
2
log206,0logHD
LW
LF
HF
s
e
XX
DW
XX
NN (Geankoplis,1997)
=
2
0002,00134,0
39,790733,2426
0442,05148,0log206,0log
s
e
NN
log 3674,0−=s
e
NN
4291,0=s
e
NN
Ne = 0,4291 Ns
N = Ne + Ns
31 = 0,4291 Ns + Ns
Ns = 21,6917 ≈ 22
Ne = 31 – 22 = 8
Jadi, umpan masuk pada piring ke-8 dari atas.
Desain kolom
Universitas Sumatera Utara
Direncanakan :
Tray spacing (t) = 1 m (Tabel 6.1 , Treybal, 1981)
Hole diameter (do) = 4,5 mm = 0,0045 m (Treybal, 1981)
Space between hole center (p’) = 12 mm = 0,0120 m (Treybal, 1981)
Weir height (hw) = 5 cm = 0,05 m
Pitch = triangular ¾ in
l/do = 0,43 (Treybal, 1981)
Tabel LC.4 Komposisi Bahan Pada Alur Vd Kolom Fraksinasi I (C-210)
Komponen Alur Vd
(kmol/jam) % mol i BMi % mol × Bmi
C8 7,4383 0,5561 144,21 80,1988
C10 5,8846 0,4400 172,26 75,7878
C12 0,0523 0,0039 200,31 0,7839
Total 13,3753 1,0000 - -
BMav 156,7705
Laju alir massa gas (G`) = 0,0037 kmol/s
ρv= 300 /0206,4
)202273273.
41,227705,156
)(273273.
41,22mkg
CCTBM Av =
+
=
+
Laju alir volumetrik gas (Q) =15,27315,47541,220037,0 ×× = 0,1441 m3/s
Tabel LC.5 Komposisi Bahan Pada Alur Lb Kolom Fraksinasi I (C-210)
Komponen Alur Lb
(kg/jam) % massa i ρL (kg/m3) %massa × ρ
C10 0,0088 0,00005 893 0,00439
C12 102,0574 0,5718 880 503,1929
C14 30,0523 0,1684 900 151,5400
C16 14,1492 0,0793 853 67,6222
C18 3,1863 0,0179 870 15,5314
C18:1 25,0568 0,1404 895 125,6481
C18:2 3,6943 0,0207 900 18,6287
Universitas Sumatera Utara
C20 0,2762 0,0015 824 1,2752
Total 178,4812 1,0000 - -
ρL 883,4824
BM av campuran = 220,2592 kg/kmol
Laju alir massa cairan (L`) = 0,04957 kmol/s
Densitas campuran, ρL = 883,4824 kg/m3
Laju alir volumetrik cairan (q) = 0,01236 m3/s
Surface tension (σ) = 0,04 N/m (Treybal,
1981) 2
o
a
o
p'd
907,0AA
= (Pers 6.31 Treybal,
1981) 2
a
o
0,0120,0045907,0
AA
= = 0,1275
2/12/1
V
L
0206,44824,883
1441,001229,0
ρρ
Q'q
=
= 1,2647
α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,8) + 0,01173 = 0,07125 (Tabel 6.2 Treybal,
1981)
β = 0,0304t + 0,05 = 0,0304(0,8) + 0,015 = 0,03932
CF = 2,0
VL 0,02σβ
)ρ/(q/Q)(ρ1αlog
+ (Pers 6.30 Treybal,
1981)
= 2,0
0,020,040652,0
1,26471log 0,04893
+
= 0,0146
VF = 5,0
V
VLF ρ
ρρC
−
= 5,0
0206,40206,44824,8830,1655
−
= 0,2167 m/s
Universitas Sumatera Utara
Asumsi 80% kecepatan flooding (Treybal,
1981)
V = 0,2167 x 0,8 = 0,1734 m/s
An = 1734,01449,0 = 0,83533 m2
Untuk W = 0,8T dari Tabel 6.1 Treybal (1981), diketahui bahwa luas downspout
14,145%.
At = 97296,014145,01
83533,0=
−m2 , koreksi At = ( ) ( ) 2
785,04
114,34
14,3 22
mT==
Column Diameter (T) = [4(0,785)/π]0,5 = 1,1133 m
Weir length (W) = 0,8(1) = 0,8 m
Downspout area (Ad) = 0,1445(0,785) = 0,1110 m2
Active area (Aa) = 0,785 –(2 × 0,1110) = 0,5629 m2
Weir crest (h1)
Misalkan h1 = 0,053 m
h1/T = 0,053/0,785 = 0,0530 2
1
5,0222eff
WT
Th21
WT
WT
WW
+
−
−
=
(Pers 6.34 Treybal,
1981)
( ) ( )[ ] ( )( ){ }25,0222
eff 25,10,05302125,125,1W
W+−−=
8852,0W
Weff =
3/2eff
3/2
1 WW
Wq666,0h
=
( ) 3/23/2
1 8852,00,8
0,012360666,0h
= = m 039044,0h1 =
Perhitungan diulangi sampai h1 konstan yaitu pada nilai 0,03904 m.
Perhitungan Pressure Drop
Dry pressure drop
Ao = 0,0718 m2
Universitas Sumatera Utara
uo = =oA
Q 2,0076
Co = 1,3349
−++
−=
22
d 1425,14,02
hn
o
on
o
l
ogo
AA
dlf
AA
gCV
ρρ
(Pers 6.36 Treybal,
1981)
=
L
v
o
o
Cu
ρρ
2
2
d 0,51h
m ,0003392570 mm 33925,0hd ==
Hydraulic head
aa A
QV = = 0,2573 m/s
28,01
2 W Tz +
=+
= = 0,9 m
+−+=
zq225,1ρVh 238,0h 725,00061,0h 5,0
VawwL (Pers 6.38 Treybal,
1981)
+−+=
0,90,01236225,106)5734)(4,02(0,05)(0,2 238,0(0,05) 725,00061,0h 5,0
L
m 0530,0hL =
Residual pressure drop
gdρg σ 6
hoL
cR = (Pers 6.42 Treybal,
1981)
,8)(0,0045)(9 883,4824(1) (0,04) 6hR = = 0,000062 m
Total gas pressure drop
Universitas Sumatera Utara
hG = hd + hL + hR (Pers 6.35 Treybal,
1981)
hG = 0,000339257 + 0,0530 + 0,000062 = 0,05343 m
Pressure loss at liquid entrance
Ada = 0,025 W = 0,025(0,8) = 0,02 m2 2
da2 A
qg23h
= (Pers 6.43 Treybal,
1981) 2
2 0,020,012360
)8,9(23h
= = 0,05841 m
Backup in downspout
h3 = hG + h2 (Pers 6.44 Treybal,
1981)
h3 = 0,05343 + 0,05841
h3 = 0,1118 m
Check on flooding
hw + h1 + h3 = 0,05 + 0,03904+ 0,1118
hw + h1 + h3 = 0,201 m
t/2 = 0,8/2 = 0,4 m
karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima,
artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi flooding.
=== Spesifikasi Kolom Fraksinasi I ===
Diameter kolom = 1,113 m
Tinggi kolom = 31 x 0,8 m = 24,8 m
Tinggi tutup = ( )11,141 = 0,2783 m
Tinggi total = 24,8 + 2(0,27) = 25,35 m
Tekanan operasi = 42,055 torr = 5,6068 kPa
Universitas Sumatera Utara
Tekanan desain = (1+0,05) x 5,6068 kPa = 5,8872 kPa
Faktor kelonggaran = 5 %
Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959)
Allowable stress = 13.300 psia = 91.700,308 kPa (Brownell,1959)
Umur alat (n) = 10 tahun
Corrosion Allowance = 0,125 in/tahun
Tebal shell tangki:
Cn.1,2P-2SE
PDt +=
)125,0.(10) 1,2(5,8872-95)(0,8)2(87.217,9
)(43,72) (5,8872t += = 0,2017 in
- Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell,1959)
LC.17 Accumulator (V-210)
Fungsi : Menampung destilat pada kolom Fraksinasi I (C-210)
Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal
Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Tekanan = 2,67 kPa
Temperatur = 146 oC = 419,15 K
Kebutuhan perancangan = 1 jam
Faktor kelonggaran (fk) = 30 %
ρ campuran = 901,6317 kg/m3
laju alir (F) = 1.048,4230 kg/jam
Universitas Sumatera Utara
Tabel LC.6 Data – data pada Accumulator (V-210)
Komponen laju alir massa (kg/jam)
% berat (xi)
Densitas ρ (kg/m3)
C8 536,3398 0,5116 910
C10 506,8411 0,4834 893
C12 5,2421 0,0050 880 Total 1.048,4230
Densitas campuran (ρcampuran) = Σxi.ρi = 901,6317 kg/m3
Perhitungan
a. Volume Tangki
Volume cairan = 31628,16317,901
1.048,4230 mF
cair
air ==∑ ρ
dengan faktor kelonggaran 30%, maka :
Volume tangki, Vt = 3m 1628 1, x 0,3)(1+ = 1,5116 m3
b. Volume Head
H/D = 0,8
[ ])/5,1.()/(2..0778,02)/.( 2300 DHDHDVVVVh −==
(Brownell,1959)
Vh = 0,1394.D3
c. Kapasitas Shell
H/D = 0,8
]sin].[2/1.[.).4/()/.(48,4]8,0.21[.2)]/(21[.2
200 θθππ
θ
−==
=−=−=
LDVVVVradarcCosDHarcCos
s
Vs = 0,6736.D2.L
d. Panjang dan Diameter tangki
Vtangki = Vh +Vs
L/D = 3
1,5041 m3 = 0,1394.D3 + 0,6736.D2.3D
D3 = 0,6963 m3
D = 0,8863 m
L = mD
D 6634,2.676,0
.1394,0 1,51162
3
=−
Universitas Sumatera Utara
e. Tebal shell tangki
Direncanakan tangki menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C,
sehingga diperoleh data :
- Allowable stress (S) = 13.700 Psia = 94.458,1709 kPa
- Joint efficiency (E) = 0,85
- Corrosion allowance (C) = 0,125 in/tahun
- Umur tangki (n) = 10 tahun (Wallace, 1990)
Tekanan disain :
Pnormal = 2,67 kPa, Pdesain = 2,67 kPa + 103,42135 kPa = 106,0958 kPa
Untuk sistem vakum dan hamper vakum, tekanan di desain 15 psia. (Wallace, 1990)
Tebal shell tangki:
in 2541,1
in)0,125 x 10(kPa) ) 581,2(106,09kPa)(0,85) 7092(94.458,1
in) (98,6023 kPa) (106,0958
nC1,2P2SE
PDt
=
+
−
=
+−
=
Tebal shell standar yang digunakan = 1 ¼ in (Brownell,1959)
f. Tebal tutup tangki
Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell,
Tebal tutup atas yang digunakan = 2 ¼ in
LC.18 Pompa 9 (P-211) Fungsi : Mengalirkan produk atas kolom Fraksinasi I dari
accumulator ke cooler (E-212) Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Temperatur = 146 oC = 419,15 K
Universitas Sumatera Utara
Laju alir massa (F) = 1.048,4230 kg/jam= 0,6421 lbm/s
Densitas (ρ) = 901,6317 kg/m3 = 56,2873 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 1,1627 cP = 0,0008 lbm/ft,s
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft
Inside sectional area : 0,0513 ft2
No. Perhitungan Nilai
1. Laju alir volumetrik, ρFQ = 0,0114 ft3/s
2. Di,opt 0,8797 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 0,2224 ft/s
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 4.095,2741 (Turbulen)
Friction Loss
Sharp edge entrance 0,0004 ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 0,0012 ft,lbf/lbm
check valve 0,0015 ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff 0,0014 ft,lbf/lbm
Sharp edge exit 0,0008 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 0,0053 ft,lbf/lbm
5. Ws 48,5820 ft,lbf/lbm
6. Wp 60,7275 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 0,0709 hp atau ¼ hp
LC.19 Tangki Penyimpanan Blanded C8-C10 (T-201)
Fungsi : Menyimpan Blanded C8-C10 untuk kebutuhan 7 hari Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal
Universitas Sumatera Utara
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Kondisi penyimpanan :
Temperatur = 26,3 oC = 299,45 K
Kebutuhan perancangan = 7 hari
Faktor kelonggaran = 30% (Tabel 25-5 Perry,1997)
Laju alir massa (F) = 1.048,4230 kg/jam
Densitas campuran (ρcampuran) = 0,9016 kg/dm3 = 901,6 kg/cm3
Perhitungan
a. Volume Tangki
Volume larutan, Vl = 3kg/m6,019
24jam/harihari7kg/jam1.048,4230 ×× = 195,351 m3
Direncanakan membuat 1 tangki dengan faktor kelonggaran 30%, maka :
Volume tangki, Vt = 3m 195,351 x 0,3)(1+ = 253,96 m3
b. Diameter dan Tinggi Shell
Tinggi silinder (Hs) : Diameter (D) = 4 : 3
Tinggi tutup (Hd) : Diameter (D) = 1 : 4
• Volume shell tangki (Vs) :
3
2s
2
D3πVs
34D
4πHπRVs
=
== D
• Volume tutup tangki (Ve) :
Vh = 32d
2 D24
D41D
6HR
32 π
=
π
=π (Brownell,1959)
• Volume tangki (V) :
Vt = Vs + Vh
= 3D83π
253,96 m3 = 3D1,1781
D3 = 215,56 m3
Universitas Sumatera Utara
D = 5,996 m
D = 236,06 in
Hs = =D34 7,9946 m
c. Diameter dan tinggi tutup
Diameter tutup = diameter tangki = 5,9960 m
Tinggi tutup (Hd) = =D41 1,4990 m
Tinggi tangki (Ht) = Hs + Hd = (7,9946 + 1,4990) m = 9,4936 m
d. Tebal shell tangki
Direncanakan tangki menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C,
sehingga diperoleh data :
- Allowable stress (S) = 13.700 Psia = 94.458,1709 kPa
- Joint efficiency (E) = 0,85
- Corrosion allowance (C) = 0,125 in/tahun
- Umur tangki (n) = 10 tahun (Tabel 18.5 Wallace, 1990)
Volume larutan = 195,351 m3
Volume tangki = 253,960 m3
Tinggi shell = 7,9946 m
Tinggi larutan dalam tangki (l) =3
3
m 253,960m 195,351 × 7,9946 m = 6,1497 m
Tekanan Hidrostatik:
PHidrostatik = ρ × g × l
= 901,6 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 6,1497 m = 54.338,7823 Pa
= 54,3388 kPa
Po = 101,3250 kPa
P = 54, 3388 kPa + 101,3250 kPa = 155,6638 kPa
Pdesign = 1,3 × 155,6638 = 202,3629kPa = 29,3503 Psia
= 2,0236 bar = 1,99972 atm
Tebal shell tangki:
Universitas Sumatera Utara
in 4682,1
in)0,125 x 10(kPa) 291,2(202,36kPa)(0,85) 7092(94.458,1
in) (235,67 kPa) (202,3629
nC1,2P2SE
PDt
=
+
−
=
+−
=
Tebal shell standar yang digunakan = 1 ½ in (Tabel 5.4 Brownell,1959)
e. Tebal tutup tangki
Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell,
Tebal tutup atas yang digunakan = 1 ½ in
LC.20 Pompa 10 (P-212) Fungsi : Mengalirkan produk bawah kolom Fraksinasi I
Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Temperatur = 221 oC = 494,15 K
Laju alir massa (F) = 40040,1064 kg/jam= 24,5205 lbm/s
Densitas (ρ) = 883,8057 kg/m3 = 55,1745 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 2,2598 cP = 0,0015 lbm/ft,s
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft
Inside sectional area : 0,0513 ft2
No. Perhitungan Nilai
1. Laju alir volumetrik, ρFQ = 0,4444 ft3/s
2. Di,opt 4,5603 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 8,6631 ft/s
Universitas Sumatera Utara
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 80.473,9640 (Turbulen)
Friction Loss
Sharp edge entrance 0,5832 ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 1,7495 ft,lbf/lbm
check valve 2,3326 ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff 2,1897 ft,lbf/lbm
Sharp edge exit 1,1663 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 8,0212 ft,lbf/lbm
5. Ws 79,7055 ft,lbf/lbm
6. Wp 99,6319 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 4,4419 hp atau 4 ½ hp
LC.21 Kolom Fraksinasi II (C-220)
Fungsi : Memisahkan Blanded C12-C14 dari PKO-Fa
Jenis : Sieve – tray
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Jumlah : 1 unit
Dari perhitungan neraca massa dan neraca panas diperoleh data:
RD = 1,1 XHF = 0,0793
RDM = 0,7626 XLF = 0,5718
XLW = 0,0003 D = 44,1684 kmol/jam
XHW = 0,3041 W = 15,4753 kmol/jam
XHD = 0,0005 αLD = 6,0209
XLD = 0,7722 αLW = 2,0273
Suhu dan tekanan pada Fraksinasi II (C-220) adalah 483,15 K dan 35,8 torr
Dari perhitungan jumlah tahap pada Lampiran A Neraca Massa, didapat jumlah
piring/tray yang dibutuhkan sebanyak = 29 piring/tray.
Universitas Sumatera Utara
Penentuan lokasi umpan masuk
=
2
log206,0logHD
LW
LF
HF
s
e
XX
DW
XX
NN
(Geankoplis,1997)
=
2
0005,00003,0
44,168415,4753
5718,00793,0log206,0log
s
e
NN
log 3878,0−=s
e
NN 4094,0=
s
e
NN
Ne = 0,4094 Ns
N = Ne + Ns
29 = 0,4094 Ns + Ns
Ns = 20,5766 ≈ 21
Ne = 29 – 21 = 8
Jadi, umpan masuk pada piring ke-8 dari atas.
Desain kolom
Direncanakan:
Tray spacing (t) = 1 m
Hole diameter (do) = 4,5 mm = 0,0045 m (Treybal, 1981)
Space between hole center (p’) = 12 mm = 0,0120 m (Treybal, 1981)
Weir height (hw) = 5 cm = 0,05 m
Pitch = triangular ¾ in
l/do = 0,43 (Treybal, 1981)
Tabel LC.7 Komposisi Bahan Pada Alur Vd Kolom Fraksinasi II (C-220)
Komponen Alur Vd
(kmol/jam) % mol i BMi % mol × Bmi
C10 0,0062 0,0001 172,26 0,0148
C12 71,9783 0,7722 200,31 154,6704
C14 21,1866 0,2273 228,36 51,9021
C16 0,0463 0,0005 256,24 0,1273
Total 93,2175 1,0000 - -
BMav 206,7146
Universitas Sumatera Utara
Laju alir massa gas (G`) = 0,0259kmol/s
ρv= 300 /2137,5
)210273273.
41,227146,206
)(273273.
41,22mkg
CCTBM Av =
+
=
+
Laju alir volumetrik gas (Q) =15,27315,4834,220,0259 ×× = 1,0266 m3/s
Tabel LC.8 Komposisi Bahan Pada Alur Lb Kolom Fraksinasi II (C-220)
Komponen Alur Lb
(kmol/jam) % massa i ρL (kg/m3) %massa × ρ
C14 0,0499 0,0003 900 0,2321
C16 58,8355 0,3041 853 259,415
C18 13,3110 0,0688 870 59,8599
C18:1 104,6774 0,5411 895 484,2641
C18:2 15,4334 0,0798 900 71,7075
C20 1,1539 0,0060 824 4,9149
Total 193,4611 1,0000 - -
ρL 880,4835
Laju alir massa cairan (L`) = 0,0534 kmol/s
BM av campuran = 274,06 kg/kmol
Densitas campuran, ρL = 880,4835 kg/m3
Laju alir volumetrik cairan (q) = 0,016727 m3/s
Surface tension (σ) = 0,0004 N/m (Treybal, 1981)
2o
a
o
p'd
907,0AA
= (Pers 6.31 Treybal, 1981)
2
a
o
0,0120,0045907,0
AA
= = 0,1275
2/12/1
V
L
2137,54835,880
0215,10166,0
ρρ
Q'q
=
= 0,2117
α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(1) + 0,01173 = 0,08613 (Tabel 6.2 Treybal, 1981)
β = 0,0304t + 0,05 = 0,0304(1) + 0,015 = 0,0454
Universitas Sumatera Utara
CF = 2,0
VL 0,02σβ
)ρ/(q/Q)(ρ1αlog
+ (Pers 6.30 Treybal, 1981)
= 2,0
0,020,00040652,0
0,21171log 0,04893
+
= 0,04731
VF = 5,0
V
VLF ρ
ρρC
−
= 5,0
2137,52137,54835,8800,04731
−
= 0,61308 m/s
Asumsi 80% kecepatan flooding (Treybal, 1981)
V = 0,61308 x 0,8 = 0,49046m/s
An = 496046,00266,1 = 2,0932 m2
Untuk W = 0,8T dari Tabel 6.1 Treybal (1981), diketahui bahwa luas downspout
14,145%.
At = 43808,214145,01
2,0932=
−m2 , koreksi At = ( ) ( ) 2
7662,14
5,114,34
14,3 22
mT==
Column Diameter (T) = [4(1,7662)/π]0,5 = 1,5 m
Weir length (W) = 0,8(1,5) = 1,2 m
Downspout area (Ad) = 0,1445(1,7662) = 0,2498 m2
Active area (Aa) = 1,7662–(2 × 0,2498)= 1,2665 m2
Weir crest (h1)
Misalkan h1 = 0,037 m
h1/T = 0,037/1,5 = 0,0247 2
1
5,0222eff
WT
Th21
WT
WT
WW
+
−
−
=
(Pers 6.34 Treybal, 1981)
( ) ( )[ ] ( )( ){ }25,0222
eff 25,10,02472125,125,1W
W+−−=
Universitas Sumatera Utara
9506,0W
Weff =
3/2eff
3/2
1 WW
Wq666,0h
=
( ) 3/23/2
1 9506,01,2
0,0166666,0h
= = m 037,0h1 =
Perhitungan diulangi sampai h1 konstan yaitu pada nilai 0,0372 m.
Perhitungan Pressure Drop
Dry pressure drop
Ao = 0,1615 m2
uo = =oA
Q 6,3550
Co = 1,3349
−++
−=
22
d 1425,14,02
hn
o
on
o
l
ogo
AA
dlf
AA
gCV
ρρ
(Pers 6.36 Treybal, 1981)
=
L
v
o
o
Cu
ρρ
2
2
d 0,51h
m ,00336550 mm3655,3hd ==
Hydraulic head
aa A
QV = = 0,81056 m/s
2 W Tz +
= = 1,35 m
+−+=
zq225,1ρVh 238,0h 725,00061,0h 5,0
VawwL (Pers 6.38 Treybal, 1981)
m 035503,0hL =
Residual pressure drop
Universitas Sumatera Utara
gdρg σ 6
hoL
cR = (Pers 6.42 Treybal, 1981)
Rh = 0,000062 m
Total gas pressure drop
hG = hd + hL + hR (Pers 6.35 Treybal, 1981)
hG = 0,0389 m
Pressure loss at liquid entrance
Ada = 0,03 m2 2
da2 A
qg23h
= (Pers 6.43 Treybal, 1981)
=2h 0,04755 m
Backup in downspout
h3 = hG + h2 (Pers 6.44 Treybal, 1981)
h3 = 0,08648 m
Check on flooding
hw + h1 + h3 = 0,174 m
t/2 = 1/2 = 0,5 m
karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima,
artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi flooding.
=== Spesifikasi Kolom Fraksinasi II===
Diameter kolom = 1,5 m
Tinggi kolom = 29 x 1 m = 29 m
Tinggi tutup = ( )5,141 = 0,375 m
Tinggi total = 29 + 2(0,375) = 29,75 m
Tekanan operasi = 35, torr = 4,7 kPa
Universitas Sumatera Utara
Tekanan desain = (1+0,05) x 4,7 kPa = 5,01 kPa
Faktor kelonggaran = 5 %
Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959)
Allowable stress = 13.300 psia = 91.700,308 kPa (Brownell,1959)
Umur alat (n) = 10 tahun
Corrosion Allowance = 0,125 in/tahun
Tebal shell tangki:
Cn.1,2P-2SE
PDt +=
=t 0,2020 in
- Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell,1959)
LC.22 Accumulator (V-220)
Fungsi : Menampung destilat pada kolom Fraksinasi II (C-220)
Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal
Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi : Tekanan = 2,6564 kPa
Temperatur = 190 oC = 463,15 K
Kebutuhan perancangan = 1 jam
Faktor kelonggaran (fk) = 30 %
ρ campuran = 885,0058 kg/m3
laju alir (F) = 9175,7591 kg/jam
Tabel LC.9 Data – data pada Accumulator (V-220)
Komponen laju alir massa (kg/jam)
% berat (xi)
Densitas ρ (kg/m3)
C10 0,5073 0,0001 893
Universitas Sumatera Utara
C12 6.865,7055 0,7482 880
C14 2.303,8955 0,2511 900
C16 5,6508 0,0006 853 Total 9175,7591
Densitas campuran (ρcampuran) = Σxi.ρi = 885,0058 kg/m3
Perhitungan a. Volume Tangki
Volume cairan = 33680,100058,885
9175,7591 mF
cair
air ==∑ ρ
dengan faktor kelonggaran 30%, maka :
Volume tangki, Vt = 3m 3860,110 x 0,3)(1+ = 13,4784 m3
b. Volume Head
H/D = 0,8
[ ])/5,1.()/(2..0778,02)/.( 2300 DHDHDVVVVh −==
(Brownell,1959)
Vh = 0,1394.D3
c. Kapasitas Shell
H/D = 0,8
]sin].[2/1.[.).4/()/.(48,4]8,0.21[.2)]/(21[.2
200 θθππ
θ
−==
=−=−=
LDVVVVradarcCosDHarcCos
s
Vs = 0,6736.D2.L
d. Panjang dan Diameter tangki
Vtangki = Vh +Vs
L/D = 3
13,4784 m3 = 0,1394.D3 + 0,6736.D2.3D
D3 = 6,2394 m3
D = 1,8410 m
L = mD
D 5229,5.6736,0
.1394,04784,132
3
=−
e. Tebal shell tangki
Direncanakan tangki menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C,
sehingga diperoleh data :
- Allowable stress (S) = 13.700 Psia = 94.458,1709 kPa
Universitas Sumatera Utara
- Joint efficiency (E) = 0,85
- Corrosion allowance (C) = 0,125 in/tahun
- Umur tangki (n) = 10 tahun (Wallace, 1990)
Tekanan disain :
Pnormal = 2,65 kPa, Pdesain = 2,65 kPa + 103,42135 kPa = 106,0778 kPa
Untuk sistem vakum dan hamper vakum, tekanan di desain 15 psia. (Wallace, 1990)
Tebal shell tangki:
in 5819,1
in)0,125 x 10(kPa) ) 781,2(106,07kPa)(0,85) 7092(94.458,1
in) (72,4792 kPa) (106,0778
nC1,2P2SE
PDt
=
+
−
=
+−
=
Tebal shell standar yang digunakan = 1 ¾ in (Brownell,1959)
g. Tebal tutup tangki
Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell,
Tebal tutup atas yang digunakan = 2 ¼ in
LC.23 Pompa 11 (P-221) Fungsi : Mengalirkan produk atas kolom Fraksinasi II dari
accumulator ke cooler (E-222)
Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Temperatur = 190 oC = 463,15 K
Laju alir massa (F) = 9175,7591 kg/jam= 5,6192 lbm/s
Densitas (ρ) = 885,0058 kg/m3 = 55,2494 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 1,8888 cP = 0,0013 lbm/ft,s
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Universitas Sumatera Utara
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft Inside sectional area : 0,0513 ft2
No. Perhitungan Nilai
1. Laju alir volumetrik, ρFQ = 0,1017 ft3/s
2. Di,opt 2,3490 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 1,986 ft/s
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 22.063,8589 (Turbulen)
Friction Loss
Sharp edge entrance 0,0305 ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 0,0916 ft,lbf/lbm
check valve 0,1222 ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff 0,1147 ft,lbf/lbm
Sharp edge exit 0,0611 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 0,4201 ft,lbf/lbm
5. Ws 49,6907 ft,lbf/lbm
6. Wp 62,1134 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 0,6346 hp atau 1 hp
LC.24 Tangki Penyimpanan Blanded C12-C14 (T-202)
Fungsi : Menyimpan Blanded C8-C10 untuk kebutuhan 7 hari Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Kondisi penyimpanan :
Temperatur = 55,5 oC = 328,65 K
Kebutuhan perancangan = 7 hari
Faktor kelonggaran = 30% (Tabel 25-5 Perry,1997)
Laju alir massa (F) = 9175,7591 kg/jam
Densitas campuran (ρcampuran) = 0,885 kg/dm3 = 885 kg/cm3
Universitas Sumatera Utara
No. Perhitungan Nilai
1. Volume larutan, Vl 1.741,828 m3
2. Volume tangki, Vt 2.264,38 m3
3. Diameter tangki, D
12,4334m
489,50 in
4. Tinggi shell, Hs 16,5778 m
5. Tinggi tutup (Hd) 3,1083 m
6. Tinggi tangki (Ht) 19,6862 m
7. Tinggi larutan dalam tangki (l) 12,7522 m
8. Tekanan Hidrostatik, PHidrostatik = ρ × g × l 110,6003 kPa
9. Tekanan, P 211,9253 kPa
10. Tekanan desain, Pdesain 275,5029 kPa
2,7190 atm
11. Tebal shell tangki 1,8664 in
Tebal standar 2 in
LC.25 Pompa 12 (P-222) Fungsi : Mengalirkan produk bawah kolom Fraksinasi II
Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Temperatur = 250 oC = 523,15 K
Laju alir massa (F) = 53.133,5027 kg/jam = 32,5389 lbm/s
Densitas (ρ) = 881,2278 kg/m3 = 55,0135 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 3,0567 cP = 0,0021 lbm/ft,s
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Universitas Sumatera Utara
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft
Inside sectional area : 0,0513 ft2
No. Perhitungan Nilai
1. Laju alir volumetrik, ρFQ = 0,5915 ft3/s
2. Di,opt 5,1844 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 11,5296 ft/s
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 78.948,4320 (Turbulen)
Friction Loss
Sharp edge entrance 1,0329 ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 3,0988 ft,lbf/lbm
check valve 4,1317 ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff 3,8785 ft,lbf/lbm
Sharp edge exit 2,0658 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 14,2077 ft,lbf/lbm
5. Ws 34,9023 ft,lbf/lbm
6. Wp 43,6278 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 2,5811 hp atau 2 ¾ hp
LC.26 Kolom Fraksinasi III (C-230)
Fungsi : Memisahkan Blanded C16-C18 dari PKO-Fa
Jenis : Sieve – tray
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Jumlah : 1 unit
Dari perhitungan neraca massa dan neraca panas diperoleh data:
RD = 2,14 XHF = 0,5411
RDM = 2,0015 XLF = 0,0688
XLW = 0,0011 D = 5,7653 kmol/jam
Universitas Sumatera Utara
XHW = 0,8623 W = 9,7100 kmol/jam
XHD = 0,0001 αLD = 4,2885
XLD = 0,0007 αLW = 0,8276
Suhu dan tekanan pada Fraksinasi III (C-230) adalah 518,15 K dan 29,766 torr
Dari perhitungan jumlah tahap pada Lampiran A Neraca Massa, didapat jumlah
piring/tray yang dibutuhkan sebanyak = 25 piring/tray.
Penentuan lokasi umpan masuk
=
2
log206,0logHD
LW
LF
HF
s
e
XX
DW
XX
NN
(Geankoplis,1997)
=
2
0001,00011,0
5,76539,7100
0688,05411,0log206,0log
s
e
NN
log 5928,0=s
e
NN
9162,3=s
e
NN
Ne = 3,9162 Ns
N = Ne + Ns
25 = 3,9162 Ns + Ns
Ns = 5,0852 ≈ 6
Ne = 25 – 6 = 18
Jadi, umpan masuk pada piring ke -6 dari bawah.
Desain kolom
Direncanakan:
Tray spacing (t) = 0,7 m
Hole diameter (do) = 4,5 mm = 0,0045 m (Treybal, 1981)
Space between hole center (p’) = 12 mm = 0,0120 m (Treybal, 1981)
Weir height (hw) = 5 cm = 0,05 m
Pitch = triangular ¾ in
l/do = 0,43 (Treybal, 1981)
Universitas Sumatera Utara
Tabel LC.10 Komposisi Bahan Pada Alur Vd Kolom Fraksinasi III (C-230)
Komponen Alur Vd
(kmol/jam) % mol i BMi % mol × Bmi
C14 0,0126 0,0007 228,36 0,1581
C16 14,8518 0,8163 256,24 209,1748
C18 3,3265 0,1828 284,47 52,0121
C18:1 0,0026 0,0001 282,50 0,0410
Total 18,1936 1,0000 - -
BMav 261,3860
Laju alir massa gas (G`) = 0,0051kmol/s
ρv= 300 /1471,6
)245273273.
41,22386,261
)(273273.
41,22mkg
CCTBM Av =
+
=
+
Laju alir volumetrik gas (Q) =15,27315,5184,220051,0 ×× = 0,2149 m3/s
Tabel LC.11 Komposisi Bahan Pada Alur Lb Kolom Fraksinasi III (C-230)
Komponen Alur Lb
(kmol/jam) % massa i ρL (kg/m3) %massa × ρ
C18 0,0690 0,0011 870 0,9540
C18:1 54,2634 0,8623 895 771,7189
C18:2 8,0013 0,1271 900 114,4274
C20 0,5982 0,0095 824 7,8331
Total 62,9319 1,0000 - -
ρL 894,9334
Laju alir massa cairan (L`) = 0,01748 kmol/s
BM av campuran = 282,49 kg/kmol
Densitas campuran, ρL = 894,9334 kg/m3
Laju alir volumetrik cairan (q) = 0,005518 m3/s
Surface tension (σ) = 0,04 N/m (Treybal, 1981)
Universitas Sumatera Utara
2o
a
o
p'd
907,0AA
= (Pers 6.31 Treybal, 1981)
2
a
o
0,0120,0045907,0
AA
= = 0,1275
=
2/1
V
L
ρρ
Q'q 0,3098
α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,7) + 0,01173 = 0,06381 (Tabel 6.2 Treybal, 1981)
β = 0,0304t + 0,05 = 0,0304(0,7) + 0,015 = 0,3628
CF = 2,0
VL 0,02σβ
)ρ/(q/Q)(ρ1αlog
+ (Pers 6.30 Treybal, 1981)
= 0,0314
VF = 5,0
V
VLF ρ
ρρC
−
= 0,3780 m/s
Asumsi 80% kecepatan flooding (Treybal, 1981)
V = 0,3024 m/s
An = 0,7105m2
Untuk W = 0,8T dari Tabel 6.1 Treybal (1981), diketahui bahwa luas downspout
14,145%.
At = 8275,0 m2 , koreksi At = 2
1304,1 m
Column Diameter (T) = [4(1,1304)/π]0,5 = 1,2 m
Weir length (W) = 0,8(1,2) = 0,96 m
Downspout area (Ad) = 0,1445(1,1304) = 0,1598 m2
Active area (Aa) = 1,1304–(2 ×0,1598)= 0,8106 m2
Weir crest (h1)
Misalkan h1 = 0,022 m
h1/T = 0,0183 2
1
5,0222eff
WT
Th21
WT
WT
WW
+
−
−
=
(Pers 6.34 Treybal, 1981)
Universitas Sumatera Utara
9639,0W
Weff =
3/2eff
3/2
1 WW
Wq666,0h
=
m 0208,0h1 =
Perhitungan diulangi sampai h1 konstan yaitu pada nilai 0,02081 m.
Perhitungan Pressure Drop
Dry pressure drop
Ao = 0,1033 m2
uo = =oA
Q 2,0784
Co = 1,3349
−++
−=
22
d 1425,14,02
hn
o
on
o
l
ogo
AA
dlf
AA
gCV
ρρ
(Pers 6.36 Treybal, 1981)
=
L
v
o
o
Cu
ρρ
2
2
d 0,51h
m ,0000360 mm 36,0hd ==
Hydraulic head
aa A
QV = = 0,2651 m/s
2 W Tz +
= = 1,08 m
+−+=
zq225,1ρVh 238,0h 725,00061,0h 5,0
VawwL (Pers 6.38 Treybal, 1981)
m 0407,0hL =
Residual pressure drop
gdρg σ 6
hoL
cR = (Pers 6.42 Treybal, 1981)
Universitas Sumatera Utara
Rh = 0,000061 m
Total gas pressure drop
hG = hd + hL + hR (Pers 6.35 Treybal, 1981)
hG = 0,0412 m
Pressure loss at liquid entrance
Ada =0, 024 m2 2
da2 A
qg23h
= (Pers 6.43 Treybal, 1981)
=2h 0,0080 m
Backup in downspout
h3 = hG + h2 (Pers 6.44 Treybal, 1981)
h3 = 0,0492 m
Check on flooding
hw + h1 + h3 = 0,12 m
t/2 = 1/2 = 0,35 m
karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima,
artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi flooding.
=== Spesifikasi Kolom Fraksinasi III===
Diameter kolom = 1,2 m
Tinggi kolom = 25 x 0,7 m = 17,5 m
Tinggi tutup = ( )2,141 = 0,3m
Tinggi total = 17,5 + 2(0,3) = 18,1 m
Tekanan operasi = 29,766 torr = 3,9 kPa
Tekanan desain = (1+0,05) x 3,9 kPa = 4,16 kPa
Faktor kelonggaran = 5 %
Universitas Sumatera Utara
Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959)
Allowable stress = 13.300 psia = 91.700,308 kPa (Brownell,1959)
Umur alat (n) = 10 tahun
Corrosion Allowance = 0,125 in/tahun
Tebal shell tangki:
Cn.1,2P-2SE
PDt +=
=t 0,2013 in
- Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell,1959)
LC.27 Accumulator (V-230)
Fungsi : Menampung destilat pada kolom Fraksinasi III (C-230)
Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal
Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Tekanan = 3,9685 kPa
Temperatur = 185 oC = 458,15 K
Kebutuhan perancangan = 1 jam
Faktor kelonggaran (fk) = 30 %
ρ campuran = 856,4178 kg/m3
laju alir (F) = 1.514,5042 kg/jam
No. Perhitungan Nilai
1. Volume larutan, Vl 1,7684 m3
2. Volume tangki, Vt 2,2989 m3
3. Diameter tangki, D 1,0210 m
40,1954 in
4. Panjang tangki, L 3,0629 m
5. Tekanan desain, Pdesain 107,3898 kPa
Universitas Sumatera Utara
1,059 atm
6. Tebal shell tangki 1,2547 in
Tebal standar 1 ¼ in
LC.28 Pompa 13 (P-231) Fungsi : Mengalirkan produk atas kolom Fraksinasi III dari
accumulator ke cooler (E-232)
Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Temperatur = 185 oC = 458,15 K
Laju alir massa (F) = 1514,5042 kg/jam= 0,9275 lbm/s
Densitas (ρ) = 856,4178 kg/m3 = 53,4647 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 3,0190 cP = 0,0020 lbm/ft,s
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft
Inside sectional area : 0,0513 ft2
No. Perhitungan Nilai
1. Laju alir volumetrik, ρFQ = 0,0173 ft3/s
2. Di,opt 1,0553 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 0,3382 ft/s
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 2.278,3608 (Turbulen)
Friction Loss
Sharp edge entrance 0,0009 ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 0,0027 ft,lbf/lbm
check valve 0,0036 ft,lbf/lbm
Universitas Sumatera Utara
Pipa lurus 30 ft = Ff 0,0036 ft,lbf/lbm
Sharp edge exit 0,0018 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 0,022 1ft,lbf/lbm
5. Ws 50,0145 ft,lbf/lbm
6. Wp 62,5181 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 0,1054 hp atau ¼ hp
LC.29 Tangki Penyimpanan Blanded C16-C18 (T-203)
Fungsi : Menyimpan Blanded C16-C18 untuk kebutuhan 7 hari Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Kondisi penyimpanan
Temperatur = 70 oC = 343,15 K
Kebutuhan perancangan = 7 hari
Faktor kelonggaran = 30% (Tabel 25-5 Perry,1997)
Laju alir massa (F) = 1.514,5042 kg/jam
Densitas campuran (ρcampuran) = 0,8564 kg/dm3 = 856,4 kg/cm3
No. Perhitungan Nilai
1. Volume larutan, Vl 0,8564 m3
2. Volume tangki, Vt 386,22 m3
3. Diameter tangki, D
6,8953 m
271,47 in
4. Tinggi shell, Hs 9,1937 m
5. Tinggi tutup (Hd) 1,7238 m
6. Tinggi tangki (Ht) 10,9175 m
7. Tinggi larutan dalam tangki (l) 7,0721 m
8. Tekanan Hidrostatik, PHidrostatik = ρ × g × 59,3552 kPa
Universitas Sumatera Utara
l
9. Tekanan, P 160,6802 kPa
10. Tekanan desain, Pdesain 208,8843 kPa
2,0615 atm
11. Tebal shell tangki 1,5091 in
Tebal standar 1 ¾ in
LC.30 Pompa 14 (P-232) Fungsi : Mengalirkan produk bawah kolom Fraksinasi III
Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Temperatur = 250 oC = 523,15 K
Laju alir massa (F) = 4.755,5433 kg/jam= 2,9123 lbm/s
Densitas (ρ) = 856,4178 kg/m3 = 53,4647 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 3,0190 cP = 0,0020 lbm/ft,s
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :
Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft Inside sectional area : 0,0513 ft2
No. Perhitungan Nilai
1. Laju alir volumetrik, ρFQ = 0,0545 ft3/s
2. Di,opt 1,7660 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 1,0618 ft/s
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 7.154,0529 (Turbulen)
Universitas Sumatera Utara
Friction Loss
Sharp edge entrance 0,0088ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 0,0263 ft,lbf/lbm
check valve 0,0350 ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff 0,0329 ft,lbf/lbm
Sharp edge exit 0,0175 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 0,1205 ft,lbf/lbm
5. Ws 23,1051 ft,lbf/lbm
6. Wp 28,8814 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 0,1529 hp atau ¼ hp
LC.31 Kolom Fraksinasi IV (C-240)
Fungsi : Memisahkan Produk Utama Asam Oleat dan Blanded
C18-C20 dari PKO-Fa
Jenis : Sieve – tray
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Jumlah : 1 unit
Dari perhitungan neraca massa dan neraca panas diperoleh data:
RD = 0,36 XHF = 0,1271
RDM = 0,0880 XLF = 0,0011
XLW = 0,0027 D = 6,7069 kmol/jam
XHW = 0,0012 W = 3,0030 kmol/jam
XHD = 0,1835 αLD = 0,7000
XLD = 0,0004 αLW = 0,7059
Suhu dan tekanan pada Fraksinasi IV (C-240) adalah 518,15 K dan 29,47 torr
Dari perhitungan jumlah tahap pada Lampiran A Neraca Massa, didapat jumlah
piring/tray yang dibutuhkan sebanyak = 45 piring/tray.
Universitas Sumatera Utara
Penentuan lokasi umpan masuk
=
2
log206,0logHD
LW
LF
HF
s
e
XX
DW
XX
NN
(Geankoplis,1997)
=
2
1835,00027,0
6,70693,0030
0011,01271,0log206,0log
s
e
NN
log 4005,0−=s
e
NN
3976,0=s
e
NN
Ne = 0,3976 Ns
N = Ne + Ns
45 = 0,3976 Ns + Ns
Ns = 32,19 ≈ 33
Ne = 45 – 33 = 12
Jadi, umpan masuk pada piring ke -12 dari atas.
Desain kolom
Direncanakan:
Tray spacing (t) = 0,3 m
Hole diameter (do) = 4,5 mm = 0,0045 m (Treybal, 1981)
Space between hole center (p’) = 12 mm = 0,0120 m (Treybal, 1981)
Weir height (hw) = 5 cm = 0,05 m
Pitch = triangular ¾ in
l/do = 0,43 (Treybal, 1981)
Tabel LC.12 Komposisi Bahan Pada Alur Vd Kolom Fraksinasi IV (C-240)
Komponen Alur Vd
(kmol/jam) % mol i BMi % mol × Bmi
C18 0,0034 0,0004 284,47 0,1058 C18:1 7,3811 0,8052 282,50 227,3777 C18:2 1,6857 0,1835 280,40 51,5431 C20 0,0997 0,0109 312,52 3,4163
Total 9,1704 1,0000 - -
Universitas Sumatera Utara
BMav 282,4429
Laju alir massa gas (G`) = 0,00253 kmol/s
ρv= 6,6423Kg/m3
Laju alir volumetrik gas (Q) = 0,1083 m3/s
Tabel LC.13 Komposisi Bahan Pada Alur Lb Kolom Fraksinasi IV (C-240)
Komponen Alur Lb
(kmol/jam) % massa i ρL (kg/m3) %massa × ρ
C18 0,0391 0,0027 870 2,3619
C18:1 14,2673 0,9897 895 885,8154
C18:2 0,0178 0,0012 900 1,1100
C20 0,0910 0,0063 824 5,2027
Total 14,4153 1,0000 - -
ρL 894,49
Laju alir massa cairan (L`) = 0,004 kmol/s
BM av campuran = 282,67 kg/kmol
Densitas campuran, ρL = 894,49 kg/m3
Laju alir volumetrik cairan (q) = 0,001265 m3/s
Surface tension (σ) = 0,0004 N/m (Treybal, 1981)
2o
a
o
p'd
907,0AA
= (Pers 6.31 Treybal, 1981)
2
a
o
0,0120,0045907,0
AA
= = 0,1275
=
2/1
V
L
ρρ
Q'q 0,3155
α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,3) + 0,01173 = 0,03405 (Tabel 6.2 Treybal, 1981)
β = 0,0304t + 0,05 = 0,0304(0,3) + 0,015 = 0,02412
CF = 2,0
VL 0,02σβ
)ρ/(q/Q)(ρ1αlog
+ (Pers 6.30 Treybal, 1981)
Universitas Sumatera Utara
= 0,0245
VF = 5,0
V
VLF ρ
ρρC
−
= 0,2837 m/s
Asumsi 80% kecepatan flooding (Treybal, 1981)
V = 0,2270 m/s
An = 0,477 m2
Untuk W = 0,8T dari Tabel 6.1 Treybal (1981), diketahui bahwa luas downspout
14,145%.
At = 7228,0 m2 , koreksi At = 2
785,0 m
Column Diameter (T) = [4(0,785)/π]0,5 = 1 m
Weir length (W) = 0,8(1) = 0,8 m
Downspout area (Ad) = 0,1445(0,785) = 0,1110 m2
Active area (Aa) = 0,785–(2 ×0,1110) = 0,5629 m2
Weir crest (h1)
Misalkan h1 = 0,015 m
h1/T = 0,015 2
1
5,0222eff
WT
Th21
WT
WT
WW
+
−
−
=
(Pers 6.34 Treybal, 1981)
9707,0W
Weff =
3/2eff
3/2
1 WW
Wq666,0h
=
m 008938,0h1 =
Perhitungan diulangi sampai h1 konstan yaitu pada nilai 0,01559 m.
Perhitungan Pressure Drop
Dry pressure drop
Ao = 0,0717m2
uo = =oA
Q 1,5008
Universitas Sumatera Utara
Co = 1,3349
−++
−=
22
d 1425,14,02
hn
o
on
o
l
ogo
AA
dlf
AA
gCV
ρρ
(Pers 6.36 Treybal, 1981)
=
L
v
o
o
Cu
ρρ
2
2
d 0,51h
m ,0000180 mm 1896,0hd ==
Hydraulic head
aa A
QV = = 0,19241 m/s
2 W Tz +
= = 0,9 m
+−+=
zq225,1ρVh 238,0h 725,00061,0h 5,0
VawwL (Pers 6.38 Treybal, 1981)
m 03817,0hL =
Residual pressure drop
gdρg σ 6
hoL
cR = (Pers 6.42 Treybal, 1981)
Rh = 0,000061 m
Total gas pressure drop
hG = hd + hL + hR (Pers 6.35 Treybal, 1981)
hG = 0,0384 m
Pressure loss at liquid entrance
Ada = 0,02m2 2
da2 A
qg23h
= (Pers 6.43 Treybal, 1981)
=2h 0,000612m
Backup in downspout
h3 = hG + h2 (Pers 6.44 Treybal, 1981)
h3 = 0,0390 m
Check on flooding
Universitas Sumatera Utara
hw + h1 + h3 = 0,098 m
t/2 = 1/2 = 0,15 m
karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima,
artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi flooding.
=== Spesifikasi Kolom Fraksinasi IV===
Diameter kolom = 1 m
Tinggi kolom = 45 x 0,3 m = 13,5 m
Tinggi tutup = ( )141 = 0,25 m
Tinggi total = 13,5 + 2(0,25) = 14 m
Tekanan operasi = 29,47 torr = 3,9 kPa
Tekanan desain = (1+0,05) x 3,9 kPa = 4,1 kPa
Faktor kelonggaran = 5 %
Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959)
Allowable stress = 13.300 psia = 91.700,308 kPa (Brownell,1959)
Umur alat (n) = 10 tahun
Corrosion Allowance = 0,125 in/tahun
Tebal shell tangki:
Cn.1,2P-2SE
PDt +=
=t 0,2011 in
- Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell,1959)
LC.32 Accumulator (V-240)
Fungsi : Menampung destilat pada kolom Fraksinasi IV (C-240)
Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal
Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Universitas Sumatera Utara
Tekanan = 3,9 kPa
Temperatur = 210 oC = 483,15 K
Kebutuhan perancangan = 1 jam
Faktor kelonggaran (fk) = 30 %
ρ campuran = 895,0425 kg/m3
laju alir (F) = 1903,800 kg/jam
No. Perhitungan Nilai
1. Volume larutan, Vl 2,1271 m3
2. Volume tangki, Vt 2,7652 m3
3. Diameter tangki, D 1,0858 m
42,7472 in
4. Panjang tangki, L 3,2573 m
5. Tekanan desain, Pdesain 107,3504 kPa
1,0595 atm
6. Tebal shell tangki 1,2550 in
Tebal standar 1 ½ in
LC.33 Pompa 15 (P-241)
Fungsi : Mengalirkan produk atas kolom Fraksinasi IV dari
accumulator ke cooler (E-242) Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Temperatur = 210 oC = 483,15 K
Laju alir massa (F) = 1903,8002 kg/jam= 1,1659 lbm/s
Densitas (ρ) = 895,0425 kg/m3 = 55,8760 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 3,1070 cP = 0,0021 lbm/ft,s
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Universitas Sumatera Utara
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft Inside sectional area : 0,0513 ft2
No. Perhitungan Nilai
1. Laju alir volumetrik, ρFQ = 0,0209 ft3/s
2. Di,opt 1,1533 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 0,4067 ft/s
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 2782,9150 (Turbulen)
Friction Loss
Sharp edge entrance 0,0013 ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 0,0039 ft,lbf/lbm
check valve 0,0051 ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff 0,0048ft,lbf/lbm
Sharp edge exit 0,0026 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 0,0177 ft,lbf/lbm
5. Ws 48,3947 ft,lbf/lbm
6. Wp 60,4934 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 0,1282hp atau ¼ hp
LC.34 Tangki Penyimpanan Produk Utama Asam Oleat (F-204)
Fungsi : Menyimpan Produk Utama Asam Oleat untuk kebutuhan 7 hari
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Kondisi penyimpanan
Temperatur = 70 oC = 343,15 K
Kebutuhan perancangan = 7 hari
Faktor kelonggaran = 30% (Tabel 25-5 Perry,1997)
Universitas Sumatera Utara
Laju alir massa (F) = 1.903,8002 kg/jam
Densitas campuran (ρcampuran) = 0,895 kg/dm3 = 895 kg/cm3
No. Perhitungan Nilai
1. Volume larutan, Vl 357,344 m3
2. Volume tangki, Vt 464,55 m3
3. Diameter tangki, D 7,3330 m
288,70 in
4. Tinggi shell, Hs 9,7774 m
5. Tinggi tutup (Hd) 1,8333 m
6. Tinggi tangki (Ht) 11,6106 m
7. Tinggi larutan dalam tangki (l) 7,5210 m
8. Tekanan Hidrostatik, PHidrostatik = ρ × g × l 65,9702 kPa
9. Tekanan, P 167,2952 kPa
10. Tekanan desain, Pdesain 217,4838 kPa
2,1464 atm
11. Tebal shell tangki 1,5369 in
Tebal standar 1 ¾ in
LC.35 Pompa 16 (P-242)
Fungsi : Mengalirkan produk bawah kolom Fraksinasi IV ke cooler
Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Commercial Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Temperatur = 245 oC = 518,15 K
Laju alir massa (F) = 853,1834 kg/jam= 0,5525 lbm/s
Densitas (ρ) = 856,4178 kg/m3 = 55,8385 lbm/ft3
Viskositas (µ) = 3,0111 cP = 0,0020 lbm/ft,s
Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557 ft
Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft
Universitas Sumatera Utara
Inside sectional area : 0,0513 ft2
No. Perhitungan Nilai
1. Laju alir volumetrik, ρFQ = 0,0094 ft3/s
2. Di,opt 0,8039 in
3. Kecepatan linear, v = Q/A 0,1824 ft/s
4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv
1.286,9026 (Turbulen)
Friction Loss
Sharp edge entrance 0,0003ft,lbf/lbm
elbow 90° = hf 0,0008 ft,lbf/lbm
check valve 0,0010 ft,lbf/lbm
Pipa lurus 30 ft = Ff 0,0010 ft,lbf/lbm
Sharp edge exit 0,0005 ft,lbf/lbm
∑ F (Total friction loss) 0,0036 ft,lbf/lbm
5. Ws 48,4339 ft,lbf/lbm
6. Wp 60,5424 ft,lbf/lbm
7. P (Daya Pompa) 0,0575 hp atau ¼ hp
LC.36 Tangki Penyimpanan blanded C18-C20 (F-205)
Fungsi : Menyimpan blanded C18-C20 untuk kebutuhan 7 hari Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 7 unit
Kondisi penyimpanan
Temperatur = 70 oC = 343,15 K
Kebutuhan perancangan = 7 hari
Faktor kelonggaran = 30% (Tabel 25-5 Perry,1997)
Laju alir massa (F) = 853,1834kg/jam
Densitas campuran (ρcampuran) = 0,8944 kg/dm3 = 894,4 kg/cm3
No. Perhitungan Nilai
Universitas Sumatera Utara
1. Volume larutan, Vl 160,251 m3
2. Volume tangki, Vt 208,33 m3
3. Diameter tangki, D 5,6129 m
220,98 in
4. Tinggi shell, Hs 7,4839 m
5. Tinggi tutup (Hd) 1,4032 m
6. Tinggi tangki (Ht) 8,8871 m
7. Tinggi larutan dalam tangki (l) 5,7568m
8. Tekanan Hidrostatik, PHidrostatik = ρ × g × l 50,4616 kPa
9. Tekanan, P 151,7866 kPa
10. Tekanan desain, Pdesain 197,3225 kPa
1,9474 atm
11. Tebal shell tangki 1,4492 in
Tebal standar 1 ½ in
LC.37 Heater (E-101)
Fungsi : Menaikkan suhu umpan dari tangki pure water sebelum diumpankan
ke kolom Splitting
Jenis : DPHE
Dipakai : Pipa 4 × 3 in IPS
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Temperatur awal (T1) = 180 °C = 356 °F
Temperatur akhir (T2) = 100 °C = 212 ° F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 611,904 kg/jam = 1.349,004 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 29 °C = 84,2 °F
Temperatur akhir (t2) = 90 °C = 194 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
Universitas Sumatera Utara
T1 = 356 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 194 °F ∆t2 = 162 °F
T2 = 212 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 84,2 °F ∆t1 = 127,8 °F
T1 – T2 = 144°F Selisih t2 – t1 = 109,8 °F ∆t2 – ∆t1 = 34,2 °F
22,144
127,8162ln
34,2
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
(2) Neraca energi
Fair = 1.349,004 lbm/jam, Cpair(29oC) = 0,9 Btu/lb.oF (Gambar 2, Kern, 1965)
Air, Q = 1.349,004 (lb/jam).0,9( Btu/lb.0F).(1440F)
= 148.120,6 Btu/jam
Cpsteam (150oC) = 0,9 Btu/lb.oF (Gambar 2, Kern, 1965)
Steam, W = jamlbFF
/812,285.2)162(0,9Btu/lb.
Btu/jam 148.120,600 =
(3) Tc dan tc
Karena nilai LMTD = 144,22 0F > 50 0F, maka perhitungan memakai Temperatur
kalorik Fluida panas (Tc) dan Fluida dingin (tc)
Fc = 0,425 (gambar 17 hal 827, Kern, 1965)
=+= )T -T(FTT 21c2c 273,2 0F
=+= ) t-t(Ftt 21c1c 147,3 0F
Dari tabel ukuran HE (Tabel 6.2, Kern), luas aliran anulus = 3,14 in2 dan luas aliran
pipa = 7,38 in2. Dimana aliran Air > aliran steam, sehingga air dilewatkan melaui
pipa dan steam dialirkan melalui anulus.
Fluida panas : anulus, Steam
(4’) Luas aliran,
ft3355,012
4,0262D ==
ft2917,0123,5
1D ==
(Tabel 11, Kern, 1965)
Fluida dingin: pipa, Air
(4) D = ft55672,012
3,068=
2ft 0,051314
2Dpa ==
π
(5) Kecepatan massa
Universitas Sumatera Utara
20,0216
4)22917,023355,0(
4
)21D2
2(Daa
ft=
−=
−=
π
π
Diameter ekivalen = De
ft 0,09432917,0
)22917,023355,0(
1D
)21D2
2(D
=
−=
−=De
(5’) Kecepatan massa
aaW
aG =
2ftjammlb3,921.105
0,0216 2.285,812
aG
⋅=
=
(6’) Pada Tc = 262,85 °F,
µsteam = 0,013 cP
= 0,013 x 2,42
= 0,03146 lbm/ft, jam
(Gambar 15, Kern, 1965)
μaGeD
Rea
×=
23,419.8 0,03146
3,921.1050942,0aRe
=
×=
(7’) Dari gambar 24 diperoleh
JH = 29
(Kern, 1965)
(8’) Pada Tc = 273,2 °F
(Gambar 2, Kern, 1965)
k = 0,015 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
dengan menggunakan persamaan 7.2
(Kern, 1965)
2ftjammlb
26.290,280,05131139,004
pG⋅
==
(6) Pada tc = 147,335 °F, diperoleh:
µ = 0,5 cP = 0,5 × 2,42
= 1,21 lbm/ft, jam (Gambar 14)
μpDG
pRe = (Kern, 1965)
99,554.51,21
26.290,28 25567,0pRe =
×=
(7) Taksir JH dan diperoleh JH = 20
(Gambar 24, Kern, 1965)
(8) Pada tc = 147,335 °F,
k = 0,3845 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 4, Kern, 1965)
46,,13
1=
⋅
kc µ
(9) Persamaan (6.15a) , jH =20
hi =
14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅ (Kern, 1965)
hi = 146,125567,03845,020 ×××
= 34,16 Btu/(jam)(ft2)(0F)
(10) Koreksi hio terhadap permukaan
Persamaan 6.5 Kern, 1965
hi0 = hi 5,3
068,4 16,34 ×=ODID
= 29,94 Btu/(jam)(ft2)(0F)
Universitas Sumatera Utara
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern,
1965)
3,26
31
0,0150,031460,453
1
=
×=
⋅
kc µ
(9’) Dari pers 6.15b
h0 =
14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
= 126,30943,0015,029 ×××
= 7,02 Btu/(jam)(ft2)(0F)
(11) Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
F.ft.Btu/jam 69,5 02,794,29 02,794,29
hhhhU 2
oio
oioC °=
+×
=+×
=
(12) Koefisien Keseluruhan desain
003,0
5,691R
U1
U1
DCD
+=+= (jam)(ft2)(0F)/Btu
UD = 5,59 Btu/(jam)(ft2)(0F)
(13) Luas permukaan yang diperlukan
Q = tAUD ∆××
Luas Penampang, A = 183,55 22,144 5,59 148.120,6
tUQ
D
=×
=∆×
ft2
Dari Tabel 11, Kern untuk pipa 3 in IPS, Luas Permukaan luar per ft panjang
Pipa = 0,917 ft2/ft
Panjang yang diperlukan = 85,194917,0
194,85= ft
Berarti diperlukan 5 pipa hairpin 20 ft yang disusun seri
Luas sebenarnya = 5 x 2 x 20 x 0,917 = 200 ft2
UD = 59,522,144200 148.120,6
tAQ
=×
=∆×
Btu/(jam)(ft2)(0F)
Universitas Sumatera Utara
RD = 0,003015,59,84x 5
5,59 -,845UUUU
DC
DC ==×− (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
Fluida panas : anulus, Steam
(1’) De’ untuk pressure drop berbeda
dengan heat transfer
De’ = (D2 – D1)
= (0,3355 – 0,2917) ft = 0,0438 ft
4,915.31,1858
105.921,3 0,0438
GDRe a'
e'
=
×=
×=
µa
Karena nilai Rea’ turbulen, maka
menggunakan Persamaan (3.47b)
f = 0,0035 + 011,042,040,915.3
0,264=
(Kern, 1965)
S = 1; ρ = 1 × 62,5 = 62,5 lb/ft3
(2’)
0438,025,62810.18,42
16231,921.105011,04
Dg2L4fG= Fa
e2
2a
×××
×××=
∆ρ
= 0,732 ft
(3’) V =5,623600
105.921,313600
Ga
×=
ρ fps
= 0,47 fps
Fluida dingin : inner pipe, Air
(1) Untuk Rep = 5.554,99, aliran
turbulen
jadi menggunakan persamaan :
f = 0,0035 + 01.042,05.554,99
0,264=
S = 1; ρ = 1 × 62,5 = 62,5 lb/ft3
(2)
255667,025,62810.18,42
16228,290.2601,04
Dg2L4fG= Fp
e2
2a
×××
×××=
∆ρ
= 0,006 ft
(3) ∆Pp = 0030,0144
5,26 0,006=
× psi
∆Pp diterima ,
∆Pp yang diperbolehkan < 10 psi
Universitas Sumatera Utara
ft 7,102,322
0,473
23
2
'
2
=
×
×=
×=
gVFi
∆Pa = 144
5,26)10,7(0,73 ×+ psi
= 4,96 psi
∆Pa diterima,
∆Pa yang diperbolehkan < 10 psi
LC.38 Heater (E-102)
Fungsi : Menaikkan suhu umpan dari tangki PKO sebelum diumpankan ke
kolom Splitting
Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 1.314,4 kg/jam = 2.897,76 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 180 °C = 356 °F
Temperatur akhir (T2) = 100 °C = 212 ° F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 15.000 kg/jam = 33.069 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 27 °C = 77 °F
Temperatur akhir (t2) = 90 °C = 194 °F
Perhitungan
∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 356 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 194 °F ∆t2 = 162 °F
T2 = 212 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 80,6 °F ∆t1 = 131,4 °F
T1 – T2 = 144°F Selisih t2 – t1 = 113,4 °F ∆t2 – ∆t1 = 30,6 °F
Universitas Sumatera Utara
167,146
131,4,4162ln
30,6
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
12
21
ttTTR
−−
= = 1,26 11
12
tTttS
−−
= = 0,41
FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)
Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 146,167 = 127,16 °F
(1) Neraca energi
FPKO= 14.925,373 kg/jam, CpPKO(27oC) = 0,7882 Btu/lb.oF
PKO, Q = 33.069 (lb/jam).0,7882( Btu/lb.0F).(630F) = 2.955.800 Btu/jam
Cpsteam (150oC) = 0,9 Btu/lb.oF (Gambar 2, Kern, 1965)
Steam, Q = 2.897,76 (lb/jam). 0,9 ( Btu/lb.0F).(900F) = 187.775 Btu/jam
(2) Tc dan tc
Karena nilai ∆t = 127,16 0F > 50 0F, maka perhitungan memakai Temperatur kalorik
Fluida panas (Tc) dan Fluida dingin (tc)
Fc = 0,5 (gambar 17 hal 827, Kern, 1965)
=+= )T -T(FTT 21c2c 172 0F
=+= ) t-t(Ftt 21c1c 83,7 0F
(3) Design overall coefficient (UD)
Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840) diperoleh nilai UD antara 6-60
btu/jam.ft. °F, diambil UD = 51 btu/jam.ft. °F
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD = ¾ in dan BWG =18 didapatkan
luas permukaan luar (a”) = 0,1963 ft2/ft
Luas permukaan untuk perpindahan panas,
ΔtUQA
D ×=
F16,127Fftjam
Btu51
Btu/jam 2.955.800o
o2 ×⋅⋅
= = 455,76 ft2
Jumlah tube, "t aL
AN×
= /ftft0,1963ft16
ft 455,762
2
×= = 145,1 buah
Universitas Sumatera Utara
Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah
138 tubes dengan ID Shell 15 ¼ in
Pembentukan harga UD
A = 138 x 16 x 0,1963 = 433,43 ft2
Dengan UD koreksi = ΔtU
Q
D ×= = 46,6 btu/jam.ft. °F
Fluida panas – Shell Side
4. Flow Area (as)
B = 3 in
C’ = 0,25 in, PT = 1
as =TPBCID
×××
144'
= 1144
325,012×××
= 0,04 ft2
5. Mass Velocity (Gs)
Gs = asW
= 0,04
76,897.2
= 71.770 lbm/ft2.jam
6. Bilangan Reynold (Res)
De = 0,73 ft, (Gambar 28, kern)
μ = 0,03146 lbm/ft.jam
Res = µ
GsDe× =0,03146
770.7173,0 ×
= 57.347
7. Dari Gambar 28 (Kern,1950,hal.838)
Res = 57.347
diperoleh jH = 255
8. Pada Tc = 172 0F
k = 0,0129 btu/jam.ft.oF
Fluida dingin – Tube Side
4. Flow Area (at)
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843)
at’ = 0,302 in2
at = n
atNt××
144' =
2144302,0138
××
= 0,14 ft2
5. Mass Velocity (Gt)
Gt = atw
= 14,0069.33
= 228.524,08 lbm/ft2.jam
6. Bilangan Reynold (Ret)
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843)
untuk OD = ¾ in dan BWG = 18
Dt = 0,62 in = 0,051 ft
μ = 2,42 lbm/ft.jam
Ret = µ
Gt Dt × =42,2
08,524.228051,0 ×
= 2.016,09
7. L/D = 16/0,051 = 309,67
Dari Gambar 24 (Kern,1950,hal.834)
diperoleh jH = 48
8. Pada tc = 83,7 oF
k = 0,0636 btu/jam.ft.0F
Universitas Sumatera Utara
(Interpolasi dari Tabel 5 kern)
3/1
×
kCp µ
= 1,38
9. 3/1
×
×=k
CpDekjHho
µ
38,10,0120636,0552 ××=oh
= 75,26 btu/jam.ft.0F
11. Clean overall coefficient, UC
oio
oio
hhhhUc+
= = 26,75 4826,75 48
+×
= 54,96 Btu/hr.ft2.oF
12. Design overall coefficient, UD
dCD
RU1
U1
+=
= 003,054,96
1+
UD = 46,65 Btu/hr.ft2.oF
RD = 65,4696,54
65,4696,54UUUU
DC
DC
X−
=×−
= 0,003239 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
13. untuk Res = 57.347
Dari Gambar 29, hal. 839
diperoleh
f = 0,0014 ft2/in2
Spesifik gravity (s) = 1
14. No. of casses
N + 1 = 12 L / B
3/1
×
kCp µ
= 4,17
9. 3/1
×
×=k
CpDtkjHhi
µ
17,40,051
0,063648 ××=ih
= 246,46 btu/jam.ft.oF
10. Koreksi hio ke permukaan pada OD
75,062,046,246
ODIDhh iio ×=×=
= 48 btu/jam.ft.oF
Pressure drop
13. Untuk Ret = 2.016,09
Dari Gambar 26, hal. 836 diperoleh
f = 0,0018 ft2/in2
Spesifik gravity (s) = 0,919
14. ∆Pt = tsDt
nLGtfΦ×××
×××10
2
10.22,5
Universitas Sumatera Utara
N + 1 = 63
Ds =1 ¼ ft
15. ∆Ps = ( )ssDe
NDsGsfΦ×××+×××
10
2
10.22,51
= 0,015 psi
Pressure Drop < 10 psi
Maka spesifikasi dapat diterima
= 1,21 psi
15. Gt = 228.524,084 lbm/ft2.jam
Dari Gambar 27 hal. 837 diperoleh:
v2/2g = 0,15
∆Pr = g
vsn
24 2
×
= 1,30 psi
∆PT = ∆Pt + ∆Pr
= 2,51 psi
Pressure Drop < 10 psi
Maka spesifikasi dapat diterima
LC.39 Kondensor (E-103)
Fungsi : Mengubah fasa uap air menjadi cair
Jenis : DPHE
Dipakai : Pipa 4 × 3 in IPS
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 39,058 kg/jam = 86,107 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 120 °C = 248 °F
Temperatur akhir (T2) = 90 °C = 194 ° F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 2.029,213 kg/jam = 4.473,6 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 29 °C = 84,2 °F
Temperatur akhir (t2) = 40 °C = 104 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 248 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 104 °F ∆t2 = 109,8 °F
T2 = 194 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 84,2 °F ∆t1 = 144 °F
Universitas Sumatera Utara
T1 – T2 = 54°F Selisih t2 – t1 = 19,8 °F ∆t2 – ∆t1 = -34,2 °F
12,126
144109,8ln
34,2-
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai LMTD = 126,12 0F > 50 0F, maka perhitungan memakai Temperatur
kalorik Fluida panas (Tc) dan Fluida dingin (tc)
Fc = 0,4 (gambar 17 hal 827, Kern, 1965)
=+= )T -T(FTT 21c2c 96,08 0F
=+= ) t-t(Ftt 21c1c 215,6 0F
Dari tabel ukuran HE (Tabel 6.2, Kern), luas aliran anulus = 3,14 in2 dan luas
aliran pipa = 7,38 in2. Dimana aliran Air pendingin > aliran uap air, sehingga
Air pendingin dilewatkan melalui pipa dan uap air dialirkan melalui anulus.
No. Perhitungan Fluida Panas, uap air Anulus No.
Perhitungan Fluida Dingin, Air pendingin
Pipa
3’
Luas aliran, D2 D1 aa De
0,3355 ft 0,2916 ft 0,0215 ft2
0,0942 ft
3 D ap
0,2556 ft 0,0513 ft2
4’ Kecepatan massa
aaW
aG =
9.739,91
2ftjammlb
⋅ 4
Kecepatan massa
papW
pG =
1.678,12
2ftjammlb
⋅
5’ μ
aGeDRea
×= 31.787 5
μpDG
pRe = 393,977
6’ JH 51 6 JH 22
7’
k = 0,01048 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
1,4 7
k = 0,4167 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
1,32
8’ h0= 6,35 Btu/(jam)(ft2)(0F)
8 hi = 39,43 Btu/(jam)(ft2)(0F)
Universitas Sumatera Utara
14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
9
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
34,56 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 5,36 Btu/(jam)(ft2)(0F)
11
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
5,3 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Luas permukaan yang diperlukan
Q = tAUD ∆××
Luas Penampang, A = tU
Q
D ∆× Panjang yang diperlukan =
6,25 ft2
6,81 ft
Berarti diperlukan 1 pipa hairpin 4 ft yang disusun seri
Luas sebenarnya
UD = tA
Q∆×
RD = DC
DC
UUUU
×−
7,336 ft2
4,52 Btu/(jam)(ft2)(0F) 0,00347 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1’
De’ untuk pressure drop berbeda
dengan heat transfer 1
Nilai f
S
ρ
0,024
1
62,5 lb/ft3
De’ = (D2 – D1)
µa
'e GD
Re '
×=a
0,0438 ft
14.783,06 2
e2
2a
Dg2L4fG= Fp
ρ∆ 0,0000027 ft
Nilai f dari persamaan 3.4.7 a
S 0,0081 3 ∆Pp 0,0002 Psi
Universitas Sumatera Utara
ρ 1
62,5 lb/ft3
2’ e
2
2a
Dg2L4fG= Fa
ρ∆ 0,000023 ft
∆Pp diterima,
∆Pp yang diperbolehkan < 10 psi 3’
V =ρ3600
Ga 0,043 fps
×= '
2
23
gVFi 0,09 ft
∆Pa 0,039 Psi
∆Pa diterima,
∆Pa yang diperbolehkan < 10 psi
LC.40 Cooler (E-104)
Fungsi : Menurunkan suhu gliserol dari flash tank untuk disimpan dalam tangki
penyimpanan
Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 1.352,75 kg/jam = 2.982,31 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 120 °C = 248 °F
Temperatur akhir (T2) = 30 °C = 86 °F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 6.942,83 kg/jam = 15.306 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 29 °C = 84,2 °F
Temperatur akhir (t2) = 40 °C = 104 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 248 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 104 °F ∆t2 = 144 °F
T2 = 86 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 84,2 °F ∆t1 = 1,8 °F
Universitas Sumatera Utara
T1 – T2 = 162 °F Selisih t2 – t1 = 19,8 °F ∆t2 – ∆t1 = 142,2 °F
4,32
1,8144ln
142,2
ttl
L
1
2
12 =
=
∆∆∆−∆
=n
ttMTD °F
12
21
ttTTR
−−
= = 8,18 11
12
tTttS
−−
= = 0,12
FT = 0,84 (Gambar 18, Kern, 1965)
Maka ∆t = FT × LMTD = 0,84 × 32,4 = 27,25 °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai ∆t = 27,25 0F < 50 0F, maka perhitungan memakai Temperatur average
=+= 2/)TT(T 21AV 111 0F
=+= 2/) tt(t 21AV 38.9 0F
(3) Design overall coefficient (UD)
Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840) diperoleh nilai UD antara 6-60
btu/jam.ft. °F, diambil UD = 16 btu/jam.ft. °F
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD = ¾ in dan BWG =18 didapatkan
luas permukaan luar (a”) = 0,1963 ft2/ft
Luas permukaan untuk perpindahan panas,
ΔtUQA
D ×=
F25,27Fftjam
Btu16
Btu/jam 136.379o
o2 ×⋅⋅
= = 312,69 ft2
Jumlah tube, "t aL
AN×
= /ftft0,1963ft16
ft 312,692
2
×= = 99,5 buah
Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah
52 tubes dengan ID Shell 10 in
Pembentukan harga UD
A = 52 x 16 x 0,1963 = 163,32 ft2
Dengan UD koreksi = ΔtU
Q
D ×= = 25,73 btu/jam.ft. °F
No. Perhitungan Fluida Panas, Steam Shell Side No. Perhitungan Fluida Dingin, Air
Tube Side
Universitas Sumatera Utara
4’
Flow Area, B C’ as
2 in
0,25 in 0,017 ft2
4
Flow Area (at) at’
at = n
atNt××
144'
0,302 in2 0,054ft2
5’ Mass Velocity (Gs)
Gs =asW
171.781
lbm/ft2.jam 5 Mass Velocity (Gt)
Gt =atw
= 280.707,12
lbm/ft2.jam
6’ Bilangan Reynold (Res)
Res = µ
GsDe× 1.233.770 6 Bilangan Reynold (Ret)
Ret = µ
Gt Dt × 3.745,66
7’ JH 140 7 L/D JH
309,67 100
8’
k = 0,2958 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
=
⋅ 3
1
kc µ
0,27 8
k = 0,3332 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
1,73
9’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
189,8 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
1.119,5 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
925,45
11
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 157,5 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
25,73 Btu/(jam)(ft2)(0F)
RD = DC
DC
UUUU
×−
0,00325 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
Universitas Sumatera Utara
1 Nilai f
S
0,0016ft2/in2
0,275 1 Nilai f
S 0,0036 ft
1
2’ No. of casses
N + 1 = 12 L / B 96
2
∆Pt =
DGtf×××
10
2
10.22,5
3,36 Psi
3
∆Pr
=g
vsn
24 2
×
∆PT =
∆Pt + ∆Pr
1,2 Psi
4,56 Psi
3’
∆Ps =
( )ssDe
NDsGsfΦ×××+×××
10
2
10.22,51
0,36 Psi
∆PT diterima,
∆PT yang diperbolehkan < 10 psi ∆Ps diterima,
∆Ps yang diperbolehkan < 10 psi
LC.41 Kondensor (E-105)
Fungsi : Mengubah fasa uap air menjadi cair
Jenis : DPHE
Dipakai : Pipa 4 × 3 in IPS
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 6,129 kg/jam = 13,51 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 120 °C = 248 °F
Temperatur akhir (T2) = 90 °C = 194 ° F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 317,806 kg/jam = 700,63 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 29 °C = 84,2 °F
Temperatur akhir (t2) = 40 °C = 104 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Universitas Sumatera Utara
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 248 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 104 °F ∆t2 = 144 °F
T2 = 194 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 84,2 °F ∆t1 = 109,8 °F
T1 – T2 = 144°F Selisih t2 – t1 = 109,8 °F ∆t2 – ∆t1 = 34,2 °F
12,126
109,8144ln
34,2
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai LMTD = 126,12 0F > 50 0F, maka perhitungan memakai Temperatur
kalorik Fluida panas (Tc) dan Fluida dingin (tc)
Fc = 0,3 (gambar 17 hal 827, Kern, 1965)
=+= )T -T(FTT 21c2c 210,2 0F
=+= ) t-t(Ftt 21c1c 98,06 0F
Dari tabel ukuran HE (Tabel 6.2, Kern), luas aliran anulus = 3,14 in2 dan luas
aliran pipa = 7,38 in2. Dimana aliran Air pendingin > aliran uap air, sehingga
Air pendingin dilewatkan melalui pipa dan uap air dialirkan melalui anulus.
No. Perhitungan Fluida Panas, uap air Anulus No.
Perhitungan Fluida Dingin, Air pendingin
Pipa
3’
Luas aliran, D2 D1 aa De
0,3355 ft 0,2916 ft 0,0215 ft2
0,0942 ft
3 D ap
0,2556 ft 0,0513 ft2
4’ Kecepatan massa
aaW
aG =
23.808,73
2ftjammlb
⋅ 4
Kecepatan massa
papW
pG =
13.654,44
2ftjammlb
⋅
5’ μ
aGeDRea
×= 77.275,24 5
μpDG
pRe = 3.205,68
6’ JH 54 6 JH 8
7’ k = 0,01365 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
0,98 7 k = 0,361 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
1,34
Universitas Sumatera Utara
=
⋅ 3
1
kc µ
=
⋅ 3
1
kc µ
8’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
7,78 Btu/(jam)(ft2)(0F)
8
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
12,62 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
11,06 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 4,56 Btu/(jam)(ft2)(0F)
11
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
4,52 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Luas permukaan yang diperlukan
Q = tAUD ∆××
Luas Penampang, A = tU
Q
D ∆× Panjang yang diperlukan =
21,86 ft2
23,83 ft
Berarti diperlukan 1 pipa hairpin 12 ft yang disusun seri
Luas sebenarnya
UD = tA
Q∆×
RD = DC
DC
UUUU
×−
22,008 ft2
4,49 Btu/(jam)(ft2)(0F) 0,0034 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1’
De’ untuk pressure drop berbeda
dengan heat transfer 1
Nilai f
S
ρ
0,0124
1
62,5 lb/ft3
De’ = (D2 – D1)
µa
'e GD
Re '
×=a
0,0438 ft
35.937,19 2
e2
2a
Dg2L4fG= Fp
ρ∆ 0,00026 ft
Universitas Sumatera Utara
Nilai f dari persamaan 3.4.7 a
S
ρ
0,006
1
62,5 lb/ft3 3 ∆Pp 0,0166 Psi
2’ e
2
2a
Dg2L4fG= Fa
ρ∆ 0,002 ft
∆Pp diterima,
∆Pp yang diperbolehkan < 10 psi 3’
V =ρ3600
Ga 0,105 fps
×= '
2
23
gVFi 0,54 ft
∆Pa 0,23 Psi
∆Pa diterima, ∆Pa yang diperbolehkan < 10 psi
LC.42 Heater (E-201)
Fungsi : Menaikkan suhu PKO-Fa sebelum diumpankan ke kolom fraksinasi I
Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 714,2 kg/jam = 1.574,56 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 300 °C = 572 °F
Temperatur akhir (T2) = 210 °C = 410 °F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 14.635,96 kg/jam = 32.267 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 150 °C = 302 °F
Temperatur akhir (t2) = 202 °C = 395.6 °F
Perhitungan
∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 572 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 395,6 °F ∆t2 = 176.4 °F
Universitas Sumatera Utara
T2 = 410 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 302 °F ∆t1 = 108 °F
T1 – T2 = 162°F Selisih t2 – t1 = 93,6 °F ∆t2 – ∆t1 = 68,4 °F
41,139
108176,4ln
68,4
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
12
21
ttTTR
−−
= = 1,73 11
12
tTttS
−−
= = 0,34
FT = 0,8 (Gambar 18, Kern, 1965)
Maka ∆t = FT × LMTD = 0,8 × 139,41 = 111,53 °F
(1) Neraca energi PKO, Q = 2.663.790 Btu/jam
Steam, Q = 252.528 Btu/jam
(2) Tc dan tc
Karena nilai ∆t = 111,53 0F > 50 0F, maka perhitungan
memakai Temperatur kalorik Fluida panas (Tc) dan
Fluida dingin (tc)
=+= )T -T(FTT 21c2c 291 0F
=+= ) t-t(Ftt 21c1c 196,8 0F
(3) Design overall coefficient (UD)
Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840)
diperoleh nilai UD antara 6-60 btu/jam.ft. °F, diambil
UD = 37 btu/jam.ft. °F
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD =
¾ in dan BWG =18 didapatkan luas permukaan luar
(a”) = 0,1963 ft2/ft
Luas permukaan untuk perpindahan panas,
ΔtUQA
D ×= = 645,50 ft2
Jumlah tube, "t aL
AN×
= = 205,52 buah
Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square
pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah
196 tubes dengan ID Shell 17 ¼ in
Pembentukan harga UD
A = 615,59 ft2
UD koreksi ΔtU
Q
D ×= = 31,03 btu/jam.ft. °F
No. Perhitungan Fluida Panas, PKO-FA Shell Side No. Perhitungan Fluida Dingin, Steam
Tube Side
4’ Flow Area,
B C’
3 4/9 in 0,25 in
4 Flow Area (at) at’
0,302 in2 0,205 ft2
Universitas Sumatera Utara
as 0,05 ft2 at =
natNt××
144'
5’ Mass Velocity (Gs)
Gs =asW
30.479
lbm/ft2.jam 5 Mass Velocity (Gt)
Gt =atw
= 156.994,7
lbm/ft2.jam
6’ Bilangan Reynold (Res)
Res = µ
GsDe× 1.564 6 Bilangan Reynold (Ret)
Ret = µ
Gt Dt × 1.117,27
7’ JH 24 7 L/D JH
309,67 4
8’
k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
=
⋅ 3
1
kc µ
2,76 8
k = 0,407 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
2,62
9’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
69,47 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
82,16 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
67,92
11
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 34,34 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
31,03 Btu/(jam)(ft2)(0F)
RD = DC
DC
UUUU
×−
0,0031 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1 Nilai f
S
0,0026 ft
0,919 1 Nilai f
S 0,0029 ft
1
2’ No. of casses 55 2/3 2 ∆Pt = 0,84 Psi
Universitas Sumatera Utara
N + 1 = 12 L / B
DGtf×××
10
2
10.22,5
3
∆Pr=
gv
sn
24 2
×
∆PT =
∆Pt + ∆Pr
1,2 Psi
2,04 Psi
3’
∆Ps =
( )ssDe
NDsGsfΦ×××+×××
10
2
10.22,51
0,00551 Psi
∆PT diterima,
∆PT yang diperbolehkan < 10 psi ∆Ps diterima,
∆Ps yang diperbolehkan < 10 psi
LC.43 Kondensor (E-211)
Fungsi : Mengubah fasa uap air menjadi cair
Jenis : DPHE
Dipakai : Pipa 4 × 3 in IPS
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 2.096,84 kg/jam = 4.622,7 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 202 °C = 395,6 °F
Temperatur akhir (T2) = 146 °C = 294,8 ° F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin =2.211,157 kg/jam = 4.622,7 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 29 °C = 84,2 °F
Temperatur akhir (t2) = 40 °C = 104 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 395,6 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 104 °F ∆t2 = 291,6 °F
Universitas Sumatera Utara
T2 = 294,8 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 84,2 °F ∆t1 = 210,6 °F
T1 – T2 =100,8°F Selisih t2 – t1 = 19,8 °F ∆t2 – ∆t1 = 81 °F
9,248
210,6291,6ln
81
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai LMTD = 248,9 0F > 50 0F, maka perhitungan memakai Temperatur
kalorik Fluida panas (Tc) dan Fluida dingin (tc)
Fc = 0,425 (gambar 17 hal 827, Kern, 1965)
=+= )T -T(FTT 21c2c 337,64 0F =+= ) t-t(Ftt 21c1c 95,58 0F
Dari tabel ukuran HE (Tabel 6.2, Kern), luas aliran anulus = 3,14 in2 dan luas
aliran pipa = 7,38 in2. Dimana aliran Air pendingin > aliran uap air, sehingga
Air pendingin dilewatkan melalui pipa dan uap dialirkan melalui anulus.
No. Perhitungan Fluida Panas, uap Anulus No.
Perhitungan Fluida Dingin, Air pendingin
Pipa
3’
Luas aliran, D2 D1 aa De
0,3355 ft 0,2916 ft 0,0215 ft2
0,0942 ft
3 D ap
0,2556 ft 0,0513 ft2
4’ Kecepatan massa
aaW
aG =
50.664,41
2ftjammlb
⋅ 4
Kecepatan massa
papW
pG =
95.001
2ftjammlb
⋅
5’ μ
aGeDRea
×= 986,63 5
μpDG
pRe = 22.303,7
6’ JH 10 6 JH 60
7’ =
⋅ 3
1
kc µ
6,054 7 =
⋅ 3
1
kc µ
1,39
8’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
3,32 Btu/(jam)(ft2)(0F)
8
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
94,4 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9 Koreksi hio terhadap permukaan
82,7 Btu/(jam)(ft2)(0F)
Universitas Sumatera Utara
hi0 = hi ODID
10
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 3,19 Btu/(jam)(ft2)(0F)
11
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
3,17 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Luas permukaan yang diperlukan
Q = tAUD ∆××
Luas Penampang, A = tU
Q
D ∆× Panjang yang diperlukan =
109,9 ft2
119,8 ft
Berarti diperlukan 5 pipa hairpin 12 ft yang disusun seri
Luas sebenarnya
UD = tA
Q∆×
RD = DC
DC
UUUU
×−
110,04 ft2
3,17 Btu/(jam)(ft2)(0F) 0,003034 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1’
De’ untuk pressure drop berbeda
dengan heat transfer 1
Nilai f
S
ρ
0,0074
1
62,5 lb/ft3
De’ = (D2 – D1)
µa
'e GD
Re '
×=a
0,0438 ft
458,84 2
e2
2a
Dg2L4fG= Fp
ρ∆ 0,07 ft
Nilai f dari persamaan 3.4.7 a 0,03 3 ∆Pp 3,2 Psi
2’ e
2
2a
Dg2L4fG= Fa
ρ∆ 0,3 ft
∆Pp diterima,
∆Pp yang diperbolehkan < 10 psi 3’ V =
ρ3600Ga 0,22 fps
Universitas Sumatera Utara
×= '
2
23
gVFi 2,44 ft
∆Pa 1,19 Psi
∆Pa diterima,
∆Pa yang diperbolehkan < 10 psi
LC.44 Cooler (E-212)
Fungsi : Menurunkan suhu blanded C8-C10 sebelum masuk ke tangki penyimpanan
Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 1.048,42 kg/jam = 2.311,38 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 146 °C = 294,8 °F
Temperatur akhir (T2) = 30 °C = 86 °F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 12.403,113 kg/jam = 27.344 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 29 °C = 84,2 °F
Temperatur akhir (t2) = 40 °C = 104 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 146 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 104 °F ∆t2 = 190,8 °F
T2 = 86 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 84,2 °F ∆t1 = 1,8 °F
T1 – T2 = 116°F Selisih t2 – t1 = 11 °F ∆t2 – ∆t1 = 189 °F
52,40
1,8190,8ln
189
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
Universitas Sumatera Utara
12
21
ttTTR
−−
= = 10,54 11
12
tTttS
−−
= = 0,09
FT = 0,8 (Gambar 18, Kern, 1965)
Maka ∆t = FT × LMTD = 0,8 × 40,52 = 32,42 °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai ∆t = 32,42 0F < 50 0F, maka perhitungan
memakai Temperatur rata-rata (TAV dan tAV)
TAV = 93 0F
tAV = 29,5 0F
(3) Design overall coefficient (UD)
Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840)
diperoleh nilai UD antara 6-60 btu/jam.ft. °F, diambil
UD = 30 btu/jam.ft. °F
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD =
¾ in dan BWG =18 didapatkan luas permukaan luar
(a”) = 0,1963 ft2/ft
Luas permukaan untuk perpindahan panas,
ΔtUQA
D ×= = 278,31 ft2
Jumlah tube, "t aL
AN×
= = 88,61 buah
Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square
pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah
82 tubes dengan ID Shell 12 in
Pembentukan harga UD
A = 257,54 ft2
UD koreksi = ΔtU
Q
D ×= = 25,93 btu/jam.ft. °F
No. Perhitungan Fluida Panas, blanded C8-C10 Shell Side No.
Perhitungan Fluida Dingin, Air pendingin
Tube Side
4’
Flow Area, B C’ as
2 2/5 in 0,25 in
0,025 ft2
4
Flow Area (at) at’
at = n
atNt××
144'
0,302 in2 0,08 ft2
5’ Mass Velocity (Gs)
Gs =asW
92.445
lbm/ft2.jam 5 Mass Velocity (Gt)
Gt =atw
= 318.006
lbm/ft2.jam
6’ Bilangan Reynold (Res)
Res = µ
GsDe× 4.743 6 Bilangan Reynold (Ret)
Ret = µ
Gt Dt × 2.263,13
7’ JH 11 7 L/D JH
309,67 17
8’ k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft) 2,76 8 k = 0,328 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft) 2,59
Universitas Sumatera Utara
=
⋅ 3
1
kc µ
(Interpolasi dari Tabel 5,
Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
9’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
31,84 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
280,37 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
231,774
11
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 27,99 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
25,93 Btu/(jam)(ft2)(0F)
RD = DC
DC
UUUU
×−
0,0031 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1 Nilai f
S
0,003ft
0,919 1 Nilai f
S 0,0028 ft
1
2’ No. of casses
N + 1 = 12 L / B 80
2
∆Pt =
DGtf×××
10
2
10.22,5
3,35 Psi
3
∆Pr=
gv
sn
24 2
×
∆PT=
∆Pt + ∆Pr
1,2 Psi
4,55 Psi
3’ ∆Ps = 0,05 Psi ∆PTditerima,
Universitas Sumatera Utara
( )ssDe
NDsGsfΦ×××+×××
10
2
10.22,51
∆PT yang diperbolehkan < 10 psi
∆Ps diterima,
∆Ps yang diperbolehkan < 10 psi
LC.45 Reboiler (E-213)
Fungsi : Mengubah fasa cair menjadi fasa uap
Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 25.094,227 kg/jam = 55.323,3 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 275 °C = 527 °F
Temperatur akhir (T2) = 250 °C = 482 °F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 40.040,11 kg/jam = 88.273 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 202 °C = 395.6 °F
Temperatur akhir (t2) = 221 °C = 429,8 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih T1 = 527 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 429,8 °F ∆t2 = 97,2 °F T2 = 482 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 202 °F ∆t1 = 86,4 °F
T1 – T2 = 25°F Selisih t2 – t1 = 19 °F ∆t2 – ∆t1 = 10,8 °F
69,91
86,497,2ln
10,8
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
12
21
ttTTR
−−
= = 1,31 11
12
tTttS
−−
= = 0,26
FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)
Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 91,69 = 79,77 °F
(2) Tc dan tc =+= )T -T(FTT 21c2c 262,5 0F
Universitas Sumatera Utara
Karena nilai ∆t = 79,77 0F > 50 0F, maka perhitungan
memakai Temperatur kalorik Fluida panas (Tc) dan
Fluida dingin (tc)
=+= ) t-t(Ftt 21c1c 211,5 0F
(3) Design overall coefficient (UD)
Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840)
diperoleh nilai UD antara 6-60 btu/jam.ft. °F, diambil
UD = 26 btu/jam.ft. °F
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD =
¾ in dan BWG =18 didapatkan luas permukaan luar
(a”) = 0,1963 ft2/ft
Luas permukaan untuk perpindahan panas,
ΔtUQA
D ×= = 615,59 ft2
Jumlah tube, "t aL
AN×
= = 202,92 buah
Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square
pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah
196 tubes dengan ID Shell 17 ¼ in
Pembentukan harga UD
A = 615,59 ft2
UD koreksi = ΔtU
Q
D ×= = 23,41 btu/jam.ft. °F
No. Perhitungan Fluida Panas, OTH Shell Side No. Perhitungan Fluida Dingin, PKO-FA
Tube Side
4’
Flow Area, B C’ as
3 4/9 in 0,25 in
0,051 ft2
4
Flow Area (at) at’
at = n
atNt××
144'
0,302 in2 0,2 ft2
5’ Mass Velocity (Gs)
Gs =asW
1.070.909
lbm/ft2.jam 5 Mass Velocity (Gt)
Gt =atw
= 429.495,834 lbm/ft2.jam
6’ Bilangan Reynold (Res)
Res = µ
GsDe× 54.939 6 Bilangan Reynold (Ret)
Ret = µ
Gt Dt × 3.056,55
7’ JH 160 7 L/D JH
309,67 20
8’
k = 0,0572 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
=
⋅ 3
1
kc µ
2,86 8
k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
5,13
9’ h0= 431,53 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9 hi = 126,39 Btu/(jam)(ft2)(0F)
Universitas Sumatera Utara
14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
10
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
104,48
11
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 84,11 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
23,41 Btu/(jam)(ft2)(0F)
RD = DC
DC
UUUU
×−
0,00308 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1 Nilai f
S
0,0016
0,865 1
Nilai f
S 0,0036 0,919
2’ No. of casses
N + 1 = 12 L / B 55 2/3
2
∆Pt =
DGtf×××
10
2
10.22,5
8,57 Psi
3
∆Pr=
gv
sn
24 2
×
∆PT=
∆Pt + ∆Pr
1,3 Psi
9,87 Psi
3’
∆Ps =
( )ssDe
NDsGsfΦ×××+×××
10
2
10.22,51
4,45 Psi
∆PT diterima,
∆PT yang diperbolehkan < 10 psi ∆Ps diterima,
∆Ps yang diperbolehkan < 10 psi
Universitas Sumatera Utara
LC.46 Kondensor (E-221)
Fungsi : Mengubah fasa uap air menjadi cair
Jenis : DPHE
Dipakai : Pipa 4 × 3 in IPS
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 19.268,02 kg/jam = 42.473,3 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 210 °C = 410 °F
Temperatur akhir (T2) = 190 °C = 374 ° F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 1.597.007 kg/jam = 3.520,76 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 55 °C = 131 °F
Temperatur akhir (t2) = 70 °C = 158 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 410 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 158 °F ∆t2 = 252 °F
T2 = 374 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 131 °F ∆t1 = 243 °F
T1 – T2 = 36°F Selisih t2 – t1 = 27 °F ∆t2 – ∆t1 = 9 °F
47,247
243252ln
9
ttl
L
1
2
12 =
=
∆∆∆−∆
=n
ttMTD °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai LMTD = 247,47 0F > 50 0F, maka perhitungan memakai Temperatur
kalorik Fluida panas (Tc) dan Fluida dingin (tc)
Fc = 0,42 (gambar 17 hal 827, Kern, 1965)
=+= )T -T(FTT 21c2c 389,12 0F - =+= ) t-t(Ftt 21c1c 146,66 0F
Dari tabel ukuran HE (Tabel 6.2, Kern), luas aliran anulus = 3,14 in2 dan luas
aliran pipa = 7,38 in2. Dimana aliran Air pendingin < aliran uap air, sehingga
Air pendingin dilewatkan melalui anulus dan uap dialirkan melalui pipa.
Universitas Sumatera Utara
No. Perhitungan Fluida Dingin, Air pendingin Anulus No. Perhitungan Fluida Panas, uap
Pipa
3’
Luas aliran, D2 D1 aa De
0,3355 ft 0,2916 ft 0,0215 ft2
0,0942 ft
3 D ap
0,2556 ft 0,0513 ft2
4’ Kecepatan massa
aaW
aG =
139.716
2ftjammlb
⋅ 4
Kecepatan massa
papW
pG =
68.614,94
2ftjammlb
⋅
5’ μ
aGeDRea
×= 2.720,83 5
μpDG
pRe = 16.108,86
6’ JH 14 6 JH 50
7’ =
⋅ 3
1
kc µ
1,36 7 =
⋅ 3
1
kc µ
3,9
8’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
63,31 Btu/(jam)(ft2)(0F)
8
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
19,6 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
17,18 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 13,51 Btu/(jam)(ft2)(0F)
11
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
13,15 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Luas permukaan yang diperlukan
Q = tAUD ∆××
Luas Penampang, A = tU
Q
D ∆× Panjang yang diperlukan =
26,2 ft2
28,6 ft
Berarti diperlukan 2 pipa hairpin 12 ft yang disusun seri
Universitas Sumatera Utara
Luas sebenarnya
UD = tA
Q∆×
RD = DC
DC
UUUU
×−
44,016ft2
7,85 Btu/(jam)(ft2)(0F) 0,0035 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1’
De’ untuk pressure drop berbeda
dengan heat transfer 1
Nilai f
S
ρ
0,008
0,7372
46,075 lb/ft3
De’ = (D2 – D1)
µa
'e GD
Re '
×=a
0,043 ft
1.265,33 2
e2
2a
Dg2L4fG= Fp
ρ∆ 0,015 ft
Nilai f dari persamaan 3.4.7 a 0,0127 3 ∆Pp 0,73 Psi
2’ e
2
2a
Dg2L4fG= Fa
ρ∆ 0,33 ft
∆Pp diterima,
∆Pp yang diperbolehkan < 10 psi 3’
V =ρ3600
Ga 0,62 fps
×= '
2
23
gVFi 18,62 ft
∆Pa 8,22 Psi
∆Pa diterima,
∆Pa yang diperbolehkan < 10 psi
LC.47 Cooler (E-222)
Fungsi : Menurunkan suhu blanded C12-C14 sebelum masuk ke tangki penyimpanan
Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 9.175,7591 kg/jam = 20.229,1 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 190 °C = 374 °F
Universitas Sumatera Utara
Temperatur akhir (T2) = 55,5 °C = 131,9 °F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 51.370,384 kg/jam = 113.252 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 55 °C = 131 °F
Temperatur akhir (t2) = 70 °C = 158 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 374 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 158 °F ∆t2 = 216 °F
T2 =131,9 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 131 °F ∆t1 = 0,9 °F
T1 – T2 =134,5°F Selisih t2 – t1 = 15 °F ∆t2 – ∆t1 = 215,1 °F
2,39
0,9216ln
215,1
ttl
L
1
2
12 =
=
∆∆∆−∆
=n
ttMTD °F
12
21
ttTTR
−−
= = 8,9 11
12
tTttS
−−
= = 0,1
FT = 0,8 (Gambar 18, Kern, 1965)
Maka ∆t = FT × LMTD = 0,8 × 39,2 = 31,39 °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai ∆t = 31,39 0F < 50 0F, maka perhitungan
memakai Temperatur rata-rata (TAV dan tAV)
TAV = 122,75 0F
tAV = 62,5 0F
(3) Design overall coefficient (UD)
Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840)
diperoleh nilai UD antara 6-60 btu/jam.ft. °F, diambil
UD = 32 btu/jam.ft. °F
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD =
¾ in dan BWG =18 didapatkan luas permukaan luar
(a”) = 0,1963 ft2/ft
Luas permukaan untuk perpindahan panas,
ΔtUQA
D ×= = 1.521,7 ft2
Jumlah tube, "t aL
AN×
= = 484,49 buah
Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square
pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah
452 tubes dengan ID Shell 25 in
Pembentukan harga UD
A = 1.419,64 ft2
Universitas Sumatera Utara
UD koreksi = ΔtU
Q
D ×= = 27,44 btu/jam.ft. °F
No. Perhitungan Fluida Panas, Air pendingin Shell Side No.
Perhitungan Fluida Dingin, blanded C12-C14
Tube Side
4’
Flow Area, B C’ as
5 in
0,25 in 0,108 ft2
4
Flow Area (at) at’
at = n
atNt××
144'
0,302 in2 0,47 ft2
5’ Mass Velocity (Gs)
Gs =asW
186.431
lbm/ft2.jam 5 Mass Velocity (Gt)
Gt =atw
= 238.942
lbm/ft2.jam
6’ Bilangan Reynold (Res)
Res = µ
GsDe× 9.564 6 Bilangan Reynold (Ret)
Ret = µ
Gt Dt × 3.400,93
7’ JH 19 7 L/D JH
309,67 9
8’
k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
=
⋅ 3
1
kc µ
2,14 8
k = 0,344 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
2,11
9’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
42,6 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
126,9 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
104,9
11
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 30,33 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
27,44 Btu/(jam)(ft2)(0F)
Universitas Sumatera Utara
RD = DC
DC
UUUU
×−
0,00347 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1 Nilai f
S
0,0016
0,919 1
Nilai f
S 0,0036
1
2’ No. of casses
N + 1 = 12 L / B 38 2/5
2
∆Pt =
DGtf×××
10
2
10.22,5
2,43 Psi
3
∆Pr
=g
vsn
24 2
×
∆PT=
∆Pt + ∆Pr
1,2 Psi
3,63 Psi
3’
∆Ps =
( )ssDe
NDsGsfΦ×××+×××
10
2
10.22,51
0,15 Psi
∆PT diterima,
∆PT yang diperbolehkan < 10 psi ∆Ps diterima,
∆Ps yang diperbolehkan < 10 psi
LC.48 Reboiler (E-223)
Fungsi : Mengubah fasa cair menjadi fasa uap
Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 60.471,35 kg/jam = 13.317 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 275 °C = 527 °F
Universitas Sumatera Utara
Temperatur akhir (T2) = 250 °C = 482 °F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 53.133,5 kg/jam = 117.139 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 210 °C = 410 °F
Temperatur akhir (t2) = 246 °C = 474,8 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 527 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 474,8 °F ∆t2 = 52,2 °F
T2 = 482 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 410 °F ∆t1 = 72 °F
T1 – T2 = 25°F Selisih t2 – t1 = 36 °F ∆t2 – ∆t1 = -19,8 °F
57,61
7252,2ln
19,8-
ttl
L
1
2
12 =
=
∆∆∆−∆
=n
ttMTD °F
12
21
ttTTR
−−
= = 0,69 11
12
tTttS
−−
= = 0,55
FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)
Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 61,57 = 53,56 °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai ∆t = 53,56 0F > 50 0F, maka perhitungan
memakai Temperatur kalorik Fluida panas (Tc) dan
Fluida dingin (tc)
=+= )T -T(FTT 21c2c 262,5 0F
=+= ) t-t(Ftt 21c1c 228 0F
(3) Design overall coefficient (UD)
Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840)
diperoleh nilai UD antara 6-60 btu/jam.ft. °F, diambil
UD = 51 btu/jam.ft. °F
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD =
¾ in dan BWG =18 didapatkan luas permukaan luar
(a”) = 0,1963 ft2/ft
Luas permukaan untuk perpindahan panas,
ΔtUQA
D ×= = 1.231,82 ft2
Jumlah tube, "t aL
AN×
= = 392,19 buah
Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square
pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah
376 tubes dengan ID Shell 23 ¼ in
Pembentukan harga UD
Universitas Sumatera Utara
A = 1.180,94 ft2
UD koreksi = ΔtU
Q
D ×= = 46,28 btu/jam.ft. °F
No. Perhitungan Fluida Panas, OTH Shell Side No. Perhitungan Fluida Dingin, PKO-FA
Tube Side
4’
Flow Area, B C’ as
4 2/3 in 0,25 in
0,093 ft2
4
Flow Area (at) at’
at = n
atNt××
144'
0,302 in2 0,39 ft2
5’ Mass Velocity (Gs)
Gs =asW
1.420.563
lbm/ft2.jam 5 Mass Velocity (Gt)
Gt =atw
= 297.098,46
lbm/ft2.jam
6’ Bilangan Reynold (Res)
Res = µ
GsDe× 72.877 6 Bilangan Reynold (Ret)
Ret = µ
Gt Dt × 31.326,7
7’ JH 90 7 L/D JH
309,67 23
8’
k = 0,0572 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
=
⋅ 3
1
kc µ
2,16 8
k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
3,35
9’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
183,25 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
94,88 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
78,43
11
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 54,92 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12 Koefisien Keseluruhan desain
Universitas Sumatera Utara
DCD
RU1
U1
+=
UD
46,28 Btu/(jam)(ft2)(0F)
RD =
DC
DC
UUUU
×−
0,003401 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1 Nilai f
S
0,0016
0,865 1 Nilai f
S 0,002 0,919
2’ No. of casses
N + 1 = 12 L / B 41 2/7
2
∆Pt =
DGtf×××
10
2
10.22,5
2,27 Psi
3
∆Pr=
gv
sn
24 2
×
∆Pf=
∆Pt + ∆Pr
1,305 Psi
3,58Psi
3’
∆Ps =
( )ssDe
NDsGsfΦ×××+×××
10
2
10.22,51
7,83 Psi
∆PT diterima,
∆PT yang diperbolehkan < 10 psi ∆Ps diterima,
∆Ps yang diperbolehkan < 10 psi
LC.49 Kondensor (E-231)
Fungsi : Mengubah fasa uap air menjadi cair
Jenis : DPHE
Dipakai: Pipa 4 × 3 in IPS
Jumlah : 1 unit
Universitas Sumatera Utara
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 4.755,543 kg/jam = 10.484,07 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 245 °C = 473 °F
Temperatur akhir (T2) = 210 °C = 410 °F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 13.746,865 kg/jam = 30.306,34 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 55 °C = 131 °F
Temperatur akhir (t2) = 70 °C = 158 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 245 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 158 °F ∆t2 = 315 °F
T2 = 210 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 131 °F ∆t1 = 279 °F
T1 – T2 = 35°F Selisih t2 – t1 = 15 °F ∆t2 – ∆t1 = 36 °F
636,296
279315ln
36
ttl
L
1
2
12 =
=
∆∆∆−∆
=n
ttMTD °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai LMTD = 296,636 0F > 50 0F, maka perhitungan memakai Temperatur
kalorik Fluida panas (Tc) dan Fluida dingin (tc)
Fc = 0,42 (gambar 17 hal 827, Kern, 1965)
=+= )T -T(FTT 21c2c 436,46 0F - =+= ) t-t(Ftt 21c1c 146,66 0F
Dari tabel ukuran HE (Tabel 6.2, Kern), luas aliran anulus = 3,14 in2 dan luas
aliran pipa = 7,38 in2. Dimana aliran Air pendingin > aliran uap air, sehingga
Air pendingin dilewatkan melalui pipa dan uap dialirkan melalui anulus.
No. Perhitungan Fluida panas,
blanded C16-C18 Anulus
No. Perhitungan Fluida dingin,
Air pendingin Pipa
3’
Luas aliran, D2 D1 aa De
0,3355 ft 0,2916 ft 0,0215 ft2
0,0942 ft
3 D ap
0,2556 ft 0,0513 ft2
4’ Kecepatan massa 687.235,59 4 Kecepatan massa 590.630,135
Universitas Sumatera Utara
aaW
aG = 2ftjam
mlb
⋅
papW
pG = 2ftjammlb
⋅
5’ μ
aGeDRea
×= 13.383,2309 5
μpDG
pRe = 138.663,395
6’ JH 44 6 JH 150
7’ =
⋅ 3
1
kc µ
3,91 7 =
⋅ 3
1
kc µ
1,36
8’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
46,79 Btu/(jam)(ft2)(0F)
8
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
250,09 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
219,22 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 38,56 Btu/(jam)(ft2)(0F)
11
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
35,8 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Luas permukaan yang diperlukan
Q = tAUD ∆××
Luas Penampang, A = tU
Q
D ∆× Panjang yang diperlukan =
69,34 ft2
75,62 ft
Berarti diperlukan 3 pipa hairpin 14 ft yang disusun seri
Luas sebenarnya
UD = tA
Q∆×
RD = DC
DC
UUUU
×−
75,24 ft2
33,84 Btu/(jam)(ft2)(0F) 0,0036 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
Universitas Sumatera Utara
1’
De’ untuk pressure drop berbeda
dengan heat transfer 1
Nilai f
S
ρ
0,0053
1
62,5 lb/ft3
De’ = (D2 – D1)
µa
'e GD
Re '
×=a
0,043 ft
6.223,93 2
e2
2a
Dg2L4fG= Fp
ρ∆ 0,71 ft
Nilai f dari persamaan 3.4.7 a 0,01 3 ∆Pp 0,3 Psi
2’ e
2
2a
Dg2L4fG= Fa
ρ∆ 19,87 ft
∆Pp diterima,
∆Pp yang diperbolehkan < 10 psi 3’
V =ρ3600
Ga 4,14 fps
×= '
2
23
gVFi 0,79 ft
∆Pa 6,61 Psi
∆Pa diterima,
∆Pa yang diperbolehkan < 10 psi
LC.50 Cooler (E-232)
Fungsi : Menurunkan suhu blanded C16-C18 sebelum masuk ke tangki penyimpanan
Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 1.514,5 kg/jam = 3.338,91 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 210 °C = 410 °F
Temperatur akhir (T2) = 70 °C = 158 °F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 7.149,87 kg/jam = 15.763 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 55 °C = 131 °F
Temperatur akhir (t2) = 70 °C = 158 °F
Perhitungan
Universitas Sumatera Utara
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 410 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 158 °F ∆t2 = 252 °F
T2 = 158 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 131 °F ∆t1 = 27 °F
T1 – T2 =140°F Selisih t2 – t1 = 15 °F ∆t2 – ∆t1 = 225 °F
735,100
27252ln
225
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
12
21
ttTTR
−−
= = 9,3 11
12
tTttS
−−
= = 0,09
FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)
Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 100,735 = 87,63 °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai ∆t = 87,630F > 50 0F, maka perhitungan
memakai Temperatur rata-rata (TC dan tC)
TC = 140 0F
tC = 62,5 0F
(3) Design overall coefficient (UD)
Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840)
diperoleh nilai UD antara 6-60 btu/jam.ft. °F, diambil
UD = 10 btu/jam.ft. °F
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD =
¾ in dan BWG =18 didapatkan luas permukaan luar
(a”) = 0,1963 ft2/ft
Luas permukaan untuk perpindahan panas,
ΔtUQA
D ×= = 242,81 ft2
Jumlah tube, "t aL
AN×
= = 77,3 buah
Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square
pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah
52 tubes dengan ID Shell 10 in
Pembentukan harga UD
A = 163,32 ft2
UD koreksi ΔtU
Q
D ×= = 12,93 btu/jam.ft. °F
No. Perhitungan Fluida Panas,
blanded C16-C18 Shell Side
No. Perhitungan Fluida Dingin,
Air pendingin Tube Side
4’ Flow Area,
B C’
2 in
0,25 in 0,017 ft2
4 Flow Area (at) at’
0,302 in2 0,05 ft2
Universitas Sumatera Utara
as at =
natNt××
144'
5’ Mass Velocity (Gs)
Gs =asW
192,321
lbm/ft2.jam 5 Mass Velocity (Gt)
Gt =atw
= 289.077,85
lbm/ft2.jam
6’ Bilangan Reynold (Res)
Res = µ
GsDe× 9.866 6 Bilangan Reynold (Ret)
Ret = µ
Gt Dt × 30.480,99
7’ JH 20 7 L/D JH
309,67 50
8’
k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
=
⋅ 3
1
kc µ
2,9 8
k = 0,344 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
1,08
9’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
61,01 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
361,92 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
299,19
11
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 50,67 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
12,93 Btu/(jam)(ft2)(0F)
RD = DC
DC
UUUU
×−
0,00357 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1 Nilai f
S
0,0016
0,919 1 Nilai f
S 0,0036
1
2’ No. of casses 96 2 ∆Pt = 3,56 Psi
Universitas Sumatera Utara
N + 1 = 12 L / B
DGtf×××
10
2
10.22,5
3
∆Pr
=g
vsn
24 2
×
∆PT=
∆Pt + ∆Pr
1,2 Psi
4,7 Psi
3’
∆Ps =
( )ssDe
NDsGsfΦ×××+×××
10
2
10.22,51
0,13 Psi
∆PT diterima,
∆PT yang diperbolehkan < 10 psi ∆Ps diterima,
∆Ps yang diperbolehkan < 10 psi
LC.51 Reboiler (E-233)
Fungsi : Mengubah fasa cair menjadi fasa uap
Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 86.727,39 kg/jam = 191.201 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 275 °C = 527 °F
Temperatur akhir (T2) = 250 °C = 482 °F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 53.299,42 kg/jam = 117.505 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 245 °C = 473 °F
Temperatur akhir (t2) = 250 °C = 482 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 527 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 482 °F ∆t2 = 45°F
Universitas Sumatera Utara
T2 = 482 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 473 °F ∆t1 = 9 °F
T1 – T2 = 25°F Selisih t2 – t1 = 5 °F ∆t2 – ∆t1 = 36 °F
36,22
945ln
36
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
12
21
ttTTR
−−
= = 5 11
12
tTttS
−−
= = 0,166
FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)
Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 22,36 = 19,6 °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai ∆t = 19,6 0F > 50 0F, maka perhitungan
memakai Temperatur average
TAV = 262,5 0F
tAV = 247,5 0F
(3) Design overall coefficient (UD)
Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840)
diperoleh nilai UD antara 6-60 btu/jam.ft. °F, diambil
UD = 14 btu/jam.ft. °F
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD =
¾ in dan BWG =18 didapatkan luas permukaan luar
(a”) = 0,1963 ft2/ft
Luas permukaan untuk perpindahan panas,
ΔtUQA
D ×= = 1.720,89 ft2
Jumlah tube, "t aL
AN×
= = 547,91 buah
Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square
pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah
534 tubes dengan ID Shell 27 in
Pembentukan harga UD
A = 1.677,18 ft2
UD koreksi ΔtU
Q
D ×= = 12,49 btu/jam.ft. °F
No. Perhitungan Fluida Panas, OTH Shell Side No. Perhitungan Fluida Dingin, PKO-FA
Tube Side
4’
Flow Area, B C’ as
5 2/5 in 0,25 in
0,126 ft2
4
Flow Area (at) at’
at = n
atNt××
144'
0,302 in2 0,55 ft2
5’ Mass Velocity (Gs)
Gs =asW
1.510.725
lbm/ft2.jam 5 Mass Velocity (Gt)
Gt =atw
= 209.846,17
lbm/ft2.jam
Universitas Sumatera Utara
6’ Bilangan Reynold (Res)
Res = µ
GsDe× 77.502 6 Bilangan Reynold (Ret)
Ret = µ
Gt Dt × 1.493,39
7’ JH 120 7 L/D JH
309,67 10
8’
k = 0,0572 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
=
⋅ 3
1
kc µ
2,16 8
k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
4,49
9’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
244,33 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
55,38 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
45,78
11
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 38,56 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
12,49 Btu/(jam)(ft2)(0F)
RD = DC
DC
UUUU
×−
0,00354 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1 Nilai f
S
0,0016
0,865 1 Nilai f
S 0,036 0,919
2’ No. of casses
N + 1 = 12 L / B 35 5/9
2
∆Pt =
DGtf×××
10
2
10.22,5
2,04 Psi
3 ∆Pr=1,3 Psi
Universitas Sumatera Utara
gv
sn
24 2
×
∆PT=
∆Pt + ∆Pr
3,35 Psi
3’
∆Ps =
( )ssDe
NDsGsfΦ×××+×××
10
2
10.22,51
8,8 Psi
∆PT diterima,
∆PT yang diperbolehkan < 10 psi ∆Ps diterima,
∆Ps yang diperbolehkan < 10 psi
LC.52 Kondensor (E-241)
Fungsi : Mengubah fasa uap air menjadi cair
Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 2.589,15 kg/jam = 5.708,1 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 245 °C = 473 °F
Temperatur akhir (T2) = 220 °C = 428 °F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 20.745,42 kg/jam = 45.736 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 55 °C = 131 °F
Temperatur akhir (t2) = 70 °C = 158 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih T1 = 245 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 158 °F ∆t2 = 315 °F T2 = 210 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 131 °F ∆t1 = 297 °F
T1 – T2 = 35°F Selisih t2 – t1 = 15 °F ∆t2 – ∆t1 = 18 °F
912,305
297315ln
18
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
Universitas Sumatera Utara
12
21
ttTTR
−−
= = 1,6 11
12
tTttS
−−
= = 0,07
FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)
Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 305,912 = 266,14 °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai ∆t = 266,14 0F > 50 0F, maka
perhitungan memakai Temperatur caloric
TC =232,5 0F
tc = 62,5 0F
(3) Design overall coefficient (UD)
Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840)
diperoleh nilai UD antara 6-60 btu/jam.ft. °F, diambil
UD = 6 btu/jam.ft. °F
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD =
¾ in dan BWG =18 didapatkan luas permukaan luar
(a”) = 0,1963 ft2/ft
Luas permukaan untuk perpindahan panas,
ΔtUQA
D ×= = 386,65 ft2
Jumlah tube, "t aL
AN×
= = 123,01 buah
Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square
pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah
106 tubes dengan ID Shell 13 ¼ in
Pembentukan harga UD
A = 332,92 ft2
UD koreksi ΔtU
Q
D ×= = 6,06 btu/jam.ft. °F
No. Perhitungan Fluida Panas,
As. Oleat Shell Side
No. Perhitungan Fluida Dingin,
Air pendingin Tube Side
4’
Flow Area, B C’ as
2 2/3 in 0,25 in 0,03 ft2
4
Flow Area (at) at’
at = n
atNt××
144'
0,302 in2 0,11 ft2
5’ Mass Velocity (Gs)
Gs =asW
187.276
lbm/ft2.jam 5 Mass Velocity (Gt)
Gt =atw
= 411.468,21
lbm/ft2.jam
6’ Bilangan Reynold (Res)
Res = µ
GsDe× 9.608 6 Bilangan Reynold (Ret)
Ret = µ
Gt Dt × 43.386,1
7’ JH 50 7 L/D JH
309,67 120
8’ k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft) 3,18 8 k = 0,344 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
Universitas Sumatera Utara
=
⋅ 3
1
kc µ
(Interpolasi dari Tabel 5,
Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
1,08
9’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
166,73 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
868,61 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
718,05
11
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 135,31 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
6,06 Btu/(jam)(ft2)(0F)
RD = DC
DC
UUUU
×−
0,003157 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1 Nilai f
S
0,0016
0,919 1 Nilai f
S 0,036
1
2’ No. of casses
N + 1 = 12 L / B 72 4/9
2
∆Pt =
DGtf×××
10
2
10.22,5
7,23 Psi
3
∆Pr=
gv
sn
24 2
×
∆PT=
∆Pt + ∆Pr
1,2 Psi
8,43 Psi
3’ ∆Ps = 0,12 Psi ∆PT diterima,
Universitas Sumatera Utara
( )ssDe
NDsGsfΦ×××+×××
10
2
10.22,51
∆PT yang diperbolehkan < 10 psi
∆Ps diterima,
∆Ps yang diperbolehkan < 10 psi
LC.53 Cooler (E-242)
Fungsi : Menurunkan suhu As Oleat sebelum masuk ke tangki penyimpanan
Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 1.903,8 kg/jam = 4.197,16 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 220 °C = 428 °F
Temperatur akhir (T2) = 35 °C = 95 °F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 14.316,908 kg/jam = 31.563 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 29 °C = 84,2 °F
Temperatur akhir (t2) = 40 °C = 104 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih T1 = 428 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 104 °F ∆t2 = 324 °F T2 = 95 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 84,2 °F ∆t1 = 10,8 °F
T1 – T2 =185°F Selisih t2 – t1 = 11 °F ∆t2 – ∆t1 = 313,2 °F
08,92
10,8324ln
313,2
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
12
21
ttTTR
−−
= = 16,81 11
12
tTttS
−−
= = 0,05
FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)
Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 92,08 = 80,11 °F
Universitas Sumatera Utara
(2) Tc dan tc
Karena nilai ∆t = 80,11 0F < 50 0F, maka perhitungan
memakai Temperatur rata-rata (TC dan tC)
TC = 127,5 0F
tC = 34,5 0F
(3) Design overall coefficient (UD)
Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840)
diperoleh nilai UD antara 6-60 btu/jam.ft. °F, diambil
UD = 14 btu/jam.ft. °F
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD =
¾ in dan BWG =18 didapatkan luas permukaan luar
(a”) = 0,1963 ft2/ft
Luas permukaan untuk perpindahan panas,
ΔtUQA
D ×= = 278,6 ft2
Jumlah tube, "t aL
AN×
= = 88,7 buah
Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square
pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah
82 tubes dengan ID Shell 12 in
Pembentukan harga UD
A = 257,54 ft2
UD koreksi ΔtU
Q
D ×= =13,17 btu/jam.ft. °F
No. Perhitungan Fluida Panas,
blanded C16-C18 Shell Side
No. Perhitungan Fluida Dingin,
Air pendingin Tube Side
4’
Flow Area, B C’ as
2 2/5 in 0,25 in
0,025 ft2
4
Flow Area (at) at’
at = n
atNt××
144'
0,302 in2 0,085 ft2
5’ Mass Velocity (Gs)
Gs =asW
167.886
lbm/ft2.jam 5 Mass Velocity (Gt)
Gt =atw
= 367.075
lbm/ft2.jam
6’ Bilangan Reynold (Res)
Res = µ
GsDe× 8.613 6 Bilangan Reynold (Ret)
Ret = µ
Gt Dt × 2.612,33
7’ JH 20 7 L/D JH
309,67 8
8’
k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
=
⋅ 3
1
kc µ
3,18 8
k = 0,3311 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
1,1
9’ h0= 66,69 9 hi = 56,41
Universitas Sumatera Utara
14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
Btu/(jam)(ft2)(0F) 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
46,63
11
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 27,44 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
13,17 Btu/(jam)(ft2)(0F)
RD = DC
DC
UUUU
×−
0,00394 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1 Nilai f
S
0,0016
0,919 1
Nilai f
S 0,0036
1
2’ No. of casses
N + 1 = 12 L / B 80
2
∆Pt =
DGtf×××
10
2
10.22,5
5,75 Psi
3
∆Pr
=g
vsn
24 2
×
∆PT=
∆Pt + ∆Pr
1,2 Psi
6,95 Psi
3’
∆Ps =
( )ssDe
NDsGsfΦ×××+×××
10
2
10.22,51
0,1 Psi
∆PT diterima,
∆PT yang diperbolehkan < 10 psi ∆Ps diterima,
∆Ps yang diperbolehkan < 10 psi
Universitas Sumatera Utara
LC.54 Reboiler (E-243)
Fungsi : Mengubah fasa cair menjadi fasa uap
Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 22.727,693 kg/jam = 50.106 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 275 °C = 527 °F
Temperatur akhir (T2) = 250 °C = 482 °F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 22.727,69 kg/jam = 8.984 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 245 °C = 473 °F
Temperatur akhir (t2) = 250 °C = 482 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 527 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 482 °F ∆t2 = 45°F
T2 = 482 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 473 °F ∆t1 = 9 °F
T1 – T2 = 25°F Selisih t2 – t1 = 5 °F ∆t2 – ∆t1 = 36 °F
36,22
945ln
36
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
12
21
ttTTR
−−
= = 5 11
12
tTttS
−−
= = 0,166
FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)
Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 22,36 = 19,6 °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai ∆t = 19,6 0F > 50 0F, maka perhitungan
memakai Temperatur average
TAV =262,5 0F
tAV = 247,5 0F
(3) Design overall coefficient (UD)
Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840)
diperoleh nilai UD antara 6-60 btu/jam.ft. °F, diambil
UD = 6 btu/jam.ft. °F
Luas permukaan untuk perpindahan panas,
ΔtUQA
D ×= = 307,004 ft2
Universitas Sumatera Utara
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD =
¾ in dan BWG =18 didapatkan luas permukaan luar
(a”) = 0,1963 ft2/ft
Jumlah tube, "t aL
AN×
= = 397,7 buah
Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square
pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah
306 tubes dengan ID Shell 21 ¼ in
Pembentukan harga UD
A = 961,0848 ft2
UD koreksi ΔtU
Q
D ×= = 1,66 btu/jam.ft. °F
No. Perhitungan Fluida Panas, OTH Shell Side No. Perhitungan Fluida Dingin, PKO-FA
Tube Side
4’
Flow Area, B C’ as
4 ¼ in 0,25 in 0,07 ft2
4
Flow Area (at) at’
at = n
atNt××
144'
0,302 in2 0,32 ft2
5’ Mass Velocity (Gs)
Gs =asW
639.137
lbm/ft2.jam 5 Mass Velocity (Gt)
Gt =atw
= 27.998
lbm/ft2.jam
6’ Bilangan Reynold (Res)
Res = µ
GsDe× 32.789 6 Bilangan Reynold (Ret)
Ret = µ
Gt Dt × 199,25
7’ JH 190 7 L/D JH
309,67 15
8’
k = 0,0572 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
=
⋅ 3
1
kc µ
2,86 8
k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
3,35
9’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
512,45 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
61,88 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
51,15
11 Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
Universitas Sumatera Utara
=+×
=oio
oioC hh
hhU 46,51 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
1,66 Btu/(jam)(ft2)(0F)
RD = DC
DC
UUUU
×−
0,00357 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1 Nilai f
S
0,0016
0,865 1
Nilai f
S 0,036 0,919
2’ No. of casses
N + 1 = 12 L / B 45 1/6
2
∆Pt =
DGtf×××
10
2
10.22,5
0,036 Psi
3
∆Pr=
gv
sn
24 2
×
∆Pf=
∆Pt + ∆Pr
1,3 Psi
1,34 Psi
3’
∆Ps =
( )ssDe
NDsGsfΦ×××+×××
10
2
10.22,51
1,58 Psi
∆PT diterima,
∆PT yang diperbolehkan < 10 psi ∆Ps diterima,
∆Ps yang diperbolehkan < 10 psi
LC.55 Cooler (E-244)
Fungsi : Menurunkan suhu blanded C18-C20 sebelum masuk ke tangki penyimpanan
Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 853,18 kg/jam = 1.880,95 lbm/jam
Universitas Sumatera Utara
Temperatur awal (T1) = 250 °C = 482 °F
Temperatur akhir (T2) = 70 °C = 158 °F
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 13.953,18 kg/jam = 30.762 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 29 °C = 84,2 °F
Temperatur akhir (t2) = 40 °C = 104 °F
Perhitungan
(1) ∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 482 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 104 °F ∆t2 = 378 °F
T2 = 158 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 84,2 °F ∆t1 = 73,8 °F
T1 – T2 =180°F Selisih t2 – t1 = 11 °F ∆t2 – ∆t1 = 304,2 °F
22,186
73,8378ln
304,2
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
12
21
ttTTR
−−
= = 16,36 11
12
tTttS
−−
= = 0,04
FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)
Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 186,22 = 162,01 °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai ∆t = 162,01 0F > 50 0F, maka
perhitungan memakai Temperatur kalorik (TC dan tC)
TC = 160 0F
tC = 34,5 0F
(3) Design overall coefficient (UD)
Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840)
diperoleh nilai UD antara 6-60 btu/jam.ft. °F, diambil
UD = 7 btu/jam.ft. °F
Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD =
¾ in dan BWG =18 didapatkan luas permukaan luar
(a”) = 0,1963 ft2/ft
Luas permukaan untuk perpindahan panas,
ΔtUQA
D ×= = 268,53 ft2
Jumlah tube, "t aL
AN×
= = 85,49 buah
Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square
pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah
82 tubes dengan ID Shell 12 in
Pembentukan harga UD
Universitas Sumatera Utara
A = 257,54 ft2
UD koreksi ΔtU
Q
D ×= = 6,34 btu/jam.ft. °F
No. Perhitungan Fluida Panas,
blanded C16-C18 Shell Side
No. Perhitungan Fluida Dingin,
Air pendingin Tube Side
4’
Flow Area, B C’ as
2 2/5 in 0,25 in
0,025 ft2
4
Flow Area (at) at’
at = n
atNt××
144'
0,302 in2 0,085 ft2
5’ Mass Velocity (Gs)
Gs =asW
75.238
lbm/ft2.jam 5 Mass Velocity (Gt)
Gt =atw
= 357.749
lbm/ft2.jam
6’ Bilangan Reynold (Res)
Res = µ
GsDe× 3.860 6 Bilangan Reynold (Ret)
Ret = µ
Gt Dt × 3.637,09
7’ JH 20 7 L/D JH
309,67 10
8’
k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
=
⋅ 3
1
kc µ
2,45 8
k = 0,331 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)
(Interpolasi dari Tabel 5, Kern, 1965)
=
⋅ 3
1
kc µ
2,31
9’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
51,4 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
148,48 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
122,74
11
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 36,23 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
6,34 Btu/(jam)(ft2)(0F)
Universitas Sumatera Utara
UD
RD = DC
DC
UUUU
×−
0,0012 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1 Nilai f
S
0,0016
0,919 1
Nilai f
S 0,0036
1
2’ No. of casses
N + 1 = 12 L / B 80
2
∆Pt =
DGtf×××
10
2
10.22,5
5,46 Psi
3
∆Pr
=g
vsn
24 2
×
∆PT=
∆Pt + ∆Pr
1,2 Psi
6,66 Psi
3’
∆Ps =
( )ssDe
NDsGsfΦ×××+×××
10
2
10.22,51
0,02 Psi
∆PT diterima,
∆PT yang diperbolehkan < 10 psi ∆Ps diterima,
∆Ps yang diperbolehkan < 10 psi
LC.56 Cooler ejektor (E-301)
Fungsi : Menurunkan suhu cairan hot well untuk dialirkan kembali ke barometrik
condensor
Jenis : DPHE
Dipakai: Pipa 4 × 3 in IPS
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas = 2.514,49 kg/jam = 5.520,89 lbm/jam
Temperatur awal (T1) = 45 °C = 113 °F
Temperatur akhir (T2) = 30 °C = 86 °F
Universitas Sumatera Utara
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin = 61,56 kg/jam = 135,72 lbm/jam
Temperatur awal (t1) = 29 °C = 84,2 °F
Temperatur akhir (t2) = 40 °C = 104 °F
Perhitungan
(1)∆t = beda suhu sebenarnya
Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
T1 = 113 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 104 °F ∆t2 = 9 °F
T2 = 86 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 84,2 °F ∆t1 = 1,8 °F
T1 – T2 = 27°F Selisih t2 – t1 = 19,8 °F ∆t2 – ∆t1 = 7,2 °F
47,4
1,89ln
7,2
tt
lL
1
2
12 =
=
∆∆
∆−∆=
n
ttMTD °F
(2) Tc dan tc
Karena nilai LMTD = 4,47 0F < 50 0F, maka perhitungan memakai Temperatur
Average TAV dan tAV
Fc = 0,42 (gambar 17 hal 827, Kern, 1965)
TAV= 42,5 0F - tAV = 29,5 0F
Dari tabel ukuran HE (Tabel 6.2, Kern), luas aliran anulus = 3,14 in2 dan luas
aliran pipa = 7,38 in2. Dimana aliran Air pendingin > aliran uap air, sehingga
Air pendingin dilewatkan melalui pipa dan uap dialirkan melalui anulus.
No. Perhitungan Fluida panas, Anulus No.
Perhitungan Fluida dingin, Air pendingin
Pipa
3’
Luas aliran, D2 D1 aa De
0,3355 ft 0,2916 ft 0,0215 ft2
0,0942 ft
3 D ap
0,2556 ft 0,0513 ft2
4’ Kecepatan massa
aaW
aG =
10.249,13
2ftjammlb
⋅ 4
Kecepatan massa
papW
pG =
2.645,07
2ftjammlb
⋅
Universitas Sumatera Utara
5’ μ
aGeDRea
×= 814,66 5
μpDG
pRe = 558,89
6’ JH 48 6 JH 20
7’ =
⋅ 3
1
kc µ
3,9 7 =
⋅ 3
1
kc µ
1,54
8’
h0=14,0
31
⋅
wkc
eDk
HJµµµ
7,2 Btu/(jam)(ft2)(0F)
8
hi = 14,0
w
31
kc
Dk
HJ
µµ
µ⋅
29,72 Btu/(jam)(ft2)(0F)
9
Koreksi hio terhadap permukaan
hi0 = hi ODID
26,05 Btu/(jam)(ft2)(0F)
10
Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)
=+×
=oio
oioC hh
hhU 5,64 Btu/(jam)(ft2)(0F)
11
Koefisien Keseluruhan desain
DCD
RU1
U1
+=
UD
5,58 Btu/(jam)(ft2)(0F)
12
Luas permukaan yang diperlukan
Q = tAUD ∆××
Luas Penampang, A = tU
Q
D ∆× Panjang yang diperlukan =
107,58 ft2
117,32 ft
Berarti diperlukan 5 pipa hairpin 12 ft yang disusun seri
Luas sebenarnya
UD = tA
Q∆×
RD = DC
DC
UUUU
×−
110,04 ft2
5,45 Btu/(jam)(ft2)(0F) 0,0036 (jam)(ft2)(0F)/Btu
Pressure drop
1’ De
’ untuk pressure drop berbeda
dengan heat transfer 1
Nilai f
S
ρ
0,0022
1
62,5 lb/ft3
Universitas Sumatera Utara
De’ = (D2 – D1)
µa
'e GD
Re '
×=a
0,043 ft
377,31 2
e2
2a
Dg2L4fG= Fp
ρ∆ 0,0088 ft
Nilai f dari persamaan 3.4.7 a 0,02 3 ∆Pp 0,41 Psi
2’ e
2
2a
Dg2L4fG= Fa
ρ∆ 0,008 ft
∆Pp diterima,
∆Pp yang diperbolehkan < 10 psi 3’
V =ρ3600
Ga 0,045 fps
×= '
2
23
gVFi 0,1 ft
∆Pa 0,047 Psi
∆Pa diterima,
∆Pa yang diperbolehkan < 10 psi
LC.57 Steam Ejector Dryer(EJ)
Fungsi : Untuk memvakumkan dryer sampai tekanan 20 KPa
Jenis : Two Stage Stage Vacum Ejector
Datayang diketahui
Suction pressure : 20 kPa = 150,03 mmHg
Untuk pressure section 150,3 mmHg, maka digunakan
steam ejector 2 stage (Fig 6-9 Ludwig, 1982)
Mixture : 309,2914 lb/jam
Air in mixture : 92,78741 lb/jam
Steam pressure : 150 psia
Ejector size : 4 in
Kebutuhan Steam :
W’s = 3 (gambar 6.28B Ludwig, 1982)
Wm = 309,2914 lb/jam
K = 0,6 (gambar 6.28C Ludwig, 1982)
Universitas Sumatera Utara
F = 0,88 (gambar 6.28D Ludwig, 1982)
Ws = 489,917534 lb/jam = 222,2225 kg/jam
Kebutuhan air :
GPM = 0,06. (Ws) = 29,39 = 111,6744 L/menit = 6.700,465 L/jam
LC.58 Steam Ejector Fraksinasi I (EJ)
Fungsi : Untuk memvakumkan Fraksinasi sampai tekanan 5,6 KPa
Jenis : Two Stage Stage Vacum Ejector
Datayang diketahui
Suction pressure : 5,6 kPa = 42,06 mmHg
Untuk pressure section 42,06 mmHg, maka digunakan
steam ejector 2 stage (Fig 6-9 Ludwig, 1982)
Mixture : 2.311,377 lb/jam
Air in mixture : 693,4131 lb/jam
Steam pressure : 150 psia
Ejector size : 4 in
Kebutuhan Steam :
W’s = 5,3 (gambar 6.28B Ludwig, 1982)
Wm = 2.311,377 lb/jam
K = 0,62 (gambar 6.28C Ludwig, 1982)
F = 0,88 (gambar 6.28D Ludwig, 1982)
Ws = 6.683,762871 lb/jam = 3031,699 kg/jam
Kebutuhan air :
GPM = 0,06. (Ws) = 401,0257 = 1.523,533 L/menit = 91.411,96 L/jam
LC.59 Steam Ejector Fraksinasi II (EJ)
Fungsi : Untuk memvakumkan Fraksinasi sampai tekanan 4,7 KPa
Jenis : Two Stage Stage Vacum Ejector
Datayang diketahui
Universitas Sumatera Utara
Suction pressure : 4,7 kPa = 35,8 mmHg
Untuk pressure section 35,8 mmHg, maka digunakan
steam ejector 2 stage (Fig 6-9 Ludwig, 1982)
Mixture : 13,70372 lb/jam
Air in mixture : 4,111116 lb/jam
Steam pressure : 150 psia
Ejector size : 4 in
Kebutuhan Steam :
W’s = 5,6 (gambar 6.28B Ludwig, 1982)
Wm = 13,70372 lb/jam
K = 0,65 (gambar 6.28C Ludwig, 1982)
F = 0,88 (gambar 6.28D Ludwig, 1982)
Ws = 43,8975 lb/jam = 19,91075kg/jam
Kebutuhan air :
GPM = 0,06. (Ws) = 2,63 = 10,00583 L/menit = 600,3499 L/jam
LC.60 Steam Ejector Fraksinasi III (EJ)
Fungsi : Untuk memvakumkan Fraksinasi sampai tekanan 3,9 KPa
Jenis : Two Stage Stage Vacum Ejector
Datayang diketahui
Suction pressure : 3,9 kPa = 29,77 mmHg
Untuk pressure section 29,77 mmHg, maka digunakan
steam ejector 2 stage (Fig 6-9 Ludwig, 1982)
Mixture : 7.145,268 lb/jam
Air in mixture : 2.143,58 lb/jam
Steam pressure : 150 psia
Ejector size : 4 in
Kebutuhan Steam :
W’s = 6,5 (gambar 6.28B Ludwig, 1982)
Wm = 7.145,268 lb/jam
K = 0,72 (gambar 6.28C Ludwig, 1982)
Universitas Sumatera Utara
F = 0,88 (gambar 6.28D Ludwig, 1982)
Ws = 29. 427,0716 lb/jam = 13.347,87 kg/jam
Kebutuhan air :
GPM = 0,06. (Ws) = 1765,6243 = 6707,764 L/menit = 402.465,8 L/jam
LC.61 Steam Ejector Fraksinasi IV (EJ)
Fungsi : Untuk memvakumkan Fraksinasi sampai tekanan 3,9 KPa
Jenis : Two Stage Stage Vacum Ejector
Datayang diketahui
Suction pressure : 3,9 kPa = 29,47 mmHg
Untuk pressure section 29,47 mmHg, maka digunakan
steam ejector 2 stage (Fig 6-9 Ludwig, 1982)
Mixture : 1510,941 lb/jam
Air in mixture : 453,2824 lb/jam
Steam pressure : 150 psia
Ejector size : 4 in
Kebutuhan Steam :
W’s = 6,5 (gambar 6.28B Ludwig, 1982)
Wm = 1.510,941 lb/jam
K = 0,5 (gambar 6.28C Ludwig, 1982)
F = 0,88 (gambar 6.28D Ludwig, 1982)
Ws = 4.321,29217 lb/jam = 1.960,102 kg/jam
Kebutuhan air :
GPM = 0,06. (Ws) = 259,27753 = 985,0184 L/menit = 59.101,1 L/jam
Universitas Sumatera Utara
LAMPIRAN D
PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS
LD.1 Pompa Air Industri ( PU-701 )
Fungsi : Memompa air industri dari kawasan industri menuju Menara Air ( M-701 )
Jenis : Centrifugal pump Bahan konstruksi : Carbon steel Jumlah : 1
No. Kondisi Nilai
1. Laju alir massa, F 336.957,768 kg/jam
2. Laju alir volumetrik, Q 372,329 m3/jam
3. Di Optimum 9,985 m
4. Nre 7.189.275,727
5. Friction Loss
Panjang pipa, L 7 m
Elbow 1,3716
Standar tee 1,2192 m
Get valve fully open 0,08534 m
Globe valve 3,9624 m
Le 7 m
L + Le 13,63854 m
6. Kerja Pompa, Ws 15,50909 m
7. Power Pompa, Pp 37 Hp
LD.2 Menara Air (T-704)
Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup datar
Bahan konstruksi : Carbon steel SA-212, Grade B
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit dengan 4 tangki
Universitas Sumatera Utara
Kondisi operasi : Temperatur = 30 oC
Laju massa air (F) = 84.239,442 kg/jam (untuk 1 tangki)
Densitas air (ρ) = 995,5 kg/m3 = 62,1470 lbm/ft3 (Geankoplis, 1997) Kebutuhan perancangan = 3 jam
Perhitungan ukuran tangki :
1. Volume tangki
Vair = 3kg/m 5,995
jam3 kg/jam 84.239,442 × = 253,861 m3
Faktor kelonggaran : 20 %
Volume tangki, Vt = 1,2 × 253,861 m3 = 304,6328 m3
2. Diameter dan tinggi tangki
Direncanakan : Tinggi tangki : diameter tangki Hs : D = 5 : 4
Volume tangki (Vt)
Vt = ¼ π D2 Hs
Vt = 3D π165
304,6328 = 3D π165
Maka, diameter tangki D = 6,77006 m
tinggi tangki Ht = Hs = D×45 = 8,463 m
Total tinggi menara air Htotal = 8,463 + 7 = 15,463 m
3. Tebal shell tangki
Tinggi cairan dalam tangki, h =3
3
6328,304 253,861
mm × 15,463 m = 7,052 m
Tekanan hidrostatik :
P = ρ × g × h = 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 7,052 m = 68,800 kPa
Tekanan operasi :
Poperasi = 1 atm = 101,325 kPa
Ptotal = 101,325 kPa + 68,800 kPa = 170,125 kPa
Universitas Sumatera Utara
Faktor keamanan : 20 %
Pdesign = (1,2) (170,125 kPa) = 204,150 kPa
Joint efficiency : E = 0,8 (Brownell, 1959)
Allowable stress : S = 17500 psia = 120658,248 kPa (Brownell, 1959)
Faktor korosi : C = 1/80 in (Peters, 2004)
Umur alat : n = 10 tahun
Tebal shell tangki :
n 0,407
) ( 10kPa) 01,2(204,15kPa)(0,8) 482(120658,2
(215,846) kPa) (204,150
Cn 1,2P2SE
PDt
801
i
in
=
+−
=
+−
=
Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in (Brownell, 1959)
LD.3 Pompa Air Domestik ( PU-702)
Fungsi : Memompa air dari Menara Air(T-701)ke kebutuhan
domestik
Jenis : Centrifugal pump
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Carbon steel
No. Kondisi Nilai
1. Laju alir massa, F 1112,777 kg/jam
2. Laju alir volumetrik, Q 1,230 m3/jam
3. Di Optimum 0,5118 m
4. Nre 382467,921 5. Friction Loss
Panjang pipa, L 10 m
Elbow 1,3716
Standar tee 1,2192 m
Get valve fully open 0,08534 m
Globe valve 3,9624 m
Le 10 m
Universitas Sumatera Utara
L + Le 16,63584 m
6. Kerja Pompa, Ws 5,44833 m
7. Power Pompa, Pp 0,25HP
LD.4 Tangki Air Umpan Deaerator ( T-702 )
Fungsi : Tempat penampungan air sementara untuk dikirim menuju
Deaerator (D-701)
Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup datar
Bahan konstruksi : Carbon steel SA-212, Grade B
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Temperatur = 30 oC
Tekanan = 1,01325 bar = 1,01325 kPa
Laju massa air (F) = 335.844,991 kg/jam
Densitas air (ρ) = 995,5 kg/m3 (Perry, 2008)
Kebutuhan perancangan = 3 jam
Perhitungan ukuran tangki :
1. Volume tangki
Vlarutan = 3kg/m 5,995jam3 kg/jam 1335.844,99 ×
= 1012,089 m3
Faktor kelonggaran : 20 %
Volume tangki, Vt = 1,2 × 1012,089 m3 = 1214,507 m3
2. Diameter dan tinggi tangki
Perbandingan tinggi silinder dengan diameter tangki (Hs : D) = 3:2
∼ Volume silinder tangki (Vs) = Vs = 4
HπD s2
(Brownell & Young, 1959)
Vs = 8D3 3π
∼ Volume alas tangki kerucut (Vc)
Vs = 12
HπD c2
.......................................................................................... (Perry, 1999)
Universitas Sumatera Utara
Perbandingan tinggi kerucut dengan diameter kerucut (Hc : D) = 1:2
Vc = 24
πD3
........................................................................................... (Perry, 1999)
∼ Volume tangki (V)
V = Vs + Vc = 8D3 3π +
24πD3
= 12D5 3π
1214,507 m3 = 1,308997 D3
D = 9,753 m = 31,999 ft
Hs = (3/2) × D = 14,630 m= 47,999 ft
3. Diameter dan tinggi kerucut
Perbandingan tinggi kerucut dengan diameter tangki (HC : D) = 1: 2 Diameter tutup = diameter tangki = 9,753 m = 383,989 inch
Tinggi tutup =
2m 9,753
= 4,877 m = 191,995 inch
Tinggi total tangki = 9,753 m + 4,877 m = 19,507 m
4. Tebal shell tangki
Tinggi cairan dalam tangki, h =3
3
m507,1214m 1012,089 × 19,507 m = 16,256 m
Tekanan hidrostatik :
P = ρ × g × h = 995,5 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 16,256 × 0,001
= 158,58785 kPa
Tekanan operasi :
Poperasi = 101,325 kPa
Ptotal = 101,325 kPa + 158,58785 kPa = 259,913 kPa
Faktor keamanan : 20 %
Pdesign = (1,2) (259,913 kPa) = 311,895 kPa
Joint efficiency : E = 0,8 (Brownell, 1959)
Allowable stress : S = 17500 psia = 120658,248 kPa (Brownell, 1959)
Faktor korosi : C = 1/80 in (Peters, 2004)
Umur alat : n = 10 tahun
Tebal shell tangki :
Universitas Sumatera Utara
in 747,0
) ( 10kPa) 51,2(311,89kPa)(0,8) 482(120658,2
in) (305,355 kPa) (311,895
Cn 1,2P2SE
PDt
801
=
+−
=
+−
=
in
Tebal shell standar yang digunakan = ¾ in (Brownell, 1959)
LD.5 Pompa Air Umpan Deaerator (PU-703 )
Fungsi : Memompa air dari tangki air umpan deaerator (T-702) menuju Deaerator (D-701)
Jenis : Centrifugal pump Bahan konstruksi : Carbon steel Jumlah : 1
No. Kondisi Nilai
1. Laju alir massa, F 335.844,991 kg/jam
2. Laju alir volumetrik, Q 371,099 m3/jam
3. Di Optimum 9,9677 m
4. Nre 7.165.533,706
5. Friction Loss
Panjang pipa, L 10 m
Elbow 1,3716
Standar tee 1,2192 m
Get valve fully open 0,08534 m
Globe valve 3,9624 m
Le 10 m
L + Le 16,63854 m
6. Kerja Pompa, Ws 9,80222 m
7. Power Pompa, Pp 23 HP
LD.6 Deaerator (D-701)
Fungsi : Menghilangkan gas-gas yang terlarut di dalam air
Universitas Sumatera Utara
Bentuk : Vacuum Deaerator berbentuk vertical vessel dengan
tutup elipsoidal
Bahan konstruksi : Carbon steel SA-212, Grade B
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 3 unit
Kondisi operasi : Temperatur = 110 oC
Tekanan = 0,8 atm Laju massa air (F) = 111.948,330 kg/jam
Densitas air (ρ) = 949,868 kg/m3 (Geankoplis, 1997)
Kebutuhan perancangan = 1 jam
Perhitungan ukuran tangki :
1. Volume tangki
Vlarutan = 3kg/m 868,949
jam1 kg/jam 0111.948,33 ×
= 117,857 m3
Faktor kelonggaran : 20 %
Volume tangki, Vt = 1,2 × 117,857 m3 = 141,428 m3
2. Diameter dan tinggi tangki Perbandingan tinggi silinder dengan diameter tangki (Hs : D) = 3:1 Volume tangki (V)
V = Vs + 2Vc = 4D3 3π +
12D3π =
12D11 3π
D = 3
1
1112
πV
D = 3,662 m = 12,015 ft
Hs = (3/1) × D = 10,986 m= 36,044 ft
3. Diameter dan tinggi kerucut
Perbandingan tinggi kerucut dengan diameter tangki (Hh : D) = 1: 1 Diameter tutup = diameter tangki = 3,662 m = 144,175 inch Tinggi tutup = Diameter tutup
= 3,662 m = 144,175 inch
Universitas Sumatera Utara
Tinggi total tangki = 5,253 + (2×1,3,662) = 18,310 m = 720,875 inch
4. Tebal shell tangki
Tinggi cairan dalam tangki, h =3
3
m428,141m 117,857 × 18,310 m = 15,259 m
Tekanan hidrostatik :
P = ρ × g × h = 949,868 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 15,259 × 0,001
= 142,03745 kPa
Tekanan operasi :
Poperasi = 81,060 kPa
Ptotal = 81,060 kPa + 142,03745 kPa = 223,097 kPa
Faktor keamanan : 20 %
Pdesign = (1,2) (223,097 kPa) = 267,717 kPa
Joint efficiency : E = 0,8 (Brownell, 1959)
Allowable stress : S = 17500 psia = 120658,248 kPa (Brownell, 1959)
Faktor korosi : C = 1/80 in (Peters, 2004)
Umur alat : n = 10 tahun
Tebal shell tangki :
in 0,325
) ( 10kPa) 71,2(267,71kPa)(0,8) 482(120658,2
in) (106,940 kPa) (267,717
Cn 1,2P2SE
PDt
801
=
+−
=
+−
=
in
Tebal shell standar yang digunakan = ½ in (Brownell, 1959)
LD.7 Water Cooling Tower (M-701)
Fungsi : Mendinginkan air dari temperatur 70oC menjadi
30oC
Jenis : Mechanical draft cooling tower
Bahan konstruksi : Carbon steel
Jumlah : 1 unit
Universitas Sumatera Utara
Kondisi operasi :
Suhu air masuk menara (TL2) = 70°C = 158 °F
Suhu air keluar menara (TL1) = 29°C = 84,2°F
Suhu udara (TG1) = 30 °C = 86 °F
Dari Gambar 12-4 Perry, 1999, diperoleh suhu wet bulb, Tw = 60 °F.
Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,0125 kg uap air/kg udara kering
Dari Gambar 12-4 Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,25 gal/ft2⋅menit
Densitas air (70°C) = 977,5 kg/m3
Laju massa air pendingin = 300.237,59 kg/jam
Laju volumetrik air pendingin = 300.237,59 / 997,5 = 307,14842 m3/jam
Kapasitas air, Q = 307,14842 m3/jam × 264,17 gal/m3 / (60 menit/jam)
= 898,33511 gal/menit
Faktor keamanan : 20 %
Luas menara, A = 1,2 × (898,33511 gal/menit) / (1,25 gal/ft2 menit) = 1298,2304 ft2
Laju alir air tiap satuan luas (L) = )s).(1m ).(3600ft (862,4017
ft) 08jam).(3,28 kg/jam).(1 9(300.237,522
2
= 0,6914 kg/s m2
Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6
Laju alir gas tiap satuan luas (G) = 0,8297 kg/s m2
Tinggi menara :
Dari Persamaan 9.3-8 Geankoplis, 1997 :
Hy1 = (1,005 + 1,88 × 0,0125).103 (30 – 0) + 2,501 106 (0,0125)
Hy1 = 62117,5 J/kg
Dari Persamaan 10.5-2, Geankoplis, 1997 :
0,8297(Hy2 – 62117,5) = 0,6914(4,187.103).(70 – 29)
Hy2 = 205.173,33 J/kg
Universitas Sumatera Utara
Gambar LD.3 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)
Ketinggian menara, z = ∫ −××
2
1
Hy
HyG Hy*HydHy
akMG (Geankoplis, 2003)
Tabel L.D.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin
hy* hy 1/(hy*-hy) 122,3000 62,1175 0,0166 199,1500 112,1870 0,0115 348,9676 147,9510 0,0050 476,8833 205,1733 0,0037
Gambar L.D.4 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*– Hy)
Luas daerah di bawah kurva dari pada Gambar L.D.3 ; ∫ −
2
1
Hy
Hy Hy*HydHy = 0,83507
Universitas Sumatera Utara
Estimasi kG.a = 2,06 10-8 kg.mol /s.m3 (Geankoplis, 1997).
Tinggi menara , Z = 58 10.013,110.06,2298685,08297,0××
×−
= 11,9084 m
Diambil performance menara 90 %, maka dari Gambar 12-15 Perry, 1999,
diperoleh tenaga kipas 0,03 Hp/ft2.
Daya menara = 0,03 Hp/ft2 × 1311,3928 ft2 = 38,946 hp
Digunakan daya standar 39 hp
LD.8 Pompa Water Cooling Tower (PU-704 )
Fungsi : Memompa air pendingin dari unit Water Cooling Tower
(M-701) untuk keperluan air pendingin proses
Jenis : Centrifugal pump
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Carbon steel
No. Kondisi Nilai
1. Laju alir massa, F 300.237,5585 kg/jam
2. Laju alir volumetrik, Q 337,863 m3/jam
3. Di Optimum 9,4671 m
4. Nre 14.404.398,417
5. Friction Loss
Panjang pipa, L 10 m
Elbow 1,3716
Standar tee 1,2192 m
Get valve fully open 0,08534 m
Globe valve 3,9624 m
Le 10 m
L + Le 16,63854 m
6. Kerja Pompa, Ws 12,02147 m
7. Power Pompa, Pp 24 HP
LD.9 Ketel Uap ( KU-01 )
Universitas Sumatera Utara
Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses
Jenis : Water tube boiler
Bahan konstruksi : Carbon steel
Kondisi operasi :
Uap jenuh yang digunakan bersuhu 1800C dan tekanan 1 atm.
Dari steam table, Reklaitis (1983) diperoleh panas laten steam 2013,1 kJ/kg =
865,4909 Btu/lbm.
Kebutuhan uap = 2033,4746 kg/jam = 4483,0676 lbm/jam
Menghitung Daya Ketel Uap
H,P,W 3970534 ××
=
dimana: P = Daya boiler, hp
W = Kebutuhan uap, lbm/jam
H = Panas laten steam, Btu/lbm
Maka,
3,9705,344909,8654746,2033
××
=P = 115,9078 hp
Menghitung Jumlah Tube
Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp
= 115,9078 hp × 10 ft2/hp
= 1159,078 ft2
Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:
- Panjang tube = 30 ft
- Diameter tube = 3 in
- Luas permukaan pipa, a’ = 0,9170 ft2 / ft (Kern, 1965)
Sehingga jumlah tube:
Nt = 'aLA×
= ftftft
ft/9170,030) 078,1159(
2
2
×
Nt = 42,1330
Nt = 42 buah
LD.10 Ketel Uap ( KU-02 )
Universitas Sumatera Utara
Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses splitting dan dryer
Jenis : Water tube boiler
Bahan konstruksi : Carbon steel
Kondisi operasi :
Uap jenuh yang digunakan bersuhu 3000C dan tekanan 1 atm.
Dari steam table, Reklaitis (1983) diperoleh panas laten steam 3074,3 kJ/kg =
1321,7320 Btu/lbm.
Kebutuhan uap = 8547,6341 kg/jam = 18.844,4060 lbm/jam
Menghitung Daya Ketel Uap
H,P,W 3970534 ××
=
dimana: P = Daya boiler, hp
W = Kebutuhan uap, lbm/jam
H = Panas laten steam, Btu/lbm
Maka,
3,9705,347320,13216341,8547
××
=P = 744,0476 hp
Menghitung Jumlah Tube
Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp
= 744,0476 hp × 10 ft2/hp
= 7440,476 ft2
Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:
- Panjang tube = 30 ft
- Diameter tube = 3 in
- Luas permukaan pipa, a’ = 0,9170 ft2 / ft (Kern, 1965)
Sehingga jumlah tube:
Nt = 'aLA×
= ftftft
ft/9170,030) 4763,77400(
2
2
×
Nt = 270,4644
Nt = 270 buah
LD.11 Ketel Uap OTH ( KU-03 )
Universitas Sumatera Utara
Fungsi : Menyediakan oil thermmal untuk keperluan proses
Jenis : Water tube boiler
Bahan konstruksi : Carbon steel
Kondisi operasi :
Oil thermal yang digunakan bersuhu 2750C dan tekanan 1 atm.
Dari Feld and Hahn GMBH, (1998) diperoleh panas laten OTH 85 kJ/kg = 36,5440
Btu/lbm.
Kebutuhan uap = 256.040,7675 kg/jam = 564476,2176 lbm/jam
Menghitung Daya Ketel Uap
H,P,W 3970534 ××
=
dimana: P = Daya boiler, hp
W = Kebutuhan uap, lbm/jam
H = Panas laten steam, Btu/lbm
Maka,
3,9705,34544,36 6564476,217
××
=P = 616,2212 hp
Menghitung Jumlah Tube
Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp
= 616,2212 hp × 10 ft2/hp
= 6162,212 ft2
Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:
- Panjang tube = 30 ft
- Diameter tube = 3 in
- Luas permukaan pipa, a’ = 0,9170 ft2 / ft (Kern, 1965)
Sehingga jumlah tube:
Nt = 'aLA×
= ftftft
ft/9170,030) 6162,212(
2
2
×
Nt = 223,999
Nt = 224 buah
Universitas Sumatera Utara
LD.12 Pompa Ketel Uap-01 (PU-705) dan ( PU-706 )
Fungsi : Memompa steam dari ketel uap -01 ke heater dan dryer
Jenis : Centrifugal pump
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Carbon steel
No. Kondisi Nilai
1. Laju alir massa, F 2033,475 kg/jam
2. Laju alir volumetrik, Q 2,517 m3/jam
3. Di Optimum 0,7303 m
4. Nre 3.657.493,467
5. Friction Loss
Panjang pipa, L 10 m
Elbow 4,572 m
Standar tee 3,048m
Get valve fully open 0,256 m
Globe valve 3,9624 m
Le 10 m
L + Le 21,838432 m
6. Kerja Pompa, Ws 23,26595 m
7. Power Pompa, Pp 1 HP
LD.13 Pompa Ketel Uap-02 (PU-707) dan ( PU-708 )
Fungsi : Memompa steam dari ketel uap -02 ke kolom spliting
Jenis : Centrifugal pump
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Carbon steel
No. Kondisi Nilai
1. Laju alir massa, F 8547,634 kg/jam
2. Laju alir volumetrik, Q 11,853 m3/jam
3. Di Optimum 1,6071 m
4. Nre 11.964.292,923
Universitas Sumatera Utara
5. Friction Loss
Panjang pipa, L 10 m
Elbow 1,3716
Standar tee 1,2192 m
Get valve fully open 0,08534 m
Globe valve 3,9624 m
Le 10 m
L + Le 16,63854 m
6. Kerja Pompa, Ws 12,33732 m
7. Power Pompa, Pp 1 HP
LD.14 Tangki Bahan Bakar ( T-703)
Fungsi : Menyimpan bahan bakar Solar
Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar
Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, grade B
Jumlah : 1
Kondisi operasi : Temperatur 30°C dan tekanan 1 atm
Laju volume solar = 1540,2498 L/jam (Bab VII)
Densitas solar = 0,89 kg/l = 55,56 lbm/ft3 (Perry, 1997)
Kebutuhan perancangan = 7 hari
Perhitungan Ukuran Tangki :
Volume solar (Va) = 1.540,2498 L/jam x 7 hari x 24 jam/hari
= 258.761,9694 L = 258,762 m3
Volume tangki, Vt = 1,2 × 258,762 m3 = 310,5144 m3
Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 1 : 2
( )33
23
2
D5708,1m 1242,0575
2DπD41m 310,5144
HπD41V
=
=
=
D = 5,8253 m ; H = 11,6507 m
Tinggi cairan dalam tangki = silindervolume
silindertinggixcairanvolume
Universitas Sumatera Utara
= )5144,310(
)657,11)(9694,761.258( = 9,7089 m
Tebal Dinding Tangki
Tekanan hidrostatik
Phid = ρ x g x l = 890,0712 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 9,7089 m = 84,6876 kPa
Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa
Poperasi = 84,6876 + 101,325 kPa = 186,0126 kPa
Faktor kelonggaran = 5 %.
Maka, Pdesign = (1,05)( 186,0126 kPa) = 195,3132 kPa
Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959)
Allowable stress = 12650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959)
Tebal shell tangki:
1,2P2SE
PDt−
=
in 0,3215m 0082,0
kPa) 321,2(195,31kPa)(0,8) 142(87.218,7m) (5,8035 kPa) (195,3132t
==−
=
Faktor korosi = 1/8 in.
Tebal shell yang dibutuhkan = 0,3215 + 1/8 in = 0,4465 in
Maka tebal shell standar yang digunakan = ½ in
LD.15 Pompa Tangki Bahan Bakar (PU-711)
Fungsi : Memompa bahan bakar solar dari TB ke reboiler
Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Carbon Steel
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Temperatur = 28oC
Densitas Bahan bakar (ρ) = 890,0712 kg/m3 = 55,56679 lbm/ft3
Viskositas (μ) = 0,0007392 lbm/ft s = 1,1 cP (Othmer, 1968)
Laju alir massa (F) = 622,7534 L/jam
No. Kondisi Nilai
Universitas Sumatera Utara
1. Laju alir massa, F 554,2949 kg/jam
2. Laju alir volumetrik, Q 622,7534 L/jam
3. Di Optimum 0,665 m
4. Nre 769,1823
5. Friction Loss
Panjang pipa, L 12 m
Elbow 0,0191 m
Standar tee 0,0255 m
Get valve fully open 0,1168 m
Globe valve 0,0128 m
Le 12 m
L + Le 12,1806 m
6. Kerja Pompa, Ws 12,1806 m
7. Power Pompa, Pp 0,05 HP
LD.16 Pompa Tangki Bahan Bakar (PU-710)
Fungsi : Memompa bahan bakar solar dari TB ke generator
Jenis : Pompa sentrifugal
Bahan konstruksi : Carbon Steel
Jumlah : 1 unit
No. Kondisi Nilai
1. Laju alir massa, F 1370,9320 kg/jam
2. Laju alir volumetrik, Q 1.540,2498 L/jam
3. Di Optimum 0,0254 m
4. Nre 14.753,2343
5. Friction Loss
Panjang pipa, L 12 ft
Elbow 0,0390 ft
Standar tee 0,1171 ft
Get valve fully open 0,7144 ft
Globe valve 0,0781 ft
Universitas Sumatera Utara
Le 12 ft
L + Le 13,1048 ft
6. Kerja Pompa, Ws 13,0802 ft
7. Power Pompa, Pp 0,05 HP
LD.17 Pompa Bahan Baku Pure water ( PU-709 )
Fungsi : Memompa air bahan baku dari D -701 ke tangki pure
water
Jenis : Centrifugal pump
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Carbon steel
No. Kondisi Nilai
1. Laju alir massa, F 611,904 kg/jam
2. Laju alir volumetrik, Q 0,676 m3/jam
3. Di Optimum 0,375 m
4. Nre 260.992,148
5. Friction Loss
Panjang pipa, L 10 m
Elbow 1,3716
Standar tee 1,2192 m
Get valve fully open 0,08534 m
Globe valve 0,4572 m
Le 10 m
L + Le 16,638544 m
6. Kerja Pompa, Ws 12,86385 m
7. Power Pompa, Pp 0,25HP
Universitas Sumatera Utara
LAMPIRAN E
PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI
Dalam rencana pra rancangan pabrik pembuatan Blanded C12C14 dan Asam
Oleat digunakan asumsi sebagai berikut :
- Pabrik beroperasi selama 335 hari dalam setahun
- Kapasitas maksimum adalah 89.080 ton/tahun
- Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik ataupurchased-
equipment delivered (Peters, 2004)
- Harga alat disesuaikan dengan basis 06 Juni 2011, dimana nilai tukar
dollar terhadap rupiah adalah US$ 1 = Rp 8.655,- (detik.com, 2011)
E.1 Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)
E.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)
A. Biaya Tanah Lokasi Pabrik
Menurut masyarakat sekitar harga tanah untuk kebutuhan pabrik dan industri di
daerah Provinsi Sumatera Utara kabupaten Simalungun adalah Rp. 500.000,- /m2 .
Luas tanah seluruhnya = 18.109 m2
Harga tanah seluruhnya = 18.109 m2 × Rp. 500.000,- /m2 = Rp 9.054.500.000,-
Biaya perataan tanah diperkirakan 5 % dari harga tanah seluruhnya.
(Peters, et al, 2004)
Biaya perataan tanah = 0,05 × Rp 9.054.500.000,- = Rp.452.725.000,-
Total biaya tanah (A)
= Rp 9.054.500.000,- + Rp.452.725.000,-
= Rp 9.507.225.000,-
Universitas Sumatera Utara
B. Harga Bangunan
Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan No Nama Bangunan Luas (m2) Harga (Rp/m2) Jumlah
1 Pos Keamanan 9,000 Rp120.000 Rp1.080.000
2 Area Parkir 700,000 Rp70.000 Rp49.000.000
3 Area Perkantoran 600,000 Rp1.000.000 Rp600.000.000
4 Laboratorium 400,000 Rp1.000.000 Rp400.000.000
5 Klinik 150,000 Rp500.000 Rp75.000.000
6 Mushalla 150,000 Rp300.000 Rp45.000.000
7 Kamar Mandi 600,000 Rp700.000 Rp420.000.000
8 Kantin 150,000 Rp300.000 Rp45.000.000
9 Aula 300,000 Rp200.000 Rp60.000.000
10 Area bahan baku 800,000 Rp600.000 Rp480.000.000
11 Unit Pemadam Kebakaran 400,000 Rp150.000 Rp60.000.000
12 Ruang Kontrol Area Proses 300,000 Rp300.000 Rp90.000.000
13 Area proses 5.000,000 Rp2.000.000 Rp10.000.000.000
14 Gudang Peralatan 800,000 Rp250.000 Rp200.000.000
15 Bengkel 600,000 Rp250.000 Rp150.000.000
16 Area Produk 1.000,000 Rp350.000 Rp350.000.000
17 Unit pengolahan Air 1.000,000 Rp1.200.000 Rp1.200.000.000
18 Unit Pembangkit Tenaga Listrik 600,000 Rp900.000 Rp540.000.000
19 Unit Pengolahan Limbah 600,000 Rp1.000.000 Rp600.000.000
20 Area Perluasan 5.000,000 Rp80.000 Rp400.000.000
21 Taman 400,000 Rp70.000 Rp28.000.000
Total 18.109 Rp14.163.080.000 Total biaya bangunan (B) = Rp14.163.080.000,-
C. Perincian Harga Peralatan
Harga peralatan dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut :
=
y
x
m
1
2yx I
IXXCC
(Peter, et al, 2004)
dimana: Cx = harga alat pada tahun 2011
Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia
X1 = kapasitas alat yang tersedia
X2 = kapasitas alat yang diinginkan
Ix = indeks harga pada tahun 2010
Universitas Sumatera Utara
Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia
m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)
Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2011 digunakan metode regresi
koefisien korelasi :
[ ]( )( ) ( )( )2
i2
i2
i2
i
iiii
ΣYΣYnΣXΣXn
ΣYΣXYΣXnr
−⋅×−⋅
⋅−⋅⋅= (Montgomery, 1992)
Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift
No Tahun (Xi) Indeks (Yi) Xi.Yi Xi ² Yi ² 1 2003 1123,6 2250571 4012009 1262477 2 2004 1178,5 2361714 4016016 1388862 3 2005 1244,5 2495223 4020025 1548780 4 2006 1302,3 2612414 4024036 1695985 5 2007 1373,3 2756213 4028049 1885953 6 2008 1449,3 2910194 4032064 2100470 Total 12033 7671,5 15386329 24132199 9882528
(Sumber : CEPCI, 2008) Data : n = 6 ∑ Xi = 12033 ∑ Yi = 1449,3
∑ XiYi = 15386329 ∑ Xi ² = 24132199 ∑ Yi² = 9882528
Gambar LE.1 Indeks Marshall dan Swift (CPCI, 2008)
Universitas Sumatera Utara
Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE.2, maka diperoleh harga koefisien
korelasi :
Chemical Engineering Plant Cost Index
R2 = 0,9971
0200400600800
1000120014001600
2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009
Year
Inde
x
Calculated Index
Linear (Calculated Index)
Gambar LE.2 Linearisasi cost index dari tahun 2003 – 2008
Di dapat harga R2 = 0,9971 ≈ 1
Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier
antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah
persamaan regresi linier.
Persamaan umum regresi linier, Y = a + b X
dengan: Y = indeks harga pada tahun yang dicari (2011)
X = variabel tahun ke n
a, b = tetapan persamaan regresi
Tetapan regresi ditentukan oleh :
( ) ( )( ) ( )2
i2
i
iiii
ΣXΣXnΣYΣXYΣXnb
−⋅⋅−⋅
=
22
2
Xi)(Xin.Xi.YiXi.XiYi.a
Σ−ΣΣΣ−ΣΣ
= (Montgomery, 1992)
Maka :
( )( ) ( )( )( )( ) ( )
64,8771429105
6812,112033241321996
5,767112033153863296b 2 ==−
−=
( )( ) ( )( )( )( ) ( )
7128832,526105
10360422812033241321996
1538632912033241321997671,5a 2 −=−
=−
−=
Universitas Sumatera Utara
Sehingga persamaan regresi liniernya adalah :
Y = a + b X
Y = –128832,53 + 64,87714 X
Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2011 adalah :
Y = –128832,53 + 64,87714 (2011)
Y = 1.635,4076
Perhitungan harga peralatan menggunakan harga faktor eksponsial (m) Marshall dan
Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Peters, 2004. Untuk alat
yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya diasumsikan sebesar 0,6 (Peters, 2004).
Contoh perhitungan harga peralatan :
Tangki Penyimpanan Bahan Baku Palm kernel Oil (F-102)
Kapasitas tangki. X2 = 488,811 m3. Dari Gambar LE.1. diperoleh untuk harga
kapasitas tangki (X1) 1 m³ pada tahun 2002 adalah (Cy) US$ 9700. Dari tabel 6-4.
Timmerhaus., 2004. faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga
pada tahun 2002 (Iy) 1.104,2.
Capacity, m3
Purc
hase
d co
st, d
olla
r
106
105
104
103
102 103 104 105Capacity, gal
10-1 1 10 102 103
P-82Jan,2002
310 kPa (30 psig) Carbon-steel tank (spherical)
Carbon steel304 Stainless stellMixing tank with agitator
Gambar LE.3 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki
Pelarutan (Timmerhaus., 2004)
Indeks harga tahun 2011 (Ix) adalah 1.635,4. Maka estimasi harga tangki untuk (X2)
488,811 m3 adalah:
Universitas Sumatera Utara
Cx = US$ 9700 × 49,0
1488,811 ×
2,11041.635,4
Cx = US$ 68.789,89 × (Rp 8.655,-)/(US$ 1)
Cx = Rp 595.376.488 ,-/unit
2. Kolom Fraksinasi (C-110) Kolom fraksinasi yang dipergunakan berukuran diameter 1,1105 m dengan tinggi
kolom 24,5 m dengan banyaknya tray dalam kolom sebanyak 31 buah. Dari Gambar
LE.2. didapat bahwa untuk spesifikasi tersebut didapat harga peralatan pada tahun
2002 (Iy= 1103) adalah US$ 22.000,- untuk tinggi kolom 20 m dan faktor eksponen
untuk tangki adalah (m) 0,62. Maka harga sekarang (2011) adalah:
Cx.kolom = US$ 22.000 ×62,0
201,1105 ×
2,11041.635,4 × (Rp8,655,-)/(US$ 1)
Cx.kolom = Rp 46.973.963,-/unit
Gambar LE.4 Harga Peralatan untuk Kolom Distilasi. Harga Tidak Termasuk Trays.
Packing. atau Sambungan. (Timmerhaus., 2004)
Sedangkan dari Gambar LE.5 didapat harga tiap sieve tray adalah US$ 350,- untuk
kolom berdiameter 0,7 m dan faktor eksponen untuk tray adalah (m) 0,86. Maka:
Cx.tray = 31 × US$ 350 × 86,0
7,01105,1 ×
11031256,9 × (Rp 8.655,-)/(US$ 1)
Universitas Sumatera Utara
Cx.tray = Rp 185.157.824,-
Jadi total harga keseluruhan unit fraksinasi (C-210) adalah:
= Rp 46.973.963,- + Rp 185.157.824,-
= Rp 232.131.786,-
Gambar LE.5 Harga Tiap Tray dalam Kolom Distilasi. Harga Termasuk Tanggul.
Permukaan Saluran Limpah. Saluran Uap dan Bagian Struktur Lainnya
(Timmerhaus., 2004) Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat dilihat
pada Tabel LE.3 untuk perkiraan peralatan proses dan Tabel LE.4 untuk perkiraan
peralatan utilitas. Sedangkan untuk pompa non-impor, harga diambil dari PT Duta
sarana.
Universitas Sumatera Utara
Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses
Kode Alat
Proses Nama Alat harga 1 unit (Rp.) harga total
(Rp.) Import Non Import
F-101 Tangki PW Rp314.750.689 Rp314.750.689 Rp314.750.689
F-102 Tangki PKO Rp595.376.488 Rp4.167.635.416 Rp4.167.635.416
F-103 Tangki penyimpanan Gliserol Rp462.771.314 Rp462.771.314 Rp462.771.314
T-201 Tangki penyimpanan Blanded C8-C10 Rp430.906.875 Rp430.906.875 Rp430.906.875
T-202 Tangki penyimpanan Blanded C12-C14 Rp1.258.855.231 Rp1.258.855.231 Rp1.258.855.231
T-203 Tangki penyimpanan Blanded C16-C18 Rp529.177.488 Rp529.177.488 Rp529.177.488
T-204 Tangki penyimpanan Blanded C18:1 Rp579.289.811 Rp579.289.811 Rp579.289.811
T-205 Tangki penyimpanan Blanded C18-C20 Rp391.052.402 Rp391.052.402 Rp391.052.402
C-110 Kolom Splitting Rp484.082.615 Rp484.082.615 Rp484.082.615
C-210
Kolom Fraksinasi I Rp46.973.963 Rp46.973.963 Rp46.973.963
Tray Rp185.157.824 Rp185.157.824 Rp185.157.824
Rp232.131.786
C-220
Kolom Fraksinasi II Rp56.598.642 Rp56.598.642 Rp56.598.642
Tray Rp7.196.630 Rp7.196.630 Rp7.196.630
Rp63.795.272
C-230
Kolom Fraksinasi III Rp49.285.799 Rp49.285.799 Rp49.285.799
Tray Rp6.266.788 Rp6.266.788 Rp6.266.788
Rp55.552.587
C-240
Kolom Fraksinasi IV Rp44.017.911 Rp44.017.911 Rp44.017.911
Tray Rp5.596.965 Rp5.596.965 Rp5.596.965
Rp49.614.876
T-110 Tangki Intermediet Fatty Acid Rp124.294.247 Rp124.294.247 Rp124.294.247 FT-110 Flash Tank Gliserol Rp200.170.064 Rp200.170.064 Rp200.170.064 FT-220 Flash Tank Fatty Acid Rp350.873.940 Rp350.873.940 Rp350.873.940
D-210 Dryer Rp497.379.424 Rp497.379.424 Rp497.379.424
V-210 Accumulator Rp34.993.056 Rp34.993.056 Rp34.993.056
V-220 Accumulator Rp107.116.570 Rp107.116.570 Rp107.116.570
V-230 Accumulator Rp62.388.215 Rp62.388.215 Rp62.388.215
V-240 Accumulator Rp28.515.603 Rp28.515.603 Rp28.515.603
V-301 Hot Well Rp200.000.000 Rp200.000.000 Rp200.000.000
P-101 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000
Rp15.000.000
P-102 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-103 Pompa High Pressure Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-104 Pompa High Pressure Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-105 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-106 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-107 Pompa High Pressure Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000
Universitas Sumatera Utara
P-108 Pompa Vakum Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-109 Pompa Vakum Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-201 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-202 Pompa High Pressure Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-211 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-212 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-221 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-222 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-231 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-232 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-241 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-242 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-301 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 E-101 Heater Rp120.000.000 Rp120.000.000 Rp189.000.000
E-102 Heater Rp110.000.000 Rp110.000.000 Rp165.000.000
E-201 Heater Rp145.000.000 Rp145.000.000 Rp145.000.000
E-01 Heater Rp135.000.000 Rp135.000.000 Rp125.000.000
E-103 Kondensor Rp150.000.000 Rp150.000.000 Rp125.000.000
E-105 Kondensor Rp140.000.000 Rp140.000.000 Rp125.000
E-211 Kondensor Rp145.000.000 Rp145.000.000 Rp145.000.000
E-221 Kondensor Rp155.000.000 Rp155.000.000 Rp155.000.000
E-231 Kondensor Rp130.000.000 Rp130.000.000 Rp130.000.000
E-241 Kondensor Rp140.000.000 Rp140.000.000 Rp125.000.000
E-213 Kondensor Rp150.000.000 Rp150.000.000 Rp180.000.000
E-223 Kondensor Rp145.000.000 Rp145.000.000 Rp137.000.000
E-233 Kondensor Rp135.000.000 Rp135.000.000 Rp137.000.000
E-243 Kondensor Rp145.000.000 Rp145.000.000 Rp145.000.000
E-104 Cooler Rp150.000.000 Rp150.000.000 Rp150.000.000
E-212 Cooler Rp160.000.000 Rp160.000.000 Rp160.000.000
E-222 Cooler Rp155.000.000 Rp155.000.000 Rp155.000.000
E-232 Cooler Rp145.000.000 Rp145.000.000 Rp145.000.000
E-242 Cooler Rp160.000.000 Rp160.000.000 Rp160.000.000
E-244 Cooler Rp150.008.952 Rp150.008.952 Rp150.008.952
E-301 Cooler Rp150.008.952 Rp150.008.952 Rp150.008.952
EJ Ejektor Rp267.565.073 Rp802.695.219 Rp802.695.219 BC Barometrik condensor Rp350.527.500 Rp701.055.000 Rp701.055.000
Total haga peralatan Impor Rp15.102.240.606 - Total haga peralatan Non Impor - Rp300.000.000
Universitas Sumatera Utara
Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas
Kode Alat
Utilitas Nama Alat harga 1 unit
(Rp.) harga total (Rp.) Import Non Import
T-704 Menara Air Rp365.890.000 Rp1.463.560.000 Rp1.463.560.000
T-708 Tangki Umpan Deaerator Rp520.757.325 Rp520.757.325 Rp520.757.325
M-701 Cooling Water Rp186.452.560 Rp186.452.560 Rp186.452.560
D-701 Deaerator Rp186.452.560 Rp559.357.680 Rp559.357.680
KU-01 Ketel uap Rp186.452.560 Rp372.905.120 Rp372.905.120
T-709 Tangki OTH Rp186.452.560 Rp186.452.560 Rp186.452.560
V-01 Expansion Vessel Rp186.452.560 Rp186.452.560 Rp186.452.560
KU-01 Ketel uap Rp186.452.560 Rp559.357.680 Rp559.357.680
V-02 Expansion Vessel Rp186.452.560 Rp372.905.120 Rp372.905.120
PU Pompa utilitas Rp10.000.000 Rp100.000.000 Rp100.000.000
T-710 Tangki Nitrogen Rp10.547.658 Rp10.547.658 Rp10.547.658
PL Pompa Limbah Rp20.000.000 Rp20.000.000
Rp20.000.000
G Generator Rp400.000.000 Rp1.600.000.000 Rp1.600.000.000
Total haga peralatan Import Rp1.994.864.983 -
Total haga peralatan Non Import - Rp1.720.000.000
Universitas Sumatera Utara
Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut:
- Biaya transportasi = 5 %
- Biaya asuransi = 1 %
- Bea masuk = 15 %
- PPn = 10 %
- PPh = 10 %
- Biaya gudang di pelabuhan = 0,5 %
- Biaya administrasi pelabuhan = 0,5 %
- Transportasi lokal = 0,5 %
- Biaya tak terduga = 0,5 %
Total = 43 %
Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai
berikut:
- PPn = 10 %
- PPh = 10 %
- Transportasi lokal = 0,5 %
- Biaya tak terduga = 0,5 %
Total = 21 %
Maka, total harga peralatan adalah: Harga impor = 1,43 × (Rp15.102.240.606 + Rp 1.994.864.983) = Rp. 24.448.860.993,-
Harga non impor = 1,21 (Rp300.000.000 + Rp 1.720.000.000) = Rp. 2.444.200.000,- Rp. 26.893.060.993, - Biaya pemasangan diperkirakan 30 % dari total harga peralatan (Timmerhaus 2004).
Biaya pemasangan = 0,3 × Rp. 26.893.060.993, -
= Rp. 8.067.918.298
Sehingga biaya peralatan + pemasangan (C):
= Rp. 26.893.060.993, - + Rp. 8.067.918.298
= Rp. 34.960.979.291
Instrumentasi dan Alat Kontrol
Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 30% dari total harga
peralatan (Timmerhaus et al, 2004).
Universitas Sumatera Utara
Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,3 × Rp. 26.893.060.993, -
= Rp. 8.067.918.298
Biaya Perpipaan
Diperkirakan biaya perpipaan 60% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al,
2004).
Biaya perpipaan (E) = 0,6 × Rp. 26.893.060.993, -
= Rp 16.135.836.596
Biaya Instalasi Listrik
Diperkirakan biaya instalasi listrik 20% dari total harga peralatan (Timmerhaus et
al, 2004).
Biaya instalasi listrik (F) = 0,2 × Rp. 26.893.060.993, -
= Rp 5.378.612.19 Biaya Insulasi
Diperkirakan biaya insulasi 20% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al,
2004).
Biaya insulasi (G) = 0,2 × Rp. 26.893.060.993, -
= Rp 5.378.612.199
Biaya Inventaris Kantor
Diperkirakan biaya inventaris kantor 10% dari total harga peralatan (Timmerhaus
et al, 2004).
Biaya inventaris kantor (H)= 0,1 × Rp. 34.960.979.291
= Rp 3.496.097.929
Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan
Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 5% dari total harga
peralatan (Timmerhaus et al, 2004).
Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I ) = 0,05× Rp. 34.960.979.291
= Rp 1.7748.048.964
Universitas Sumatera Utara
Sarana Transportasi
Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana
transportasi (J) seperti pada tabel berikut.
Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi No Jenis Kendaraan Unit Tipe Harga/unit Harga/total
1 Mobil Dewan Komisaris 3 Toyota New Camry 2010
Rp706.850.000,00 Rp2.120.550.000,00
2 Mobil Direktur 1 Toyota Fortuner TRD
Rp509.700.000,00 Rp509.700.000,00
3 Mobil Manager dan Staf Ahli 9 Toyota Altis Rp429.250.000,00 Rp3.863.250.000,00
4 Mobil Kepala Seksi 14 Kijang Inova LUXURY
Rp300.450.000,00 Rp4.206.300.000,00
5 Ambulance 1 Minibus Rp200.000.000,00 Rp200.000.000,00
6 Bus Karyawan 3 Bus Rp350.000.000,00 Rp1.050.000.000,00
7 Truk 10 Truk Rp350.000.000,00 Rp3.500.000.000,00
8 Mobil Pemadam Kebakaran 2 Truk Rp250.000.000,00
Rp500.000.000,00
9 Fork Lift 2 Truk Rp271.550.000,00 Rp1.357.750.000,00
10 Traktor 2 Rp215.300.000,00 Rp430.600.000,00
Total Biaya Transportasi Rp.17.307.550.000,00
Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J
= Rp 116.143.960.475
E.1.2 Modal Investasi Tetap Tidak Langsung (MITTL)
Pra Investasi
Diperkirakan 20 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).
Pra Investasi (K) = 0,5 × Rp. 26.893.060.993
= Rp 5.378.612.199
Biaya Engineering dan Supervisi
Diperkirakan 32% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).
Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,32 × Rp. 26.893.060.993
Universitas Sumatera Utara
= Rp 8.605.779.518
Biaya Legalitas
Diperkirakan 10% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).
Biaya Legalitas (M) = 0,1 × Rp. 26.893.060.993
= Rp 2.689.306.099
Biaya Kontraktor
Diperkirakan 20% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).
Biaya Kontraktor (N) = 0,2 × Rp. 26.893.060.993
= Rp. 5.378.612.199
Biaya Tak Terduga
Diperkirakan 37% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004) .
Biaya Tak Terduga (O) = 0,37 × Rp. 26.893.060.993
= Rp. 9.950.432.567
Total MITTL = K + L + M + N + O
= Rp. 32.002.742.581
Total MIT = MITL + MITTL
= Rp 116.143.960.475 + Rp. 32.002.742.581
= Rp. 148.146.703.056
E.2 Modal Kerja
Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (90 hari).
E.2.1 Persediaan Bahan Baku
A. Bahan baku proses
1. Palm Kernel Oil (PKO)
Kebutuhan = 15.000 kg
Harga = Rp 8500,- /kg (BPS, 2011)
Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 15.000 kg/jam × Rp 8500 /kg
= Rp 275.400.000.000,00
B. Persediaan bahan baku utilitas dan pengolahan limbah
Universitas Sumatera Utara
1. Kebutuhan air industri
Kebutuhan = 372,329 m3/jam
Harga = Rp. 15.000,-/ m3
Harga total = 90 hari × 24 jam × 372,329 m3/jam × Rp 15.000,-/kg
= Rp. 12.063.459.600
2. Solar
Kebutuhan = 1523,15 L/jam
Harga solar untuk industri = Rp. 5.700,-/L (Pertamina, 2011)
Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 1523,15 L/jam × Rp. 5.700,-/L
= Rp. 18.753.036.070
3. Nitrogen
Kebutuhan = 303.003,3875 kg
Harga Nitrogen = Rp. 5.500,-/kg (Aneka Gas, 2011)
Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 303.003,3875 kg × Rp. 5.000,-/kg
= Rp. 588.667.832
4. Pengolahan limbah
Limbah = 0,795 m3/jam
Pengolahan = Rp. 8.325,-/m3
Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 0,795 m3/jam × Rp. 8.325,-/ m3
= Rp. 14.295.690
Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari)
= Rp 306.819.459.191
E.2.2 Kas
A. Gaji Pegawai
Tabel LE.6 Perincian gaji
Jabatan Jumlah Gaji/bulan Total Gaji/bulan Dewan Komisaris 3 Rp15.000.000 Rp45.000.000 Direktur 1 Rp18.000.000 Rp18.000.000 Sekretaris 2 Rp2.500.000 Rp5.000.000
Universitas Sumatera Utara
Staf ahli 5 Rp12.000.000 Rp60.000.000 Manajer Produksi 1 Rp10.000.000 Rp10.000.000 Manajer Teknik 1 Rp10.000.000 Rp10.000.000 Manajer Umum dan Keuangan 1 Rp10.000.000 Rp10.000.000 Manajer Pembelian dan Pemasaran 1 Rp10.000.000 Rp10.000.000 Kepala Seksi Proses 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Laboratorium R&D 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Utilitas 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Listrik 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Instrumentasi 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Keuangan 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Administrasi 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Personalia 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Humas 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Keamanan 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Pembelian 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Penjualan 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Gudang / Logistik 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Karyawan Proses 25 Rp3.500.000 Rp87.500.000 Karyawan Laboratorium, R&D 6 Rp3.000.000 Rp18.000.000 Karyawan Utilitas 7 Rp3.000.000 Rp21.000.000 Karyawan Unit Pembangkit Listrik 8 Rp3.000.000 Rp24.000.000 Karyawan Instrumentasi Pabrik 8 Rp3.000.000 Rp24.000.000 Karyawan Pemeliharaan Pabrik 7 Rp3.000.000 Rp21.000.000 Karyawan Bagian Keuangan 4 Rp2.000.000 Rp8.000.000 Karyawan Bagian Administrasi 3 Rp2.000.000 Rp6.000.000 Karyawan Bagian Personalia 3 Rp2.000.000 Rp6.000.000 Karyawan Bagian Humas 3 Rp2.000.000 Rp6.000.000 Karyawan Pembelian 6 Rp2.000.000 Rp12.000.000 Lanjutan... Karyawan Penjualan / Pemasaran 6 Rp2.000.000 Rp12.000.000 Petugas Keamanan 8 Rp1.800.000 Rp14.400.000 Karyawan Gudang / Logistik 8 Rp1.800.000 Rp14.400.000 Dokter 1 Rp2.500.000 Rp2.500.000 Perawat 2 Rp1.800.000 Rp3.600.000 Petugas Kebersihan 10 Rp1.250.000 Rp10.000.000
Universitas Sumatera Utara
Supir 8 Rp1.500.000 Rp12.000.000 Total 150 Rp553.300.000
Diperkirakan seluruh karyawan bekerja lembur, dimana gaji lembur dihitung
dengan rumus: 1/173 x gaji per bulan, dimana untuk 1 jam pertama dibayar 1,5 kali
gaji perjam dan jam berikutnya 2 kali dari gaji satu jam (Kep. Men, 2003).
Dan Keputusan Menteri Tenaga Kerja Dan Transmigrasi Republik Indonesia
Nomor: Kep.234/Men/2003 yaitu 8 jam sehari atau 48 jam per minggu dan jam kerja
selebihnya dianggap lembur. Perhitungan uang lembur menggunakan acuan 1/173
dari upah sebulan (Pasal 10 Kep.234/Men/2003)
Sehingga diperkirakan seluruh karyawan bekerja lembur, dimana dalam 1
bulan ada 6 hari libur sehingga 1 tahunnya ada 42 hari libur. Dalam 1 bulan diberi
maksimum lembur cuti sebanyak 3 hari atau 24 jam kerja.
Gaji lembur untuk 8 jam kerja yaitu:
1 jam pertama = 1,5 x 1 x 1/173 x Rp 553.300.000 = Rp. 4.797.399,-
7 jam berikutnya = 2 x 7 x 1/173 x Rp 553.300.000= Rp. 44.775.723,-
Total gaji lembur dalam 1 bulan = Rp 148.719.364,-
Jadi, gaji pegawai selama 1 bulan beserta lembur
= Rp 148.719.364,-+ Rp 553.300.000 = Rp 702.019.092
Total gaji pegawai selama 3 bulan beserta lembur
= Rp 702.019.364 x 3 = Rp 2.106.058.092
B. Biaya Administrasi Umum
Diperkirakan 20 % dari gaji pegawai = 0,2 × Rp 1.659.900.0
00
= Rp. 421.211.618
C. Biaya Pemasaran
Diperkirakan 20 % dari gaji pegawai = 0,2 × Rp 1.659.900.000
= Rp. 421.211.618
Universitas Sumatera Utara
Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas
No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1 Gaji Pegawai Rp2.106.058.092 2 Administrasi Umum Rp421.211.618 3 Pemasaran Rp421.211.618 Total Rp2.948.481.329
D. Biaya Start – Up
Diperkirakan 20 % dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004).
= 0,2 × Rp. 148.146.703.056 = Rp 29.629.340.611
E.2.3 Piutang Dagang
HPT12IPPD ×=
dimana: PD = piutang dagang
IP = jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan)
HPT = hasil penjualan tahunan
Penjualan :
1. Harga jual Blanded C12-C14 = Rp. 6.700/kg ( BPS,2011 )
Produksi Blanded C12-C14 = 9.175,759 kg/jam
Hasil penjualan Blanded C12-C14 tahunan
= 9.175,759 kg/jam × 24jam/hari × 335hari/thn × Rp. 6.700/kg
= Rp. 494.279.791.737
2. Harga jual Asam Oleat = Rp. 7.700 /kg ( BPS, 2011 )
Produksi Asam Oleat = 1.903,800 kg/jam
Hasil penjualan Asam Oleat tahunan
= 1.903,800 kg/jam × 24jam/hari × 335hari/thn × Rp. 7.700/kg
= Rp. 117.8600.465.416
3. Harga jual Blanded C8-C10 = Rp. 12.300/kg ( BPS, 2011 )
Produksi Blanded C8-C10 = 1.048,423 kg/jam
Hasil penjualan Blanded C8-C10 tahunan
Universitas Sumatera Utara
= 1.048,423 kg/jam × 24jam/hari × 335hari/thn × Rp. 12.300/kg
= Rp. 103.6800.647.967
4. Harga jual Blanded C16-C18 = Rp. 11.200 /kg ( BPS,2011 )
Produksi Blanded C16-C18 = 1.514,504 kg/jam
Hasil penjualan Blanded C16-C18 tahunan
= 1.514,504 kg/jam × 24jam/hari × 335hari/thn × Rp. 11.200 /kg
= Rp. 136.378.076.156
5. Harga jual Blanded C18-C20 = Rp. 6.800/kg ( BPS,2011 )
Produksi Blanded C18-C20 = 853,183 kg/jam
Hasil penjualan Blanded C18-C20 tahunan
= 853,183 kg/jam × 24jam/hari × 335hari/thn × Rp. 6.800/kg
= Rp. 46.645.243.892
6. Harga jual Gliserol = Rp. 8.900/kg ( BPS,2011 )
Produksi Gliserol = 1.392,813 kg/jam
Hasil penjualan Gliserol tahunan
= 1.392,813 kg/jam × 24jam/hari × 335hari/thn × Rp. 8.900/kg
= Rp. 99.664.140.452
Total hasil penjualan produk = Rp. 951.863.121.728
Piutang Dagang = 123× Rp. 951.863.121.728
= Rp. 237.965.780.432
Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini.
Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja
Universitas Sumatera Utara
No. Biaya Jumlah (Rp) 1 Bahan baku proses dan utilitas Rp306.819.459.191 2 Kas Rp2.948.481.329 3 Start up Rp.29.629.340.611 4 Piutang Dagang Rp237.965.780.432 Total Rp577.363.061.564
Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja
= Rp. 148.146.703.057 + Rp. 577.363.061.564
= Rp. 725.509.764.620
Modal ini berasal dari:
- Modal sendiri = 60 % dari total modal investasi
= 0,6 × Rp. 725.509.764.620
= Rp. 435.305.858.772
- Pinjaman dari Bank = 40 % dari total modal investasi
= 0,4 × Rp. 725.509.764.620
= Rp. 290.203.905.848
E.3 Biaya Produksi Total
E.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)
A. Gaji Tetap Karyawan
Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang
diberikan sebagai tunjangan, sehingga (P)
Gaji total = (12 + 2) × Rp 702.019.364,-
= Rp 9.828.271.098,-
B. Bunga Pinjaman Bank
Bunga pinjaman bank adalah 15 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2011).
Bunga bank (Q) = 0,15 × Rp. 290.203.905.848
= Rp. 43.530.585.877,-
C. Depresiasi dan Amortisasi
Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa
manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk
mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui penyusutan (Rusdji,
Universitas Sumatera Utara
2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight line
method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan sesuai
dengan Undang-undang Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Pasal 11 ayat 6
dapat dilihat pada tabel LE.11.
Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000
Kelompok Harta
Berwujud
Masa
(tahun)
Tarif
(%)
Beberapa Jenis Harta
I. Bukan Bangunan
1.Kelompok 1
2. Kelompok 2
3. Kelompok 3
4
8
16
25
12,5
6,25
Mesin kantor, perlengkapan, alat perangkat/
tools industri.
Mobil, truk kerja
Mesin industri kimia, mesin industri mesin
II. Bangunan
Permanen
20
5
Bangunan sarana dan penunjang (Waluyo, 2000 dan Rusdji, 2004)
Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.
n
LPD −=
dimana: D = depresiasi per tahun
P = harga awal peralatan
L = harga akhir peralatan
n = umur peralatan (tahun)
Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI No. 17 Tahun 2000
Komponen Biaya Umur (tahun) Depresiasi (Rp)
Bangunan Rp.14.163.080.000 20 Rp. 708.154.000 Peralatan proses dan utilitas Rp34.960.979.291 16 Rp2.185.061.206 Instrumentrasi dan pengendalian proses Rp8.067.918.298 4 Rp2.016.979.574,46 Perpipaan Rp16.135.836.596 4 Rp4.033.959.148,93 Instalasi listrik Rp5.378.612.199 4 Rp1.344.653.049,64 Insulasi Rp5.378.612.199 4 Rp1.344.653.049,64 Inventaris kantor Rp3.496.097.929 4 Rp874.024.482,27 Perlengkapan keamanan Rp1.748.048.965 5 Rp437.012.241,13
Universitas Sumatera Utara
dan kebakaran Sarana transportasi Rp17.307.550.000 8 Rp2.163.443.750,00 TOTAL Rp15.107.940.502
Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami
penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung
(MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi.
Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya
yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan,
menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan
menerapkan taat azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak
menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa
manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak
berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004).
Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 25 % dari MITTL. sehingga :
Biaya amortisasi = 0,25 × Rp 32.002.742.581
= Rp. 8.000.685.645,-
Total biaya depresiasi dan amortisasi (R)
= Rp15.107.940.501 + Rp. 8.000.685.645,-
= Rp. 23.108.626.147,-
D. Biaya Tetap Perawatan
1. Perawatan mesin dan alat-alat proses
Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%,
diambil 10 % dari harga peralatan terpasang pabrik (Timmerhaus et al,
2004).
Biaya perawatan mesin = 0,1 × Rp 34.960.979.291
= Rp. 3.496.097.929,-
2. Perawatan bangunan
Diperkirakan 10 % dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004).
Perawatan bangunan = 0,1 × Rp14.163.080.000
Universitas Sumatera Utara
= Rp 1.416.308.000 3. Perawatan kendaraan
Diperkirakan 10 % dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004).
Perawatan kenderaan = 0,1 × Rp17.307.550.000
= Rp 1.730.755.000
4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol
Diperkirakan 10 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et
al, 2004).
Perawatan instrumen = 0,1 × Rp 8.067.918.298
= Rp 806.791.830
5. Perawatan perpipaan
Diperkirakan 10 % dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004).
Perawatan perpipaan = 0,1 × Rp16.135.836.596
= Rp 1.613.583.660
6. Perawatan instalasi listrik
Diperkirakan 10 % dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004).
Perawatan listrik = 0,1 × Rp 5.378.612.199
= Rp 537.861.220
7. Perawatan insulasi
Diperkirakan 10 % dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 2004).
Perawatan insulasi = 0,1 × Rp5.378.612.199
= Rp 537.861.220
8. Perawatan inventaris kantor
Diperkirakan 10 % dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004).
Perawatan inventaris kantor = 0,1 × Rp 3.496.097.929
= Rp 349.609.793
9. Perawatan perlengkapan kebakaran
Diperkirakan 10 % dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al,
2004).
Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,1 × Rp1.748.048.965
= Rp 174.804.896
Universitas Sumatera Utara
Total biaya perawatan (S) = Rp. 10.663.673.548
E. Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost)
Biaya tambahan industri ini diperkirakan 20 % dari modal investasi tetap
(Timmerhaus et al, 2004).
Plant Overhead Cost (T) = 0,2 × Rp148.146.703.057
= Rp29.629.340.611
F. Biaya Administrasi Umum
Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp 4.444.401.092
Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = 4 × Rp. 4.444.401.092,-
= Rp 17.777.604.367
G. Biaya Pemasaran dan Distribusi
Biaya pemasaran selama 1 tahun = Rp 23.703.472.489
Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran, sehingga :
Biaya distribusi = 0,5 × Rp 23.703.472.489
= Rp 11.851.736.245
Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp 35.555.208.734
H. Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan
Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 2004).
Biaya laboratorium (W) = 0,05 × Rp 29.629.340.611
= Rp 4.444.401.092
I. Hak Paten dan Royalti
Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004).
Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01 × Rp 148.143.960.475
= Rp 1.481.467.031
J. Biaya Asuransi
1. Biaya asuransi pabrik adalah 4,8 permil dari modal investasi tetap
langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2011).
= 0,0048 × Rp 116.143.960.475
= Rp 5.574.910.103
Universitas Sumatera Utara
Biaya asuransi karyawan
Premi asuransi = Rp. 375.000,-/tenaga kerja (Asuransi Jiwa Bersama
Bumiputera, 2008)
Maka biaya asuransi karyawan = 150 orang × Rp. 375.000,-/orang
= Rp. 56.250.000,-
Total biaya asuransi (Y) = Rp 5.631.160.103
K. Pajak Bumi dan Bangunan
Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang-
Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak
atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut:
Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan (Pasal 2
ayat 1 UU No.20/00).
Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU
No.20/00).
Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).
Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp. 30.000.000,-
(Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).
Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak dengan
Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).
Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut :
Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Blanded C12-C14 dan Asam Oleat
Nilai Perolehan Objek Pajak
Total NJOP Rp 23.670.305.000,-
Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak Rp. 30.000.000,- –
Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak Rp 23.640.305.000,-
Pajak yang Terutang (5% × NPOPKP) Rp 1.182.015.250,-
Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp 1.182.015.250,-
Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z
Universitas Sumatera Utara
= Rp. 182.832.353.857
E.3.2 Biaya Variabel
A. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun
Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah
= Rp 306.819.459.191
Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun
= Rp 306.819.459.191× 90335
= Rp 1.142.050.209.212
B. Biaya Variabel Tambahan
1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan
Diperkirakan 10 % dari biaya variabel bahan baku
Biaya perawatan lingkungan = 0,1 × Rp 1.142.050.209.212
= Rp. 114.205.020.921
2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi
Diperkirakan 10% dari biaya variabel bahan baku
Biaya variabel pemasaran = 0,1 × Rp 1.142.050.209.212
= Rp 114.205.020.921
Total biaya variabel tambahan = Rp. 228.410.041.842
C. Biaya Variabel Lainnya
Diperkirakan 10 % dari biaya variabel tambahan
= 0,1 × Rp. 228.410.041.842
= Rp. 22.841.004.184
Total biaya variabel = Rp. 251.251.046.027
Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel
= Rp. 434.083.399.883
E.4 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan
Universitas Sumatera Utara
E.4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto)
Laba atas penjualan = total penjualan – total biaya produksi
= Rp 951.863.121.729 – Rp 434.083.399.883
= Rp 517.779.721.845
Bonus perusahaan untuk karyawan 1% dari keuntungan perusahaan
= 0,01 × Rp 517.779.721.845
= Rp 5.177.797.218
Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00
Pasal 6 ayat 1 sehingga :
Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 517.779.721.845– Rp 5.177.797.218
= Rp. 512.601.924.627
E.4.2 Pajak Penghasilan
Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan
Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan
adalah (Rusjdi, 2004):
Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10%.
Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan
pajak sebesar 15 %.
Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 %.
Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:
- 10 % × Rp 50.000.000 = Rp. 5.000.000,-
- 15 % × (Rp 100.000.000 – Rp 50.000.000) = Rp. 7.500.000,-
- 30% × (Bruto – Rp. 100.000.000)) = Rp. 153.750.577.388,-
Total PPh = Rp. 153.763.077.388,-
E.4.3 Laba setelah pajak
Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh
= Rp. 512.601.924.627,- – Rp. 153.763.077.388,- = Rp 358.838.847.239,-
Universitas Sumatera Utara
E.5 Analisa Aspek Ekonomi
A. Profit Margin (PM)
PM = penjualantotal
pajaksebelumLaba × 100 %
PM = 100% 1.729951.863.12 Rp.
4.627,-512.601.92 Rp.×
= 53,852 %
B. Break Even Point (BEP)
BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal
TetapBiaya−
× 100 %
BEP = 100% 6.027,-251.251.04 Rp. 1.729951.863.12 Rp.
3.857,-182.832.35 Rp.×
−
= 26,096 %
Kapasitas produksi pada titik BEP = 26,096 %× 89.080 ton/tahun
= 23.246 ton/tahun
Nilai penjualan pada titik BEP = 26,096 % × Rp. 951.863.121.729
= Rp. 248.399.051.530
C. Return on Investment (ROI)
ROI = investasi modal Total
pajak setelah Laba × 100 %
ROI = 100% 64.621725.5098.7 Rp.7.239,-358.838.84 Rp.
× = 49,460 %
D. Pay Out Time (POT)
POT = tahun1 ROI
1×
POT = 2,022 tahun
E. Return on Network (RON)
RON = sendiriModal
pajaksetelahLaba × 100 %
Universitas Sumatera Utara
RON = 100% 8.772435.305.85 Rp.
7.239,-358.838.84 Rp.× = 82,434 %
F. Internal Rate of Return (IRR)
Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan
pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk
memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut:
- Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun
- Masa pembangunan disebut tahun ke nol
- Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun
- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10
- Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan.
Dari Tabel LE.12, diperoleh nilai IRR = 61,004 %
Tabel LE.11 Analisa Parameter Kelayakan Pabrik Blanded C12-C14 dan Asam Oleat
Parameter Kriteria Kelayakan Hasil Perhitungan PM Nilai Positif 53,852 % BEP Nilai Positif 26,096 % ROI Nilai Positif 49,460 % POT < 8 tahun 2,022 tahun RON Nilai Positif 82,434 % IRR > Suku bunga pinjaman 61,004 %
Universitas Sumatera Utara
Universitas Sumatera Utara
BREAK EVEN POINT PABRIK PEMBUATAN BLANDED C12-C14 DAN ASAM OLEAT
DARI FRAKSINASI PALM KERNEL OIL KAPASITAS PRODUKSI 89.080 TON/TAHUN
Gambar LE.6 Grafik BEP
26,096 %
Universitas Sumatera Utara
Tabel. LE.13 Data Perhitungan Break Even Point (BEP)
% Kapasitas Biaya tetap Biaya variabel Biaya produksi Penjualan 0 0,1828 0,0000 0,1828 0,0000 10 0,1828 0,0251 0,2080 0,0952 20 0,1828 0,0503 0,2331 0,1904 30 0,1828 0,0754 0,2582 0,2856 40 0,1828 0,1005 0,2833 0,3807 50 0,1828 0,1256 0,3085 0,4759 60 0,1828 0,1508 0,3336 0,5711 70 0,1828 0,1759 0,3587 0,6663 80 0,1828 0,2010 0,3838 0,7615 90 0,1828 0,2261 0,4090 0,8567
100 0,1828 0,2513 0,4341 0,9519
Universitas Sumatera Utara
Tabel. LE.12 Data Perhitungan Internal Rate of Return (IRR)
IRR = 61 %+ ( )%01,61%61)138.610.76(648.539.54
54.539.648−×
−−
IRR = 61,004 %
Tahun Laba sebelum pajak Pajak Laba sesudah
pajak Depresiasi Net cash flow P/F pada I = 61 %
PV pada I = 61 %
P/F pada I = 61,01 %
PV pada I = 61,01 %
0 - - - - (725.509.764.621) 1,00000 (725.509.764.621) 1,00000 (725.509.764.621)
1 512.601.924.627 153.763.077.388 358.838.847.239 23.108.626.147 381.947.473.386 0,62112 237.234.455.519 0,62108 237.219.721.375
2 563.862.117.090 169.141.135.127 394.720.981.963 23.108.626.147 417.829.608.110 0,38579 161.193.475.603 0,38574 161.173.453.434
3 620.248.328.798 186.056.998.640 434.191.330.159 23.108.626.147 457.299.956.306 0,23962 109.578.040.948 0,23957 109.557.625.216
4 682.273.161.678 204.664.448.504 477.608.713.175 23.108.626.147 500.717.339.322 0,14883 74.522.793.597 0,14880 74.504.281.492
5 750.500.477.846 225.132.643.354 525.367.834.492 23.108.626.147 548.476.460.639 0,09244 50.702.411.214 0,09241 50.686.668.057
6 825.550.525.631 247.647.657.689 577.902.867.942 23.108.626.147 601.011.494.089 0,05742 34.508.614.389 0,05740 34.495.756.831
7 908.105.578.194 272.414.173.458 635.691.404.736 23.108.626.147 658.800.030.883 0,03566 23.494.839.287 0,03565 23.484.626.676
8 998.916.136.013 299.657.340.804 699.258.795.209 23.108.626.147 722.367.421.356 0,02215 16.001.148.027 0,02214 15.993.199.367
9 1.098.807.749.615 329.624.824.884 769.182.924.730 23.108.626.147 792.291.550.877 0,01376 10.900.643.595 0,01375 10.894.551.959
10 1.208.688.524.576 362.589.057.373 846.099.467.203 23.108.626.147 869.208.093.350 0,00855 7.427.882.090 0,00854 7.423.270.074
54.539.648 (76.610.138)
Universitas Sumatera Utara