Pra Rencana Pabrik Asam Benzoat Dari Toluen Dan Khlorin Dengan Proses
-
Upload
cristiano-hamdiansyah-sempadian -
Category
Documents
-
view
292 -
download
19
Transcript of Pra Rencana Pabrik Asam Benzoat Dari Toluen Dan Khlorin Dengan Proses
PRA RENCANA PABRIK ASAM BENZOAT
DARI TOLUEN DAN KHLORIN DENGAN PROSES
BENZOTRICHLORID KAPASITAS
20.000 TON/TAHUN
SKRIPSI
Disusun Sebagai Salah Satu Syarat Untuk Mendapatkan Gelar
Sarjana Teknik Universitas Tribhuwana Tunggadewi Malang
Oleh
Roberto M. Belo 030.501.0014
Sunarwin 030.501.0017
PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA
FAKULTAS TEKNIK
UNIVERSITAS TRIBHUWANA TUNGGADEWI
MALANG
2008
LEMBAR PERSETUJUAN
PRA RENCANA PABRIK ASAM BENZOAT
DARI TOLUEN DAN KHLORIN DENGAN PROSES
BENZOTRICHLORID
KAPASITAS 20.000 TON/TAHUN
SKRIPSI
Oleh :
Roberto M. Belo 030.501.0014
Sunarwin 030.501.0017
Menyetujui,
Dosen Pembimbing I Dosen Pembimbing II
Ir.Achmad Chumaidi, MT. S.P. Abrina Anggraini, ST., MT.
Tgl:........................................ Tgl:.......................................
Mengetahui,
Dekan Fakultas Ketua
Teknik Program Studi Teknik Kimia
Nawir Rasydi, ST., MT. S.P. Abrina Anggraini, ST., MT.
Tgl:................................ Tgl:...............................................
LEMBAR PENGESAHAN
PRA RENCANA PABRIK ASAM BENZOAT
DARI TOLUEN DAN KHLORIN DENGAN PROSES
BENZOTRICHLORID
KAPASITAS 20.000 TON/TAHUN
SKRIPSI
Oleh :
Roberto M. Belo 030.501.0014
Sunarwin 030.501.0017
Telah Dipertahankan Dihadapan dan Telah Diterima
Tim Penguji Skripsi Fakultas Teknik Universitas Tribhuwana Tunggadewi
Malang
Tim Penguji :
1. Ir.Achmad Chumaidi, MT. : ...................................
2. S.P. Abrina Anggraini, ST.,MT :.....................................
3. Zuhdi Maksum, ST. :....................................
LEMBAR PERNYATAAN
Kami yang bertanda tangan dibawah ini :
Nama : Roberto M. Belo 030.501.0014
Sunarwin 030.501.0017
Program Studi : Teknik Kimia
Menyatakan bahwa skripsi berjudul :
PRA RENCANA PABRIK ASAM BENZOAT
DARI TOLUEN DAN KHLORIN DENGAN PROSES
BENZOTRICHLORID KAPASITAS 20.000 TON/TAHUN
Merupakan karya tulis yang kami buat sendiri dan menurut pengamatan serta
keyakinan kami, skripsi ini tidak mengandung bagian skripsi atau karya tulis yang
pernah diterbitkan atau dituliskan oleh orang lain kecuali kutipan refrensi yang
dimuat dalam naskah skripsi ini.
Apabila ternyata dikemudian hari pernyataan ini tidak benar, kami sanggup
menerima sangsi akademik apapun dari Universitas Tribhuwana Tunggadewi
Malang.
Malang, 8 November 2008
Yang Menyatakan,
Sunarwin Roberto M. Belo
Mengetahui,
Dosen Pembimbing I Dosen Pembimbing II
Ir. Achmad Chumaidi, MT. S.P. Abrina Anggraini,ST.,MT.
KATA PENGANTAR
Puji syukur kehadirat Tuhan Yang Maha Esa atas limpahan rahmat-Nya,
sehingga penyusun dapat menyelesaikan Laporan Tugas Penelitian sebagai salah
satu syarat untuk memperoleh gelar sarjana Teknik di Universitas Tribhuwana
Tunggadewi Malang. Dalam menyelesaikan Laporan Penelitian ini penyusun
mendapat bantuan dari banyak pihak, untuk itu dengan tulus hati penyusun
menyampaikan rasa terima kasih kepada:
1. Prof. Dr. Ir. Wani Hadi Utomo, Rektor Universitas Tribhuwana
Tunggadewi Malang yang telah memberikan ijin kepada penyusun untuk
belajar di Universitas Tribhuwana Tunggadewi Malang.
2. Nawir Rasidi, ST., MT, Dekan Fakultas Teknik yang memberikan ijin
kepada penyusun untuk belajar di Universitas Tribhuwana Tunggadewi
Malang.
3. S.P. Abrina Anggraini, ST., MT, selaku Ketua Program Studi Teknik
kimia yang telah memberikan kemudahan dalam menyelesaikan tugas
penelitian.
4. Ir.Achmad Chumaidi, MT, selaku dosen pembimbing I dan S.P. Abrina
Anggraini, ST., MT, selaku dosen pembimbing II yang telah memberikan
arahan dalam pelaksanaan dan penyusunan tugas penelitian.
5. Zuhdi Maksum, ST. selaku dosen Penguji yang telah memberikan
masukan dalam penyusunan laporan penelitian.
6. Yang tercinta Ayah dan Ibunda atas cintanya yang tulus serta segala
bimbingan, perhatian dan dukungannya baik material maupun spritual.
7. Semua pihak yang telah membantu dalam penyelesaian laporan penelitian
ini.
Penyusun menyadari laporan penelitian ini masih jauh dari sempurna, untuk
itu segala kritik dan saran dari semua pihak penyusun terima dengan tulus hati
guna penyempurnaan lebih lanjut.
Akhir kata penyusun berharap semoga laporan Tugas Penelitian ini dapat
bermanfaat bagi penyusun khususnya dan pembaca pada umumnya.
Malang, November 2008
Penyusun
DAFTAR ISI
LEMBAR PERSETUJUAN .................................................................................. i
BERITA ACARA UJIAN SKRIPSI .................................................................... ii
PERNYATAAN KEASLIAN SKRIPSI ............................................................. iii
KATA PENGANTAR .......................................................................................... iv
DAFTAR ISI .......................................................................................................... v
DAFTAR TABEL .............................................................................................. viii
DAFTAR GAMBAR ............................................................................................ ix
DAFTAR GRAFIK ............................................................................................... x
ABSTRAKSI ......................................................................................................... xi
BAB I PENDAHULUAN
1.1. Latar Belakang ...................................................................................... I – 1
1.2. Perkembangan Asam Benzoat dan Kegunaanya ................................... I – 3
1.3. Sifat – sifat Bahan ................................................................................. I – 4
1.4. Penentuan Kapasitas Pabrik .................................................................. I – 5
BAB II SELEKSI DAN URAIAN PROSES
2.1. Seleksi Proses ....................................................................................... II – 1
2.2. Uraian Proses ....................................................................................... II – 5
BAB III NERACA MASSA .......................................................................... III – 1
BAB IV NERACA PANAS ........................................................................... IV – 1
BAB V SPESIFIKASI PERALATAN .......................................................... V – 1
BAB VI PERANCANGAN ALAT UTAMA .............................................. VI – 1
BAB VII INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA
7.1. Instrumentasi ..................................................................................... VII – 1
7.2. Keselamatan Kerja ............................................................................ VII – 5
7.3. Dampak Lingkungan dan Penanganan Limbah .............................. VII – 11
BAB VIII UTILITAS
8.1. Unit Penyediaan Air ........................................................................ VIII – 1
8.2. Unit Pengolahan Steam ................................................................... VIII – 6
8.3. Unit Penyediaan Listrik................................................................... VIII – 8
8.4. Unit Penyediaan Bahan Bakar ........................................................ VIII – 8
BAB IX LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK
9.1. Lokasi Pabrik ..................................................................................... IX – 1
9.2. Tata Letak Pabrik (Plant Lay Out) ................................................... IX – 12
9.3. Tata Letak Peralatan Proses (Pilot Plant) ......................................... IX – 16
BAB X ORGANISASI PERUSAHAAN
10.1. Umum ................................................................................................ X – 1
10.2 Bentuk Perusahaan ............................................................................ X – 1
10.3. Struktur Organisasi............................................................................ X – 2
10.4. Pembagian Tugas dan Tanggung Jawab ........................................... X – 5
10.5. Jadwal Jam Kerja ............................................................................ X – 12
10.6. Penggolongan dan Tingkat Pendidikan Karyawan ......................... X – 13
10.7. Perincian Jumlah Tenaga Kerja ..................................................... X – 15
10.8. Jaminan Sosial ................................................................................. X – 17
10.9. Status Karyawan dan Sistem Upah ................................................. X – 19
BAB XI ANALISA EKONOMI
11.1. Faktor – faktor Penentu .................................................................... XI – 2
11.2. Penafsiran Harga Alat ...................................................................... XI – 5
11.3. Penentuan Total Capital Investement (TCI) .................................... XI – 6
11.4. Penentuan Total Poduction Cost (TPC) ........................................... XI – 7
11.5. Penentuan Laba Perusahaan ............................................................. XI – 8
11.6. Analisa Probabilitas ......................................................................... XI – 9
BAB XII KESIMPULAN ........................................................................... XII – 1
DAFTAR PUSTAKA
APPENDIKS A ....................................................................................... APP A – 1
APPENDIKS B ....................................................................................... APP B – 1
APPENDIKS C ....................................................................................... APP C – 1
APPENDIKS D ....................................................................................... APP D – 1
APPENDIKS E ....................................................................................... APP E – 1
DAFTAR TABEL
Tabel 1.1. Data impor asam benzoat di Indonesia ............................................ I – 3
Tabel 1.2. Data tingkat pertumbuhan (%) ......................................................... I – 6
Tabel 2.1. Perbandingan pembuatan asam benzoat.......................................... II – 5
Tabel 7.1. Pemasangan alat control pada pra renacana asam benzoat .......... VII – 3
Tabel 7.2. Alat keselamatan kerja pada pabrik Asam Benzoat ................... VII – 10
Tabel 10.1.Jadwal Kerja Karyawan ............................................................... X – 13
Tabel 10.2.Perincian Kebutuhan Tenaga Kerja ............................................. X – 16
Tabel 10.3.Daftar Upah (Gaji) Karyawan ...................................................... X – 20
Tabel 11.1.Cash Flow untuk NPV selama 10 tahun ..................................... XI – 13
Tabel 11.2.Cash Flow untuk IRR ................................................................. XI – 14
Tabel E-1. Indeks harga pada alat pada tahun sebelum evaluasi .............. APP E – 2
Tabel E-2.1.Daftar Harga Peralatan Proses .............................................. APP E – 3
Tabel E-2.2. Daftar Harga Peralatan Utilitas ............................................ APP E – 5
Tabel E-5.1. Perhitungan harga bahan baku ............................................. APP E – 7
Tabel E-7.1. Perincian gaji karyawan pabrik Asam Benzoat.................... APP E – 8
DAFTAR GAMBAR
Gambar 2.1.1. Proses Hidrolysis Benzotrichloride ........................................... II – 2
Gambar 2.1.2. Proses Oksidasi Toluen ............................................................. II – 3
Gambar 2.1.3. Proses Dekarboksilasi Phthalic Anhydride ............................... II – 4
Gambar 9.1. Peta lokasi Pabrik Asam Benzoat............................................. IX – 11
Gambar 9.2. Plant Lay Out .......................................................................... IX – 14
Gambar 9.3. Tata letak peralatan proses ....................................................... IX – 18
Gambar 10.1. Struktur Organisasi ................................................................... X – 4
DAFTAR GRAFIK
Grafik 11.1. Break Event Point Pabrik Asam Benzoat ................................. XI – 12
Grafik E-1.1. Hubungan Antara Indeks Dengan Tahun ............................ APP E – 2
ABSTRAKSI
Asam benzoat (C6H5COOH) adalah kristal yang berwarna putih yang
digunakan untuk industri kimia, industri farmasi dan industri makanan. Asam
benzoat larut dalam air dan tidak mudah terbakar. Dalam pembuatan asam
benzoat menghasilkan hasil samping berupa HCl. Berdasarkan letak bahan baku,
maka pabrik asam benzoat ini direncanakan berdiri di daerah Driyorejo
Kabupaten Gresik Jawa Timur dengan kapasitas 20.000 ton/tahun dengan waktu
operasi 330 hari/tahun. Utilitas yang digunakan antara lain steam, air, listrik dan
bahan bakar. Bentuk perusahaan Perseroan Terbatas (PT) dengan struktur
orgaisasi berbentuk Garis dan Staff serta jumlah tenaga kerja 197 karyawan. Dari
hasil perhitungan analisa ekonomi didapatkan harga TCI Rp. 127.702.963.310;
ROIBT 51,9001 %; ROIAT 34,2547 %, POTBT 2,3 tahun (2 tahun 3 bulan); POTAT
2,4 tahun (2 tahun 4 bulan); BEP 46,0864 %; IRR 25,0891 %. Berdasarkan hasil
analisa ekonomi tersebut maka dapat diambil kesimpulan bahwa Pabrik Asam
Benzoat ini layak didirikan.
BAB I
PENDAHULUAN
1.1. Latar Belakang
Perkembangan Industri di Indonesia, khususnya industri kimia saat ini
mengalami peningkatan dari tahun ke tahun. Salah satunya adalah industri yang
menggunakan asam benzoat sebagai bahan pengawet, sehingga kebutuhan akan
asam benzoat meningkat. Untuk memenuhi kebutuhan tersebut hingga saat ini
Indonesia masih mengimpor dari berbagai negara karena pabrik asam benzoat
belum terdapat di Indonesia.
Perkembangan proses pengawetan bahan dewasa ini mulai banyak
dilakukan penelitian, proses pengawetan secara umum terdiri dari dua macam,
yaitu dengan cara fisik dan dengan cara kimia. Proses pengawetan dengan cara
fisika banyak diterapkan dalam
kehidupan sehari-hari, seperti pemanasan, pendinginan, pengeringan,
banyak kita jumpai dalam proses pengawetan ikan dengan cara dikeringkan
dengan sinar matahari proses ini memakan waktu yang lama karena proses
penguapan air membutuhkan waktu yang lama karena media pemanas berupa
sinar matahari yang berkisar panasnya 33 – 35 0C.
Proses pengawetan lainnya dengan cara pendinginan, proses ini
memerlukan alat refrigerator untuk mendinginkan bahan, dengan harapan tidak
terjadi pertumbuhan mikroorganisme dalam produk. Proses ini membutuhkan
peralatan dan biaya operasi cukup tinggi, bahan yang akan diawetkan dapat
berupa bahan basah, proses pendinginan ini dapat menjaga kesegaran bahan atau
produk, sehingga apabila dikonsumsi seperti masih segar.
Proses pengawetan secara fisika yang lain, dapat berupa pemanasan,
dengan harapan bahan tersebut telah bebas dari mikroorganisme, proses ini hanya
mampu mengawetkan dalam beberapa jam, setelah itu mikroorganisme dapat
tumbuh kembali dalam media.
Proses pengawetan dengan cara kimia banyak dilakukan dalam beberapa
proses produksi, biasanya proses tersebut tidak murni berupa pengawetan secara
kimia, tetapi berupa kombinasi dari proses fisika dan kimia, seperti produk
terlebih dahulu dilakukan pemanasan kemudian ditambahkan bahan kimia dan
produk sehingga pertumbuhan mikroorganisme menjadi lambat, beberapa produk
olahan dengan bahan baku tumbuh-tumbuhan banyak menggunakan proses
tersebut, seperti pada pabrik pengalengan ikan, industri roti, dan industri makanan
dan minuman.
Pengawetan dengan menggunakan cara kimia seperti penambahan bahan
kimia pada produk, dan penyinaran produk dengan sinar ultraviolet, penambahan
bahan kimia pada produk dapat dilakukan dengan syarat bahan kimia yang
ditambahkan sesuai dengan dosis yang dianjurkan, dengan tidak melebihi
ketentuan yang ada.
Bahan kimia yang digunakan biasanya natrium benzoat, atau sodium
benzoat, bahan tersebut dihasilkan dari mereaksikan asam benzoat dengan alkali
(NaOH) menghasilkan sodium benzoat.
1.2. Perkembangan Asam Benzoat dan Kegunaannya
Asam benzoat ditemukan pada abad ke 16. Dengan destilasi yang
kemudian dikeringkan dan diuraikan yang pertama oleh Nostradamus ( 1556), dan
sesudah itu oleh Alexius Pedemontanus ( 1560) dan Blaise tidak Vigenère (1596).
Justus Von Liebig dan Friedrich Wöhler menentukan struktur asam benzoat pada
tahun 1832. (http://en.wikipedia.org/wiki/Benzoic acid)
Asam benzoat pertama kali dibuat pada tahun 1961 dengan proses oksidasi
toluen dan hydrolysis benzoic acid. Pada tahun 1972 dihasilkan sebanyak 155 juta
asam benzoat.
Kebutuhan akan asam benzoat terus mengalami peningkatan karena asam
benzoat banyak dipakai dalam :
1. Industri kimia sebagai bahan baku pembuatan sodium benzoat, beberapa
bahan kimia unsur seperti benzoyl klorid dan alat pembuat plastik.
2. Industri farmasi sebagai pewarna
3. Industri makanan sebagai bahan pengawetan.
Bahan baku untuk Dengan mulai berdirinya industri industri yang
membutuhkan asam benzoat maka perlu adanya industri yang menghasilkan asam
benzoat. (Donald B Keyes,1961)
Tabel 1.1. Data impor asam benzoat di Indonesia
Tahun Impor (Kg)
2000 4.537.013
2001 4.348.882
2002 5.228.425
2003 5.097.170
2004 6.992.876 (Sumber : Biro Pusat Statistik)
1.3. Sifat – Sifat Bahan
1.3.1. Sifat-sifat bahan baku
1. Toluen ( C6H5CH3)
Sifat fisika Sifat Kimia
Berat molekul : 92,23 g/mol
Bentuk : cair
Warna : tidak berwarna
Titik didih : 110,8 0C
Titik lebur : -95 0C
Densitas : 0,8669 g/cm3
Rumus molekul : C6H5CH3
Larut dalam air
(http://en.wikipedia.org/wiki/Toluen)
2. Khlorin (Cl2)
Sifat fisika Sifat Kimia
Berat molekul : 70,91 g/mol
Bentuk : gas
Warna : tidak berwarna
Titik didih : -34,6 0C
Titik lebur : -101,6 0C
Densitas : 1,56 g/cm3
Rumus molekul : Cl2
Larut dalam alkohol
(http://en.wikipedia.org/wiki/Clorine)
3. Zink Khlorida (ZnCl2)
Sifat fisika Sifat Kimia
Berat molekul : 136,29 g/mol
Bentuk : kristal
Warna : putih
Titik didih : 756 oC
Titik lebur : 275 oC
Densitas : 2,907 g/cm3
Rumus molekul : ZnCl2
Larut dalam air, etanol dan
aceton.
(http://en.wikipedia.org/wiki/Zinkchloride)
4. Benzentrikhlorid (C6H5CCl3)
Sifat fisika Sifat Kimia
Berat molekul : 195,48 g/mol
Bentuk : liquid
Warna : kuning
Titik didih : 220 oC
Titik lebur : 0 oC
Densitas : 2,907 g/cm3
Rumus molekul : C6H5CCl3
Larut dalam air
(http://en.wikipedia.org/wiki/Benzotrichloride)
1.3.2. Sifat produk
1. Asam benzoat (C6H5CO2H)
Sifat fisika Sifat Kimia
Berat molekul : 122,12 g/mol
Bentuk : kristal
Warna : putih
Titik didih : 249 0C
Titik lebur : 121,4 0C
Densitas : 1,32 g/cm3
Rumus molekul : C6H5CO2H
Larut dalam air
(http://en.wikipedia.org/wiki/Benzoic acid)
2. Asam chloride (HCl)
Sifat fisika Sifat Kimia
Berat molekul : 36,47 g/mol
Bentuk : liquid
Warna : tidak berwarna
Titik didih : - 85 0C
Titik lebur : - 111 0C
Densitas : 1,477 g/cm3
Rumus molekul : HCl
Larut dalam air
(http://en.wikipedia.org/wiki/Hydrogen chloride)
1.4. Penentuan Kapasitas Pabrik
Kapasitas produksi suatu pabrik perlu direncanakan dalam mendirikan
pabrik agar dapat mengantisipasi permintaan kebutuhan baik dalam negeri
maupun di luar negeri.
Pabrik asam benzoat direncanakan berdiri pada tahun 2009 dengan peluang
kapasitas yang ditujukan untuk menutupi nilai impor dari luar negeri. Untuk
menghitung kapasitas menggunakan rumus :
X = Xo (1 + i)n
Dimana : X : peluang kapasitas pada tahun yang diinginkan
Xo : data terakhir
i : tingkat kebutuhan
n : rencana pertumbuhan pabrik
Tabel 1.2. Data tingkat pertumbuhan (%)
Tahun Impor (Kg) Tingkat pertumbuhan (%)
2000 4.537.013 -
2001 4.348.882 - 4,1466
2002 5.228.425 20,2246
2003 5.097.170 - 2,5104
2004 6.992.876 37,1913
Rata - rata 12,6897 (Sumber : Biro Pusat Statistik)
Rata – rata persen kenaikan kebutuhan asam benzoat adalah 12,6897 %. Maka
perkiraan kapasitas produksi pada tahun 2009 adalah :
X = Xo (1 + i)n
X = 6.992.876 (1 + 0,126897)5
X = 12.707.992,24 kg/th
Kapasitas pabrik baru bila diperkirakan ekspor sebesar 60 % adalah :
12.707.992,24 + (0,6 x12.707.992,24) = 20.332.787,58 kg/tahun
Sehingga didapatkan kapasitas pabrik baru pada tahun 2009 adalah 20.000 ton/th.
BAB II
SELEKSI DAN URAIAN PROSES
2.1. Seleksi Proses
Macam proses pembuatan asam benzoat dibagi menjadi tiga macam,
yaitu :
1. Proses Hidrolysis Benzotrichloride
2. Proses Oksidasi Toluen
3. Proses Dekarboksilasi Phthalic Anhydride
2.1.1. Proses Hidrolysis Benzotrichloride
Toluen dikhlorinasi pada suhu 100 – 150 0C, sampai berat jenis larutan
tersebut mencapai harga 1,375 – 1,385 pada suhu 20 0C, untuk menghasilkan
benzotrichloride. Alkali dalam jumlah kecil dapat ditambahkan pada hasil reaksi
untuk menetralkan HCl. HCl yang terbentuk selama proses reaksi dialirkan ke
scraber, penyerap yang digunakan adalah air untuk menghasilkan larutan HCl.
Reaksi yang terjadi :
C6H5CH3 + 3 Cl2 C6H5CCl3 + 3 HCl2
Light
Heat
C6H5CCl3 + 2H2O C6H5COOH + 3HClZnCl2
Benzotrichloride didestilasi dan kemudian dialirkan kereaktor hidrolizer
untuk direaksikan dengan uap air dengan dikondisikan sampai suhu 115 0C.
Liquid keluar dari reaktor hidrolizer asam benzoat yang terbentuk dimasukkan
kedalam kolom destilasi untuk dimurnikan dari benzotrichloride, produk atas
berupa asam benzoat sedang produk bawah berupa benzotrichlorid.
Chlorinator Hydrolyzer
C
o
l
o
m
Toluene
Chlorine
Hidrogen
chlorida
Waste
Water
Low boiling
cut
Zinc Chloride
S
u
b
l
I
m
e
r
Benzoic
Acid
Waste
Hidrogen
chloride
Gambar 2.1.2. Proses Hidrolysis Benzotrichloride
(Donald B Keyes,1961)
2.1.2. Proses Oksidasi Toluen
Toluen dan katalis dialirkan didalam reaktor lewat bagian atas, bersamaan
itu juga udara dilewatkan dari bagian bawah. Agar reaksi yang terjadi dapat
didistribusikan dengan sempurna, maka dilakukan pengadukan.
Reaksi pembentukan asam benzoat adalah sebagai berikut :
C6H5CH3 + 3/2 O2 C6H5COOH + H2O
Reaksi yang terjadi didalam reaktor dikondisikan pada suhu 150 – 200 0C
dan pada tekanan 5 – 50 atm. Udara dan toluen akan menghasilkan konversi
sebesar 10 – 50 %, Setelah konversi mencapai 40 % campuran reaksi tersebut
akan dimaksukkan kedalam kolom destilasi, dimana toluen yang tidak bereaksi
dikembalikan lagi kedalam reaktor, sedangkan hasil bawah kolom destilasi
dialirkan ketangki pencampur dengan menambahkan air terlebih dahulu untuk
melarutkan asam benzoat, lapisan yang kaya akan asam benzoat didinginkan
untuk mendapatkan endapan kristal asam benzoat. Endapan tersebut kemudian
dikeringkan kembali untuk memperoleh kristal asam benzoat.
R
e
a
k
t
o
r
Dis
tila
si c
olo
m
Cooler
Filter
Separator
Mixer
Toluene
Katalis
Recycle toluene
Vent gases
Water
Hot water
Heavy endsBenzoic acid
Gambar 2.1.3. Proses Oksidasi Toluen
(Donald B Keyes,1961)
2.1.3. Proses Dekarboksilasi Phthalic Anhydride
Dalam proses ini phthalic anhydride mengalami dekarboksilasi setelah
direaksikan dengan steam dalam suatu kettle tertutup.
C6H6CCl3 + H2O C6H5COOH + CO2
Agar reaksi berjalan sempurna, maka ditambahkan katalis 2 - 6 % dari
berat phthalic anhydride yang masuk kedalam reaktor. Katalis yang digunakan
adalah sodium karbonat yang mengandung sedikit nikel oksida dan tembaga
oksida, atau campuran chromium dan disodium pthalates.
Mula-mula mencampur phthalic anhydride dan katalisdidalam reaktor
dilakukan pemanasan suhu 150 - 200 0C, kemudian steam diinjeksi sambil
dilakukan penggadukan pada reaktor agar reaktor terdispersi maka untuk jumlah
phthalic anhydride sebanyak 100 bagian diperlukan steam dengan rate 2 – 20
bagian per jam.
Reaksi yang terjadi bersifat eksothermis, sehingga diperlukan pendinginan
gas keluar reaktor berupa CO dan uap air yag tidak bereaksi sedangkan produk
bawah berupa asam benzoat dan katalis. Reaksi ini berlangsung beberapa saat
sampai kandungan phthalic anhydride atau phthalic acid kurang dari 5 %. Asam
benzoat yang diperoleh selanjutnya dipisahkan dengan cara di destilasi. Hasil
yang diperoleh dari reaksi ini sebesar 80 – 85 % dari phthalic anhydride.
Kettle
C
o
l
o
m
Steam
Katalis
Phthalic
anhydrideCarbon
dioxide
Waste
Steam
Benzoic acid
Gambar 2.1.1. Proses Dekarboksilasi Phthalic Anhydride
(Donald B Keyes,1961)
Untuk memilih proses yang tepat, maka perlu dipertimbangkan beberapa
aspek antara lain, aspek ekonomi, teknik, pengaruh terhadap lingkungan.
Tabel 2.1. Perbandingan pembuatan asam benzoat
Parameter P. Hidrolysis
Benzotrichloride
P. Oksidasi Toluen P. Phthalic
Anhydride
- Bahan baku
- Suhu
- Tekanan
- Yield
- Hasil samping
- Analisa Ekonomi
- Toluen
- Chlorine
- 115 0C
- 1,4 atm
- 75 – 80 %
- HCl
- Tinggi
- Toluen
- Oksigen
- 250 0C
- 5 – 50 atm
- 90 %
- H2O
- Sedang
- Phthalic
Anhydride
- Air
- 200 0C
-
- 85 %
- H2O
- Sedang
Dari perbandingan ketiga proses tersebut diatas maka dipilih proses
hidrolysis benzotrichloride karena:
1. Kondisi suhu yang dioperasikan tidak terlalu tinggi
2. Kondisi tekanan yang digunakan rendah
3. HCl sebagai hasil samping dari proses hidrolysis benzotrichloride dapat dijual.
2.2. Uraian Proses
Proses pembuatan asam benzoat dari toluen dan khlorin melalui beberapa
tahapan, yaitu :
2.4.1. Tahap Persiapan Bahan Baku
Toluen yang berbentuk liquid dari storage (F-112) diumpankan menuju
reaktor I (R-110) dengan menggunakan pompa (L-116) melalui heater (E-117)
sampai suhu mencapai 100 oC.
Khlorin yang berbentuk gas dari storage (F-113) diumpankan menuju
reaktor I (R-110) dengan menggunakan kompresor (E-114) melalui heater
(E-115) sampai suhu mencapai 100 oC.
2.4.2. Tahap Reaksi
Toluen dan khlorin dimasukkan kedalam reaktor I (R-110) dan terjadi
reaksi sebagai berikut :
C6H5CH3 + 3Cl2 C6H5CCl3 + 3HCl
Proses ini dilakukan pada suhu 100 oC tekanan 1,4 atm. Untuk menjaga suhu
konstan maka reaktor ini dilengkapi dengan coil pemanas karena proses ini adalah
endotermis. Hasil reaksi berupa C6H5CCl3 sebagai hasil bawah dan HCl sebagai
hasil atas. HCl sebagai hasil atas dialirkan ke scraber I (D-124) untuk proses
penyerapan, media penyerap yang digunakan adalah air selanjutnya dialirkan
ke storage HCl (F157). C6H5CCl3 yang terbentuk ditampung dalam tangki
penampung (F-121)
C6H5CCl3 di alirkan ke reaktor II (R-130) dengan pompa (L-129) dan
didinginkan melalui cooler (E-131) sampai suhunya 115 oC. Katalis dari storage
(F-111) dimasukkan kedalam tangki pencampur (R-132) dengan penambahan
H2O. Kemudian dimasukkan kedalam reaktor II (R-130) melalui heater (E-133)
sampai suhunya 115 oC. Reaksi yang terjadi di reaktor hidrolizer :
C6H5CCl3 + 2H2O C6H5COOH + 3HClZnCl2
Proses ini dilakukan pada suhu 115 oC tekanan 1,4 atm selama ½ jam. Hasil reaksi
berupa C6H5COOH sebagai hasil bawah dan HCl sebagai hasil atas. HCl sebagai
hasil atas dialirkan ke scraber II (D-137) untuk proses penyerapan, media
penyerap yang digunakan adalah air selanjutnya dialirkan menuju storage HCl
(F-157). C6H5COOH yang terbentuk ditampung dalam tangki penampung (F-134).
2.4.3. Tahap Pemisahan dan Pemurnian
Larutan hasil reaksi dari reaktor I (R-110) yang ditampung dalam tangki
penampung (F-121) yang mengandung C6H5CCl3, C6H5CH3 dan H2O dialirkan
dengan pompa (L-122) melalui heater (E-123) menuju kolom distilasi I (D-120).
Dalam kolom distilasi I (D-120) dihasilkan distilat yang mengandung C6H5CH3
dan H2O. Sedangkan bottom mengandung C6H5CCl3. Hasil bottom di alirkan ke
reaktor II (R-130) dengan pompa (L-129) dan didinginkan melalui cooler
(E-131). Larutan hasil reaksi dari reaktor II (R-130) yang ditampung dalam tangki
penampung (F-134) yang mengandung C6H5CH3, H2O, C6H5CCl3, C6H5COOH
dan ZnCl2 dialirkan dengan pompa (L-135) melalui heater (E-136) menuju kolom
distilasi II (D-140). Dalam kolom distlilasi II (D-140) dihasilkan distilat yang
mengandung C6H5COOH. Sedangkan bottom mengandung ZnCl2. Distilat
didinginkan dalam kondensor (E-142) kemudian ditampung dalam akumulator
(F-143) dan selanjutnya dialirkan dengan pompa (L-144) menuju kristalizer
(X-150) untuk dirubah fasenya menjadi padatan (kristal) asam benzoat, dalam
kristalizer juga ditambahkan air pendingin untuk mendinginkan produk sampai
suhu 30 oC, dengan harapan produk yang disimpan tidak terlalu panas.
2.4.4. Tahap Penanganan Produk
Kristal yang terbentuk kemudian dialirkan ke centrifuge (H-151) untuk
memisahkan asam benzoat dari mother liquornya. Kemudian asam benzoat yang
dihasilkan diangkut dengan menggunakan vibration conveyor (J-152) dan bucket
elevator (J-153) menuju bin produk (F-154), selanjutnya dikemas dengan
menggunakan mesin pengemas (P-155) dan disimpan dalam gudang
penyimpanan (F-156).
BAB III
NERACA MASSA
Kapasitas produksi = 20.000 ton/tahun
= ton
kgx
jam
harix
hari
tahunx
tahun
ton
1
1000
24
1
330
1000.20
= 2525,2525 kg/jam
Operasi pabrik = 330 hari/tahun, 24 jam/hari
Basis perhitungan = 1907,9054 kg/jam
1. REAKTOR I (R-110)
Fungsi : Untuk mereaksikan C6H5CH3 dan Cl2 menjadi C6H5CCl3
Toluene
Chlorine
Benzentrichloride
HCl
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
C6H5CH3 1898.3659 Masuk Scruber :
C6H5 9.5395 HCl 2250.2519
Cl2 4395.1297 C6H5 9.5395
H2O 13.2251 Cl2 17.9273
Masuk Destilasi :
H2O 13.2251
C6H5CCl3 4017.5731
C6H5CH3 7.7432
Total 6316.2601 Total 6316.2601
2. SCRUBER I (D-124)
Fungsi : Untuk menyerap HCl
C6H6
Cl2
HCl
C6H6
HCl
Cl2
HCl
H2O
Cl2
C6H6
T = 30 0C
P = 1 atm
H2O
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari reaktor : Hasil atas :
HCl 2250.2519 C6H6 2.2503
C6H6 9.5395 Cl2 0.0954
Cl2 17.9273 HCl 0.1793
Penambahan H2O Ke tangki HCl :
H2O 59698.4113 HCl 2248.0017
Cl2 17.7480
C6H6 9.4441
H2O 59698.4113
Total 61976.1300 Total 61976.1300
3. DESTILASI I (D-120)
Fungsi : Untuk memisahkan antara C6H5CCl3 dari C6H5CH3 dan H2O
C6H5CH3
C6H5CCl3H2O
D
E
S
T
I
L
A
S
I
C6H5CH3
C6H5CCl3H2O
C6H5CH3
C6H5CCl3H2O
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari reaktor : Ke waste
C6H5CH3 7.7432 C6H5CH3 7.7425
C6H5CCl3 4017.5731 C6H5CCl3 0.4018
H2O 13.2251 H2O 13.2237
Jumlah 21.3680
Ke reaktor 2 :
C6H5CH3 0.0008
C6H5CCl3 4017.1714
H2O 0.0013
Jumlah 4017.1734
Total 4038.5414 Total 4038.5414
4. REAKTOR II (R-130)
Fungsi : Untuk mereaksikan C6H5CCl3, H2O dan katalis ZnCl2 menjadi
C6H5COOH dan HCl
C6H5 CCl3C6H5 CH3 sisa
H2O
C6H5 CH3
H2O
C6H5 COOH
C6H5 CCl3ZnCl2
ZnCl2
HCl
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari destilasi I : Ke Scruber II :
C6H5CCl3 4017.1714 HCl 2222.6519
C6H5CH3 0.0008 Ke Destilasi II :
Dari tangki pelarut : C6H5CH3 0.0008
H2O 739.7349 H2O 9.0000
ZnCl2 28.1202 C6H5COOH 2476.3793
C6H5CCl3 48.8750
ZnCl2 28.1202
Total 4785.0272 Total 4785.0272
5. TANGKI PENCAMPUR (R-132)
Fungsi : Untuk melarutkan katalis ZnCl2 dengan H2O
ZnCl2 H2O
ZnCl2
Tangki
Pelarut
3
1
2H2O
Neraca Massa Total
Masuk tangki (kg/jam) Keluar ke reaktor II (kg/jam)
ZnCl2 = 28,1230 ZnCl2 & H2O = 767,9319
H2O = 739,8089
Total = 767,9319 Total = 767,9319
6. SCRUBER II (D-137)
Fungsi : Untuk menyerap HCl
HCl
T = 30 0C
P = 1 atm
H2O
HCl
H2O
HCl
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari reaktor : Hasil atas :
HCl 2222.6519 HCl 2.2227
Penambahan H2O Hasil bawah :
H2O 3302.6032 HCl 2220.4293
H2O 3302.6032
Total 5525.2551 Total 5525.2551
7. DESTILASI II (D-140)
Fungsi : Untuk memisahkan asam benzoat dari toluen, benzentrichlorid, air
dan zink khlorid
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
ZnCl2
D
E
S
T
I
L
A
S
I
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
ZnCl2
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari reaktor II : Ke kristalizer :
C6H5CH3 0.0008 C6H5CH3 0.0008
H2O 9.0000 H2O 8.9100
C6H5COOH 2476.3793 C6H5COOH 2467.4716
C6H5CCl3 48.8750 C6H5CCl3 48.8701
ZnCl2 28.1202 Jumlah 2525.2525
Ke waste :
C6H5CH3 7.74323E-06
H2O 0.0900
C6H5COOH 8.9077
C6H5CCl3 0.0049
ZnCl2 28.1202
Jumlah 37.1228
Total 2562.3753 Total 2562.3753
8. CRISTALIZER (X-150)
Fungsi : Membentuk kristal asam benzoat
Cristallizer
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari Destilasi: Ke Kristalizer :
C6H5CH3 0.0008 Kristal :
H2O 8.9100 C6H5COOH 2362.2505
C6H5COOH 2467.4716 H2O 0.4455
C6H5CCl3 48.8701 C6H5CCl3 2.4435
C6H5CH3 3.8329E-05
Larutan sisa :
C6H5CH3 0.0007
H2O 8.4645
C6H5COOH 105.2211
C6H5CCl3 46.4266
Total 2525.2525 Total 2525.2525
9. CENTRIFUGE (H-151)
Fungsi : Memisahkan kristal dari mother liquor yang masih tercampur
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari Kristalizer Ke Vibration Conveyor
Kristal : Kristal :
C6H5COOH 2362.2506 C6H5COOH 2359.8883
H2O 0.4455 H2O 0.4451
C6H5CCl3 2.4435 C6H5CCl3 2.4411
C6H5CH3 3.8329E-05 C6H5CH3 3.8291E-05
Larutan sisa : Larutan sisa :
C6H5CH3 0.0007 C6H5CH3 7.283E-07
H2O 8.4645 H2O 8.465E-03
C6H5COOH 105.2211 C6H5COOH 1.052E-01
C6H5CCl3 46.4266 C6H5CCl3 4.643E-02
Ke Waste
Kristal :
C6H5COOH 2.3623
H2O 0.0004
C6H5CCl3 0.0024
C6H5CH3 3.8329E-08
Larutan sisa :
C6H5CH3 0.0007
H2O 8.4560
C6H5COOH 105.1158
C6H5CCl3 46.3802
Total 2525.2525 Total 2525.2525
BAB IV
NERACA PANAS
1. Reaktor I (R-110)
Fungsi : Untuk mereaksikan antara toluen dan gas khlor
Q loss
Δ HR
Δ H4
Δ H3
T = 100 oC
T = 100 oC
Δ H1
T = 100 oC
Δ H2
T = 100 oC
Q
T = 150 oC T = 150 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari heater toluen
ΔH2 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari heater khlorin
ΔHR : Panas reaksi
ΔH3 : Panas yang terkandung dalam bahan keluar produk atas
ΔH4 : Panas yang terkandung dalam bahan keluar produk bawah
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Q loss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔH1 + ΔH2 + Q = ΔH3 + ΔH4 + ΔHR + Q loss
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔH1 48655.7549 ΔH3 32573.4424
ΔH2 39258.3309 ΔH4 45106.9396
Q 130694.3829 ΔHR 136555.9174
Q loss 4372.1694
Total 218608.4688 Total 218608.4688
2. Heater Khlorin (E-115)
Fungsi : Memanaskan larutan Cl2 dari 30 oC - 100
oC
T = 30 oC
Δ H1Δ H2
Q loss
Q
T = 150 oC T = 150 oC
T = 100 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk heater
ΔH2 : Panas yang terbawa oleh bahan keluar heater
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Qloss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔH1 + Q = ΔH2 + Q loss
Neraca Panas Total
Masuk (kkal/jam) Keluar (kkal/jam)
ΔH1 2549.4337 ΔH2 39258.3309
Q 37510.08765 Q loss 801.1904275
Total 40059.5214 Total 40059.5214
3. Heater Toluen (E-117)
Fungsi : memanaskan larutan C6H5CH3 dari 30 0C – 100
0C
T = 30 oC
Δ H1 Δ H2
Q loss
Q
T = 150 oC T = 150 oC
T = 100 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk heater
ΔH2 : Panas yang terbawa oleh bahan keluar heater
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Qloss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔH1 + Q = ΔH2 + Q loss
Neraca Panas Total
Masuk (kkal/jam) Keluar (kkal/jam)
ΔH1 2649.7213 ΔH2 48655.7549
Q 46999.0082 Q loss 992.9745902
Total 49648.7295 Total 49648.7295
4. Distilasi I (D-120)
Fungsi : Untuk memisahkan benzentrichlorid dari toluen dan air
T = 129.4212 oC
T = 121.8745 oC
T = 131.72 oC
T = 131.7210 oC
QS
Δ HB
Δ HC
Δ HF Q loss
Δ HA
QC
Δ HD
T = 108.0645 oC
Δ HV
T = 131.7210 oC
Dimana :
ΔHF : Panas yang terkandung dalam bahan masuk kolom distilasi
ΔHD : Panas yang terbawa bahan keluar kondensor
ΔHB : Panas yang terbawa bahan keluar reboiler
Qc : Panas yang diserap pendingin
QS : Panas yang diberikan oleh steam
Q loss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔHF + Qs = ΔHD + ΔHB + Qc + Q loss
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔHF 67001.9777 ΔHD 728.5707
QS 3204.9475 ΔHB 67845.9960
Qc 228.2200
Q loss 1404.1385
Total 70206.9251 Total 70206.9251
5. Heater (E-123)
Fungsi : Memanaskan liquid yang akan masuk ke kolom distilasi I
T = 100 oC
Δ H1 Δ H2
Q loss
Q
T = 150 oC T = 150 oC
T = 129,4212 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk heater
ΔH2 : Panas yang terbawa oleh bahan keluar heater
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Qloss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔH1 + Q = ΔH2 + Q loss
Neraca Panas Total
Masuk (kkal/jam) Keluar (kkal/jam)
ΔH1 45106.9396 ΔH2 67001.9777
Q 23262.42533 Q loss 1367.3873
Total 68369.3650 Total 68369.3650
6. Scrubber 1 (D-124)
Fungsi : Memisahkan HCl yang terikut dalam campuran gas keluar
Δ H1
T = 100 oC
Δ H3
T = 31.1188 oC
Δ H4
Δ H2
T = 30 oC
T = 31.1188 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari reaktor I
ΔH2 : Panas yang terkandung dalam bahan penyerap
ΔH3 : Panas yang dibawa gas keluar
ΔH4 : Panas yang dibawa liquid keluar
Neraca panas Overall:
ΔH1 + ΔH2 = ΔH3 + ΔH4
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔH1 32587.6480 ΔH3 2.9046
ΔH2 133553.4051 ΔH4 166138.1485
Total 166141.0531 Total 166141.0531
7. Reaktor II (R-130)
Fungsi : Untuk mereaksikan antara benzentrichloride dan H2O membentuk
asam benzoat dan HCl
Δ H4Q
T = 150 oC T = 150 oCT = 115 oC
Q loss
Δ HR
Δ H3
T = 115 oC
Δ H2
T = 115 oC
T = 115 oC
Δ H1
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari cooler
ΔH2 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari katalis dan air
ΔHR : Panas reaksi
ΔH3 : Panas yang terkandung dalam bahan keluar produk atas
ΔH4 : Panas yang terkandung dalam bahan keluar produk bawah
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Q loss : Panas yang hilang
Nerara panas overall :
ΔH1 + ΔH2 + Q = ΔH3 + ΔH4 + ΔHR + Q loss
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔH1 55207.0530 ΔH3 38177.2255
ΔH2 30644.4860 ΔH4 59751.8692
Q 255799.5749 ΔHR 236888.9968
Q loss 6833.0223
Total 341651.1139 Total 341651.1139
8. Cooler (E-131)
Fungsi : Mendinginkan liquid yang akan masuk ke reaktor II
Qloss
T = 131,7210 oC
Δ H1
Δ H3
T = 30 oC
T = 45 oC
T = 115 oC
Δ H2
Δ H4
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari distilasi
ΔH2 : Panas yang terkandung oleh bahan keluar cooler
Δ H3 : Panas yang terkandung dalam pendingin/cooler
Δ H4 : Panas yang diserap oleh pendingin
Qloss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔH1 + ΔH3 = ΔH2 + ΔH4+ Q loss
Neraca Panas Total
Masuk (kkal/jam) Keluar (kkal/jam)
ΔH1 67845.9960 ΔH2 55207.0530
ΔH3 3720.2836 ΔH4 14927.9010
Q loss 1431.3256
Total 71566.2796 Total 71566.2796
9. Heater (E-133)
Fungsi : Memanaskan katalis yang akan masuk ke reaktor II
T = 30 oC
Δ H1 Δ H2
Q loss
Q
T = 150 oC T = 150 oC
T = 115 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk heater
ΔH2 : Panas yang terbawa oleh bahan keluar heater
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Qloss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔH1 + Q = ΔH2 + Q loss
Neraca Panas Total
Masuk (kkal/jam) Keluar (kkal/jam)
ΔH1 1667.5547 ΔH2 30644.4860
Q 29602.3290 Q loss 625.3977
Total 31269.8837 Total 31269.8837
10. Heater (E-136)
Fungsi : Memanaskan liquid yang akan masuk ke kolom distilasi II
T = 115 oC
Δ H1 Δ H2
Q loss
Q
T = 150 oC T = 150 oC
T = 132,5045 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk heater
ΔH2 : Panas yang terbawa oleh bahan keluar heater
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Qloss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔH1 + Q = ΔH2 + Q loss
Neraca Panas Total
Masuk (kkal/jam) Keluar (kkal/jam)
ΔH1 60382.5195 ΔH2 75298.4717
Q 16452.6557 Q loss 1536.7035
Total 76835.1752 Total 76835.1752
11. Scrubber II (D-137)
Fungsi : Memisahkan HCl yang terikut dalam campuran gas keluar
Δ H1
T = 115 oC
Δ H3
T = 48,8828 oC
Δ H4
T = 48,8828 oC
Δ H2
T = 30 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari reaktor II
ΔH2 : Panas yang terkandung dalam bahan penyerap
ΔH3 : Panas yang dibawa gas keluar
ΔH4 : Panas yang dibawa liquid keluar
Neraca panas Overall:
ΔH1 + ΔH2 = ΔH3 + ΔH4
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔH1 38177.2255 ΔH3 10.1303
ΔH2 7388.3691 ΔH4 45555.4642
Total 45565.5946 Total 45565.5946
12. Distilasi II (D-140)
Fungsi : Untuk memisahkan asam benzoat dari toluen, benzentrichlorid, air
dan zink khlorid
T = 132.5045 oC
T = 126,9711 oC
T = 159.6818 oC
T = 159.6818 oC
QS
Δ HB
Δ HC
Δ HF Q loss
Δ HA
QC
T = 127.5570 oC
Δ HV
T = 159.6818 oC
Δ HD
Δ HL
T = 127.5570 oC
Dimana :
ΔHF : Panas yang terkandung dalam bahan masuk kolom distilasi
ΔHD : Panas yang terbawa bahan keluar kondensor
ΔHB : Panas yang terbawa bahan keluar reboiler
Qc : Panas yang diserap pendingin
QS : Panas yang diberikan oleh steam
Q loss : Panas yang hilang
Neraca Panas Overall :
ΔHF + QS = ΔHD + ΔHB + Qc + Q loss
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔHF 75298.4717 ΔHD 70430.5695
QS 349.1719 ΔHB 766.6113
Qc 668.0805
Q loss 3782.3822
Total 75647.6436 Total 75647.6436
13. Kristalizer (X-150)
Fungsi : Untuk membentuk kristal asam benzoat
T = 127.5570 oC
Δ H1
T = 30 oC
Δ H2
Q loss
QA
Dimana:
Δ H1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk
Δ H2 : Panas yang terkandung dalam bahan keluar produk atas
QA : Panas yang dibawa keluar oleh pendingin
Q loss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
Δ H1 = ΔH2 + QA + Q loss
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔH1 70430.5695 ΔH2 2550.4892
QA 66471.4690
Q loss 1408.6114
Total 70430.5695 Total 70430.5695
BAB V
SPESIFIKASI PERALATAN
1. STORAGE ZnCl2 (F-111)
Fungsi : Menyimpan katalis Zink khlorid (ZnCl2)
Type : Tangki silinder dengan bagian bawah berbentuk conis
dengan s0udut puncak 60 dan bagian atas flat (datar)
Bahan Konstruksi : High Allow Steel 240 grade M type 316
Jumlah : 1 buah
Kapasitas : 24,5982 ft3
Dimensi : Diameter Dalam (di) = 33,7500 in = 2,8125 ft
Diameter Luar (do) = 34 in
Tebal Tutup Bawah (thb) = 2/16 in
Tebal Silinder (ts) = 2/16 in
Tinggi tutup bawah (h) = 2,4357 ft = 29,2284 in
Tinggi storage (H) = 6,5756 ft = 78,9066 in
2. STRORAGE C6H5CH3 (F-112)
Fungsi : Menyimpan bahan baku C6H5CH3 dalam bentuk liquid
selama 7 hari.
Type : Bejana berbentuk silinder tegak dengan tutup atas
berbentuk standart dish dan tutup bawah datar .
Bahan : High Low alloy stell SA 240 grade M tipe - 316
Dimensi : di = 215,6250 in = 17,9687 ft
do = 216 in
ts = 3/16 in
tha = 3/16 in
Ls = 323,4357 in = 26,9529 ft
H = 359,8781 in = 29,9886ft
Jumlah : 2 buah
3. STORAGE Cl2 (F-113)
Fungsi : Untuk menampung bahan baku khlor selama 7 hari pada
suhu 30 0C
Type : Spherical tank
Bahan kontruksi : High Alloy stell 240 grade M type 316
di : 34,2124 ft
Tekanan tangki : 9,2653 psig
Tebal tangki (ts) : 2/16 in
Volume tangki : 16765,4763 ft3
Jumlah : 1 buah
4. KOMPRESOR Cl2 (G-114)
Fungsi : Untuk mengalirkan chlorine dari storage chlorine dengan
menaikkan tekanan 1 atm menjadi 1,4 atm
Tipe : Centrifugal blower
Rate : 99,7945 kg/jam
Daya blower : 2 Hp
Kecepatan volumetric : 1,1173 ft3/det
Jumlah : 1 buah
5. HEATER Cl2 (E-119)
Fungsi : Memanaskan larutan Cl2 sebelum masuk reaktor I
Type : DPHE, 2 x 1 ¼ in Sch 40
n : 3
L : 70,8990 ft
ℓ : 12 ft
6. POMPA C6H5CH3 (L-116)
Fungsi : Untuk mengalirkan bahan baku toluene dari storage
toluene ke reaktor
Tipe : Pompa centrifugal
Bahan : Commercial steel
Kapasitas : 9,6906 gpm
Power motor : 0,5 Hp
Jumlah : 1 buah
7. HEATER C6H5CH3 (E-117)
Fungsi : Menguapkan larutan C6H5CH3 dari storage C6H5CH3
Type : DPHE, 2 1/2 x 1 ¼ in Sch 40
n : 1
L : 43,6645 ft
ℓ : 12 ft
8. REAKTOR I (R-110)
Lihat Perancangan Alat Utama Reaktor Roberto M. Belo
9. DESTILASI I (D-120)
Lihat Perancangan Alat Utama Destilasi Sunarwin
10. TANGKI PENAMPUNG I (F-121)
Fungsi : Menyimpan bahan baku C6H5CCl3 dalam bentuk liquid
selama 1 hari.
Type : Bejana berbentuk silinder tegak dengan tutup atas
berbentuk Standartdish dan tutup bawah datar .
Bahan : High Allow stell SA 240 grade M type 316
Dimensi : di = 137,625 in = 11,4688 ft
do = 138 in
ts = 3/16 in
tha = 3/16 in
Tinggi storage = 229,6961 in = 19,1406 ft
Jumlah : 1 buah
11. POMPA (L-123)
Fungsi : Untuk mengalirkan C6H5CCl3 storage C6H5CCl3 ke
destilasi
Tipe : Pompa centrifugal
Bahan : Commercial steel
Kapasitas : 20,2307 gpm
Power motor : 1 Hp
Jumlah : 1 buah
12. HEATER (E-123)
Fungsi : Memanaskan liquid sebelum masuk ke kolom distilasi I
Type : DPHE, 2 x 1 ¼ in Sch 40
n : 1
L : 27,0358 ft
ℓ : 16 ft
13. SCRUBER I (D-124)
Fungsi : Memisahkan HCl yang terikut dalam campuran gas keluar
Type : Vertical tray tower
Bahan : High Allloy Steel SA 240 Grade M type 316
ts : 2/16 in
Do : 22 in
di : 19,6499 in
tha = thb : 2/16 in
Ha = hb : 3,6758 in
Jumlah stage : 2 buah
14. KONDENSOR (E-125)
Fungsi : Mengembunkan produk atas yang keluar dari kolom
distilasi I
IDS : 8 in
do : ¾ in
di : 0,62 in
n’ : 2
Nt : 26 buah
15. AKUMULATOR (F-126)
Fungsi : Menampung sementara distilat dari kolom distilasi I
Bahan Konstruksi : Carbon steel SA-135 Grade A
Dimensi : di : 15,75 in
do : 14,5200 in
ts : 2/16 in
Jumlah : 1 buah
16. POMPA (L-127)
Fungsi : Untuk memompa larutan dari akumulator ke storage
Jenis : Sentrifugal
Bahan : Cast iron
Di opt pipa : ¾ in sch. 40
Daya : 0,5 HP
Jumlah : 1 buah
17. REBOILER (E-128)
Fungsi : Memanaskan produk bawah dari kolom distilasi
IDS : 15 ¼ in
do : ¾ in
di : 0,548 in
n : 2 in
Nt : 124 buah
18. POMPA (L-129)
Fungsi : Untuk mengalirkan bahan dari reboiler ke reaktor II
Tipe : Pompa centrifugal
Bahan : Commercial steel
Kapasitas : 20,1235 gpm
Power motor : 1 Hp
Jumlah : 1 buah
19. COOLER (E-131)
Fungsi : Mendinginkan liquid yang akan masuk ke reaktor II
Type : DPHE, 2 x 1 ¼ in Sch 40
n : 2
L : 62,3506 ft
ℓ : 16 ft
20. REAKTOR II (R-130)
Fungsi : Untuk mereaksikan antara benzentrichloride dan H2O dan
membentuk asambenzoat dan HCl
Type : Bejana tegak dengan tutup atas berbentuk standart dished
dan tutup bawah berntuk standart dished
Bahan : High alloy steel SA 240 grade M type 316
Diameter luar tangki : 54 in
Diameter dalam tangki : 53,625 in
Tinggi tangki : 96,4424 in
Tebal tangki : 3/16 in
Tebal tutup atas : 3/16 in
Tebal tutup bawah : 3/16 in
Tinggi tutup : 9,6978 in
21. TANGKI PENCAMPUR (M-132)
Fungsi : Untuk mencampur antara katalis ZnCl2 dengan H2O
Bahan : High allow steel SA 240 grade M type 316
Diameter luar (do) : 36 in
Diameter dalam (di) : 35,625 in
Tinggi tangki : 51,3556 in
Tebal tangki : 3/16 in
Tebal tutup atas : 3/16 in
Tebal tutup bawah : 3/16 in
Tinggi reaktor (H) : 195,8506 in
Daya pengaduk : 1 Hp
22. Heater (E-133)
Fungsi : Memanaskan katalis yang akan masuk ke reaktor II
Type : DPHE
n : 1
L : 31,0150 ft
ℓ : 16 ft
23. TANGKI PENAMPUNG II (F-134)
Fungsi : Menyimpan bahan baku dari reaktor II dalam bentuk
liquid selama 1 hari.
Bahan : High Low alloy stell SA 240 grade M tipe - 316
Dimensi : di = 131,6250 in
ts = 3/16 in
tha = 3/16 in
Ls = 197,4375 in
Tinggi storage = 219,6821 in = 18,3061 ft
Jumlah : 1 buah
24. POMPA (L-135)
Fungsi : Untuk mengalirkan bahan dari tangki penampung II ke
destilasiII
Tipe : Pompa centrifugal
Bahan : Commercial steel
Kapasitas : 9,4077 gpm
Power motor : 0,5 Hp
Jumlah : 1 buah
25. HEATER (E-136)
Fungsi : Memanaskan liquid sebelum masuk ke kolom distilasi II
Type : DPHE, 2 x 1 ¼ in Sch 40
n : 1
L : 30,5866 ft
ℓ : 16 ft
26. SCRUBER II (D-133)
Fungsi : Memisahkan HCl yang terikut dalam campuran gas keluar
Type : Vertical tray tower
Bahan : High Allloy Steel SA 240 Grade M type 316
Dimensi tangki : ts : 2/16 in
Do : 22 in
di : 21,5222 in
tha = thb : 3/16 in
Ha = hb : 3,6758 in
Jumlah stage : 2 buah
27. DESTILASI II (D-140)
Fungsi :Untuk memisahkan asam benzoat dari toluene
benzentrichlorid, air dan zink khlorid
Type : Sieve tray
Dimensi ukuran :
Jumlah plate yang dikehendaki : 10 buah
Ukuran diameter kolom : 2,1354 ft = 25,6250 in = 0,6509 m
Jarak antar tray (tray spacing) : 15 in = 1,25 ft = 0,3810 m
Type aliran : Reverse Flow
Tinggi tangki distilasi : 13,2788 ft = 159,3457 in = 4,0474 m
Volume kolom distilasi : 112,3595 ft3
Tebal tangki dan tebal tutup atas dan bawah : 3/16 in
P design : 14,7 psig
28. REBOILER (E-141)
Fungsi : Memanaskan produk bawah dari kolom distilasi II
Type : Shell and tube type 1-2, sehingga FT = 1
IDS : 12 in
do : ¾ in
di : 0,548 in
n : 4 in
Nt : 68 buah
29. KONDENSOR (E-142)
Fungsi : Mengembunkan produk atas yang keluar dari kolom
distilasi II
Type : Shell and tube
Dimensi :
IDS : 10 in
do : ¾ in
di : 0,62 in
n : 2
Nt : 52 buah
30. AKUMULATOR (F-143)
Fungsi : Menampung sementara distilat dari kolom distilasi II
Type : Silinder horisontal, tutup samping berbentuk standar
dished
Bahan Konstruksi : Carbon steel SA-135 Grade A
di 29,625 in = 2,4688 ft
do : 28,1019 in
ts : 3/16 in
Jumlah : 1 buah
31. POMPA (L-144)
Fungsi : Untuk memompa larutan dari akumulator ke kristalizer
Jumlah : 1 buah
Jenis : sentrifugal
Bahan : cast iron
Di opt pipa : 2 in sch. 40
Daya : 0,5 Hp
Jumlah : 1 buah
32. KRISTALIZER (X-150)
Fungsi : Untuk memisahkan Kristal asam benzoate dengan mother
liquor
Type : Sweson – Walker Crystalizer
Bahan Konstruksi : Carbon Steel SA-240 grade M Type 316
Diameter centrifuge (D) : 2 ft
Panjang centrifuge (P) : 20 ft
Putaran : 20 rpm
Jumlah : 1 buah
33. CENTRIFUGE (H-151)
Fungsi : Untuk memisahkan Kristal asam benzoate dengan mother
liquor
Type : Centrifugal basket centrifuge
Bahan Konstruksi : Carbon Steel SA-240 grade M Type 316
Diameter centrifuge (D) : 4,5 ft
Tinggi centrifuge (H) : 3,5 ft
Putaran : 1000 rpm
Power : 26,4 Hp
Jumlah : 2 buah
34. VIBRATION CONVEYOR (J-152)
Fungsi : Untuk mengangkut dan mengeringkan produk Kristal
asam benzoat dari Centrifuge menuju ke Bucket elevator.
Type : Vibrating Conveyor
Bahan konstruksi : Carbon steel SA 240 grade A type 410
Dimensi : Panjang = 1574,78400 in
Lebar = 14 in
Kecepatan belt : 200 ft/menit
Daya motor : 1 hp
Kapasitas : 2362,9346 Kg/jam
Jumlah : 1 buah
35. BUCKET ELEVATOR (J-153)
Fungsi : Untuk mengangkut produk Kristal asam benzoat dari
Vibrating Conveyor menuju ke bin produk
Type : Centrifugal-Discharge Bucket on Belt Elevator
Kapasitas : 3 ton/jam
Kecepatan : 157,1757 ft/menit
Daya : 1,5 hp
Jumlah : 1 buah
36. BIN PRODUK (F-154)
Fungsi : Menampung produk sebelum dikemas
Type : Tangki silinder dengan bagian bawah berbentuk conis
dengan sudut puncak 60 dan bagian atas flat (datar)
- Bahan Konstruksi : Carbon Steel 240 grade M type 316
- Jumlah : 1 buah
- Kapasitas : 85,0725 ft3
- Dimensi : Diameter Dalam (di) = 3,9688 ft = 47,6250 in
Tebal Tutup Bawah (thb) = 3/16 in
Tebal Silinder (ts) = 3/16 in
Tinggi tutup bawah (h) = 13,7482 in = 1,1457 ft
Tinggi bin (H) = 7,2019 ft = 86,4229 in
37. MESIN PENGEMAS (P-155)
Fungsi : Untuk mengemas produk Kristal asam benzoat dari bin
produk kedalam fiber drum
Bahan konstruksi : Carbon steel
Kapasitas bahan masuk : 5209,3729 lb/jam
Kapasitas mesin : 10418,7458 lb
Jumlah : 1 buah
38. STORAGE PRODUK (F-156)
Fungsi : Untuk menyimpan produk Kristal asam benzoat
Bahan : Beton
Ukuran : Panjang = 14 m = 551,1811 in
Lebar = 7 m = 275,5907 in
Tinggi = 6 m = 236,2205 in
Jumlah : 1 buah
39. STORAGE HCl (F-157)
Fungsi : Menyimpan hasil samping HCl dalam bentuk liquid
selama 2 hari.
Type : Bejana berbentuk silinder tegak dengan tutup atas
berbentuk standart dish dan tutup bawah datar .
Bahan : Low alloy stell SA 240 grade M type 316
Dimensi : ha = 38,4475 in = 3,2038 ft
ts = 3/16 in = 0,0208 ft
tha = 3/16 in = 0,0208 ft
Ls = 341,2500 in = 28,4375 ft
do = 228 in = 19 ft
di = 227,5000 in = 18,9583 ft
Tinggi storage = 379,6975 in = 31,6415 ft
Jumlah : 8 buah
BAB VI
PERANCANGAN ALAT UTAMA
Nama Alat : Reaktor
Kode Alat : R-110
Fungsi : Untuk mereaksikan antara toluene dan gas Khlor
Type : Silinder tegak dengan tutup atasberbentuk standart disheh dan
tutup bawah berbetuk conical dengan sudut 120 0
Kondisi operasi :
- Tekanan = 1 atm
- Temperatur = 100 0C = 212
0F
- Fase = gas – liquid
Pelengkap utama :
- Pengaduk
- Coil pemanas
Direncanakan :
- Bahan konstruksi : Stainless stell SA 240 Grade M Type 316.
- f : 18750 (Brownell and young, App D-4 hal 342)
- Jenis pengelasan : Single Welded Butt join With Backing Up Strip
- E : 0,85 (Brownell and young, table 13.2, hal 254)
- Faktor korosi : 1/16 in
- Rate massa : 6316,2601 kg/jam = 13924,9534 lb/jam
6.1 Rancangan Dimensi Reaktor
A. Menetukan Volume Reaktor
- Bahan masuk = 6316,2601 kg/jam = 13924,9534 lb/jam
- campuran = 84,2456 lb/ft
Maka :
Rate volumetric = campuran
masukbahanmassa
= 2456,84
9534,13924
= 165,2899 ft3/jam
V liquid = 165,2899 ft3/jam x 1 jam
= 165,2899 ft3
Diasumsikan volume ruang kosong = 20 %
V total = V liquid + V ruang kosong
= 165,2899 ft3 + 0,2 Vtotal
0,8 Vtotal = 165,2899 ft3
Vtotal = 206,6124 ft3
V ruang kosong = 0,2 x V total
= 0,2 x 206,6124 ft3
= 41,3225 ft3
B. Menetukan dimensi vessel
1. Menghitung diameter Vessel
Diasumsikan Ls = 1,5 di
Vtot = Vtutup bawah + Vsilinder + Vtutup atas
206,6124 ft3 = 3di0,0847
4
Ls2diπ
60tg24
3diπ
206,6124 ft3 = 3di0,0847
4
di1,52diπ
60tg24
3diπ
206,6124 ft3 = 0,0755 di
3 +1,1775 di
3 + 0,0847 di
3
206,6124 ft3 = 1,3377 di
3
di3 = 154,4534
di = 5,3654 ft = 64,3844 in
2. Menghitung volume liquid dalam shell
V liquid dlm shell = V liquid - V tutup bawah
= 165,2899 ft3 -
60tg24
3(5,3654)π
= 165,2899 ft3 – 11,6669 ft
3
= 153,6230 ft3
3. Menghitung tinggi liquid dalam tangki
VL = Vtutup bawah + Vsilinder
165,2899 ft3 =
4
Lls2
diπ
60tg24
3diπ
165,2899 ft3 =
4
Lls2
(5,3654)π
60tg24
3(5,3654) π
165,2899 ft3 = 11,6669 + 22,5979 Lls
Lls = 6,7981 ft = 81,5773 in
4. Menetukan tekanan design (Pi)
Phidrostatis = 144
1) -(Hρ
= 144
2456,84 1)-(6,7981 = 3,3921 psia
Pdesign = Poperasi + Phidrostatis
= 14,70 + 3,3921
= 18,0921 psia = 3,3921 psig
5. Menetukan tebal silinder
ts = C0,6.Pif.E2
dixPi
= 16 3921,3.0,60,85.187502
3844,64 3,3921 1
= 0,0694 ~ 16
3in
Standarisasi do :
do = di + 2 ts
= 64,3844 in + 2 (3/16) = 64,7594 in
Dari Brownell and young, table 5.7 hal 90, didapatkan ;
do = 66 in
di = do – 2 ts
= 66– 2 (3/16)
= 65,625 in = 5,4688 ft
C. Menetukan dimensi tutup
r = 66 in
icr = 4 in (Brownell and young, tbl 5-7,hal 90)
sf = 2 in (Brownell and young, tbl 5-6,hal 88)
1. Menetukan tebal tutup atas (tha)
tha = CPi0,1Ef
rPi0,885
= 16
1
3921,30,185,0750.81
625,653921,30,885
= 0,0749 ~ 16
3 in
a = inDi
8125,322
625,65
2
AB = a –icr = (32,8125– 4) = 28,8125 in
BC = r – icr = (66– 4) = 62 in
AC = 22 ABBC
= 22 )8125,28()62( = 54,8985 in
b = r – AC
= 66– 54,8985 = 11,1015 in (Brownwl and Young, Hal 87)
2. Menetukan tebal tutup bawah (thb) berbentuk conical
thb = Cα2
1cosP0,6EF2
D.P (Brownwl and Young, Hal 259)
= 16
1
20121cos3921,30,68,0875012
4688,49.3921,3
=0,0765 ~ in16
3
Dari Brownell and Young table 5.6 hal 88 untuk ts =3/16 in, maka sf =
1,5-2, diambil harga sf = 2 in
- Tinggi tutup bawah (hb)
b = 60tg
625,652
1
α2
1tg
di2
1
18,9443 in
hb = b + sf = 18,9443 in +1,5 in = 20,9443 in
- Menetukan tinggi silinder (Ls)
Ls = 1,5 x di
= 1,5 x 5,4688
= 8,2031 ft = 98,4375 in
- Tinggi tutup atas (ha)
ha = 0,169 di = 0,169 x 65,625 = 11,0906 in
Jadi H = hb + Ls + ha
= 20,9443 + 98,4375 + 11,0906
= 130,4724 in = 3,3140 m
Dari perhitungan diatas dapat disimpulkan dimensi dari vessel :
- Tebal silinder (ts) = 3/16 in
- Diameter luar (do) = 66 in
- Diameter dalam (di) = 65,625 in
- Tebal tutup atas (tha) = 3/16 in
- Tebal tutup bawah (thb) = 3/16 in
- Tinggi tutup atas (ha) = 11,0906 in
- Tinggi tutup bawah (hb) = 20,9443 in
- Tinggi reaktor (H) = 130,4724 in
6.2. Perhitungan Pengaduk
Perencanaan pengadukan :
- Jenis pengadukan : Proppeller with 3 blades
- Bahana impeller : High allow Steel Sa 240 grade M Type 316
- Bahan poros pengaduk : Hot Roller SAE 1020
Direncanakan
Data dari G.G Brown hal 507, dan Geankoplis tbl 34.1 hal 144 diperoleh data
sebagai berikut :
Dt/Di = 0,3- 0,5
Zi/Di = 0,75 – 1,3
Zl/Di = 0,25
W/Di = 0,10
Dimana :
Dt = diameter dalam silinder
Di = diameter impeller
Zi = tinggi impeller dari dasar tangki
Zl = tinggi liquid dalam silinder
W = lebar baffle (daun) impeller
a. Menetukan diameter impeller
Dt/Di = 0,3
Di = Dt/0,3
Di = (65,625)/0,3 = 19,6875 in = 1,6406 ft
b. Menentukan tinggi impeller dari dasar tangki
Zi/Di = 0,9
Zi = 0,9 x Di
Zi = 0,9 x 19,6875 = 17,7188 in = 1,4766 ft
c. Menetukan panjang impeller
L/Di = ¼
L = ¼ . Di
L = ¼ x 19,6875 = 4,9219 in
d. Mentukan lebar impeller
W/Di = 0,10
W = 0,10 x Di
W = 0,10 x 19,6875 = 3,3469 in = 0,2789 ft
e. Menetukan tebal blades
J/Dt = 1/12
J = 1/12 x Di
J = 1/12 x 19,6875 = 5,4688 in = 0,4557 ft
f. Menentukan jumlah pengaduk
n = 22xDi
liquidH
= 26406,12
7981,6
x= 1,0263 ~ 1 buah
Menentukan daya pengaduk
Kecepatan putar (n) = 400 rpm = 6,667 rps (Perry, 6ed , hal 19-16)
Untuk menentukan alirannya menggunakan rumus :
Nre = μ
ρ2
Dn
= densitas bahan = 84,2456 lb/ft
D = Diameter impeller = 1,3406 ft
n = Putaran pengadukan, ditetapkan n= 400 rpm = 6,667 rps
= Viskositas bahan = 0,00045 lb/ft.min
Nre = 4108,335942142456,84
26406,16667,6
0,00045
Jika Nre > 10.000, maka alirannya merupakan aliran turbulent, jadi :
gc
Da.n.ρ.pNP
53
(Geankoplis, hal 145)
Dimana :
P = daya pengaduk (lbf.ft/dt)
Np = power num
n = kecepatan putaran = 400 rpm = 6,6667 rps
Di = diameter impeller =1,6406 ft
ρ = density = 84,2456 lb/ft
gc = gravitasi = 32,174 lb.ft/dt2.lbf
32,17
.1,6406 6,6667.84,2456.5,1 53,
P
P = 13832,8925 lb.ft/dt
= 13832,8925 /550
= 25,1507 Hp ~ 26 Hp
Jika effisiensi motor 80% (Peters and timmerhaus,fig 14-38, hal 521)
P = 8,0
2632,5 Hp ~ 33 Hp
Menetukan poros pengaduk
1. Menentukan diameter poros
T = 16
3DxSx (Hesses, persm 16-1 hal.465)
Dimana : T : momen punter (lb/in) = N
H.63025
S : maksimum design, bearing stress yang diijinkan (lb/in2)
D : diameter poros (in)
H : Daya motor pada poros = 1 Hp
N : Putaran pengaduk = 400 rpm
Sehingga : τ = 400
163025
= 157,6 lb/in
Bila menggunakan Hot Roller Steel SAE 1020 (mengandung 20% carbon),
dengan batas = 36000lb/in2 maka :
S = 20 % x 3600 lb/in2 = 7200 lb/in
2
Jadi : D =
3/1
s
16 =
3/1
720014,3
6,15716
= 0,4813 in = 0,0401 ft
2. Panjang Poros
L = h + l – Zi
Dimana : L = panjang poros (ft)
l = panjang poros diatas bejana tangki
h = tinggi silinder + tinggi tutup atas
= (98,4375 in + 11,0906 in) = 109,5281 in
Maka : L = (109,5281 + 4,9219) – 17,7188
= 96,7313 in = 8,0609 ft
Dari perhitungan diatas dapat disimpulkan dimensi pengaduk :
Type : Proppeller with 3 blades
Di : diameter impeller : 19,6875 in = 1,6406 ft
Zi : tinggi impeller dari dasar bejana : 17,7188 in = 1,4766 ft
W : lebar impeller : 3,3469 in = 0,2789 ft
L : Panjang impeller : 4,9219 in = 0,4102 ft
J : tebal blades : 5,4688 in = 0,4557 ft
n : Jumlah pengaduk : 1 buah
Daya : 33 Hp
Diameter poros : 0,4813 in = 0,0401 ft
Panjang poros : 96,7313 in = 8,0609 ft
6.3. Perhitungan coil pemanas
Karena reaksi yang terjadi adalah endotermis dan harus beroperasi pada
100oC maka digunakan coil pemanas dengan air sebagai media pendingin untuk
menyerap panas yang terjadi di reaktor.
Suhu bahan masuk 100oC dan dipertahankan pada suhu 100
oC dengan memakai
media pendingin yang masuk melalui coil pada suhu 100oC dan diharapkan keluar
pada suhu 129oC
- Tekanan operasi : 1,4 atm
- Digunakan coil pemanas dengan bentuk spiral.
- Bahan konstruksi : High Alloy Steel SA 240 Grade M Type 316
a. Neraca massa dan neraca panas
Bahan masuk (M) = 13924,9534 lb/jam
Panas masuk (Q) = 130694,3829 kkal/jam
= 518637,2644 Btu/jam
λ = 970,3 kj/kg = 231,9073 kkal/kg
Jadi M = Q :/λ
= 130694,3829 kkal/jam/ 231,9073 kkal/kg
= 563,5630 kg/jam = 1224,4423 lb/jam
b. Menghitung ∆t LMTD
T1 = 100 0C = 212
0F
T2 = 129,4212 0C = 265,9582
0F
tI = t2 = 150 0C = 302
0F
∆t LMTD =
2
1
21
t
tln
tt
dimana: ∆ t1 = (302– 212)oF = 90
oF
∆ t1 = (302 – 265,9582)oF = 37,0418
oF
jadi : ∆t LMTD = 59,6536 oF
c. Menentukan suhu caloric
Tc = ½ (T1 + T2) = ½ (90 + 37,0418) = 238,4791 oF
tc = ½ (t1 + t2) = ½ (302 + 302) = 302 oF
d. Menentukan diameter pipa (coil)
Ditetapkan diameter pipa : 3/8 in sch 80 (Kern, hal 844)
Dari table 11 halaman 844, didapatkan data :
do = 0,675 in = 0,0563 ft
di = 0,423 in = 0,0353 ft
a’ = 0,141 in2 = 0,0010 ft
a” = 0,177 ft2/ft
e. Menghitung ho dan hio
f. Mencari tahanan panas pipa bersih (Uc)
Uc = (hio x ho) / (hio + ho)
= (1196,5460 x 3523,7128) / (1196,5460 + 3523,7128)
= 1157,2672 Btu/j.ft2.oF
g. Mencari tahanan panas pipa terpakai (Ud)
Rd = (Uc – Ud) / (Uc . Ud)
Ditetapkan factor kekotoran gabungan maksimal(Rd) = 0,0035 Btu/j.ft2.oF
Jadi : 0,0035 = (1157,2672 – Ud) / (1157,2672. Ud)
Ud = 205,5877 Btu/j.ft2.oF
h. Luas permukaan perpindahan panas
Bagian bejana Bagian coil (water)
1. Nreb = 42,2
n2Dp
Dimana : n = 50 rpm = 3000 rph
Dp = 1,4869 ft
ρ = 60,6796 lb/ft3
μ = 1,62 lb/ft.j
jadi : Nreb = 1.254.592,4638 (aliran
turbulen)
2. kk
- Jc = 2000 (Kern, hal 718)
- ho =
14,0
w
3/1
k
Cp
di
KJc
Dimana : k = 0,385 Btu/j.ft2.oF
di = 5,4688 ft
Cp = 0,999 Btu/lboF
Jadi : ho = 35235,7128 Btu/j.ft2.oF
1.ac = a’ = 0,0122 in2
Gc = M/ac
= 1242,4423 /(0,0122)
= 1268877,2923 lb/jam.ft2
Nrec = 42,2
Gcdi
= 42,2.62,1
2923,12688770353,0
=1268877,2923 (aliran
turbulen)
- JH = 100
- hi =
14,0
w
3/1
k
Cp
di
KJH
Dimana: k = 0,1723 Btu/j.ft2.oF
di = 0,0353 ft
Cp = 1 Btu/lbo
Jadi hi = 1909,3819 Btu/j.ft2.oF
- hio = do
dihi
= 1909,3819 0563,0
0353,0
= 1196,5460 Btu/jam ft oF
A = Q / (Ud x ∆tLM)
= 130694,3829/ (205,5877 x 59,6539) = 10,6567 ft2
i. Menghitung panjang lilitan coil
L = A/a”
= 10,6567 / 0,177 = 60,2074 ft
j. Menghitung jumlah lilitan coil
Nc = L/ (π . dc ) , jika diambil dc = 2 ft , maka :
Nc = 60,2074 / (3,14 . 2 )
= 9,5872 ≈ 10 buah
k. Menghitung tinggi coil
Lc = (nc – 1) ((hc + do)+do) , jika diambil jarak 2 coil 3 in maka :
= (3 – 1) (3 + 0,675 + 0,675)
= 24,3 in = 2,0250 ft
Karena Lc (2,0250 ft) < L is (6,8814 ft), jadi perhitungan coil pemanas
sudah memadai.
6.4. Perhiungan Sparge
Dasar perencanaan :
Asumsi : Susunan lubang spray berbentuk segitiga
Super velocity gas : 0,2 ft/dtk.
Rate gas : 9718,7470 lb/jam
Densitas gas : 97,3678 lb/ft3
Rate volumetric gas = 3/3678,97
/7470,9718
ftlb
jamlb
= 99,7945 ft2 = 0,0277 in
2
Luas sparger = dtkft
in
/2,0
0277,0 2
= 0,1386 ft2 = 19,9589 in
2
Jarak antara lubang PT = 1
Luas segitiga = ½ (PT sin 60 0)x PT
= ½ (1 x 0,866) x 1
= 0,4330 in2
Jumlah segitiga = segitigasatuLuas
erspLuas arg
= in
in
4330,0
9586,19 2
= 46,0945 ~ 46 segitiga
6.5. Perhitungan Nozzle
Dalam reactor terdapat beberapa nozzle yang terbagi atas 3 tempat, yaitu :
1. Pada tutup atas (standart dished head)
Terdiri dari : - Nozzle untuk pemasukan larutan toluene
- Nozzle untuk pengeluaran gas klorin
2. Pada silinder
Terdiri dari : - Nozzle untuk pemasukan coil pendingin
- Nozzle untuk pengeluaran coil pendingin
- Nozzle untuk hand hole
3. Pada tutup bawah (konikal)
Terdiri dari : - Nozzle pengeluaran produk
a. Nozzle untuk pemasukan Toluene
Dasar perancangan :
Rate bahan = 4206,2064 lb/jam = 252375,3842lb/menit
ρ bahan = 54,1225 lb/ft3
Rate volumetric (Q) = 3/1225,54
/20641,4206
ftlb
jamlb
= 77,7164 ft3/jam = 0,0216 ft
3/detik
Dari Peters and timmerhaus, fig 14.2 hal 498 didapatkan :
ID optimum = 3,9 . Q0,45
. ρ0,13
= 3,9 . 0,0216 0,45
. 54,12250,13
= 1,1663 in
Dari Geankoplis , App A.5 hal 892, maka dipilih pipa 1¼ inc 40 dengan
ukuran :
ID = 1,380 in
OD = 1,660 in
A = 0,01040 ft2
b. Nozzle untuk pemasukan gas klor
Dasar perancangan :
Rate bahan = 9178,7470 lb/jam
ρ bahan = 97,3876b/ft3
Rate volumetric (Q) = 3/3876,97
/7470,9178
ftlb
jamlb
= 99,7945 ft3/jam = 0,0277 ft
3/detik
Dari Peters and timmerhaus, fig 14.2 hal 498 didapatkan :
ID optimum = 3,9 . Q0,45
. ρ0,13
= 3,9 . 0,0277 0,45
. 97,3876 0,13
= 1,4087 in
Dari Geankoplis , App A.5 hal 892, maka dipilih pipa 1 ½ inc 40 dengan
ukuran : ID = 1,61 in
OD = 1,9 in
A = 0,01414 ft2
c. Nozzle untuk pemasukan dan pengeluaran coil pendingin
Dasar perancangan :
Rate bahan = 570,4575 lb/jam
ρ bahan = 110,9878 lb/ft3
Rate volumetric (Q) = 3/9878,110
/4547,570
ftlb
jamlb
= 5,1398 ft3/jam = 0,0014 ft
3/detik
Dari Peters and timmerhaus, fig 14.2 hal 498 didapatkan :
ID optimum = 3,9 . Q0,45
. ρ0,13
= 3,9 . 0,0014 0,45
. 110,9878 0,13
= 0,3772
Dari Geankoplis , App A.5 hal 892, maka dipilih pipa ½ inc 40 dengan
ukuran : ID = 0,493 in
OD = 0,675 in
A = 0,00133 ft2
d. Nozzle untuk pengeluaran produk
Dasar perancangan :
Rate bahan = 8903,4492 lb/jam
ρ bahan = 54,1225 lb/ft3
Rate volumetric(Q) = 3/1225,54
/4492,8903
ftlb
jamlb
= 164,5055 ft3/jam = 0,0457 ft
3/detik
Dari Peters and timmerhaus, fig 14.2 hal 498 didapatkan :
ID optimum = 3,9 . Q0,45
. ρ0,13
= 3,9 . 0,0457 0,45
. 54,1225 0,13
= 1,6344 in
Dari Geankoplis , App A.5 hal 892, maka dipilih pipa 2 inc 40 dengan ukuran:
ID = 2,067 in
OD = 2,375 in
A = 0,02330 ft2
e. Nozzle untuk pengeluaran produk
Dasar perancangan :
Rate bahan = 5021,5043 lb/jam
ρ bahan = 97,1188 lb/ft3
Rate volumetric(Q) = 3/1188,97
/5043,5021
ftlb
jamlb
= 51,7048 ft3/jam = 0,0144 ft
3/detik
Dari Peters and timmerhaus, fig 14.2 hal 498 didapatkan :
ID optimum = 3,9 . Q0,45
. ρ0,13
= 3,9 . 0,0144 0,45
. 97,1188 0,13
= 1,0475 in
Dari Geankoplis , App A.5 hal 892, maka dipilih pipa 1 inc 40 dengan
ukuran: ID = 1,049 in
OD = 1,315 in
A = 0,00600 ft2
f. Nozzle untuk handhole
Lubang handhole dibuat berdasarkan standart yang ada yaitu : 10 inc
(Brownell & young fig. 3.15 hal 51)
Berdasarkan fig. 12.2 brownell & Young, didapatkan dimensi pipa :
Ukuran pipa nominal (NPS) : 10 in
Diameter luar pipa : 16 in
Ketebalan flage minimum (T) : 1 3/16 in
Diameter bagian lubang menonjol ( R) : 12 ¾ in
Diameter lubang pada titik pengelasan (K) : 10,75 in
Diameter hubungan pada alas (E) : 12 in
Panjang julikan (L) : 4 in
Diameter dalam flage (B) : 10,02 in
Jumlah lubang baut : 12 buah
Diameter : 7/8 in
Dari Brownell and young, fig 12.3 hal 221, Flange Standart :
Nozzle NPS A (in) T (in) R (in) E (in) K (in) L (in) B (in)
A
B
C
D
E
F
1 1/4
1,5
0,5
2
1
10
4 5/8
5
3,5
6
4,25
16
5/8
11/16
7/16
0,75
9/16
1 3/16
2,5
2 7/8
1 3/8
3 5/8
2
12 3/4
2 5/16
2 9/16
1 3/16
3 1/16
1 15/16
12
1,66
1,9
0,84
2,38
1,32
10,75
2,25
2 7/16
1 7/8
2,5
2 3/16
4
1,38
1,61
0,62
2,07
1,05
10,25
6.6. Perhitungan sambungan tutup (head) dengan dinding reactor
Untuk mempermudah perbaikan dan perawatan dari reaktor maka tutup
bejana dihubungkan dengan bagian shell secara system flange dan bolting.
Direncanakan :
P operasi : 20 psia
T design : 122oF
Flange material : ASTM A-201 grade B (Brownell and Young, hal 251)
Bolthing steel : ASTM A-193 grade B7 (Brownell and Young, hal 252)
Gasket material : asbestos filled (Brownell and Young, hal 228)
Shell Outside diameter : 240 in
Allowble stress of flange material : 15000
Allowble stress of bolthing material : 20000
Flange type (Brownell and Young hal 240) : Ring flange
a. Penentuan tebal gasket
Dari Brownell and Young, persamaan 12.2 hal 226, didapatkan :
1mpy
pmy
di
do
Dimana :
y = Yield stress (9000 psi)
m = Gasket factor (3,75)
do = diameter luar gasket
di = diameter dalam gasket
p = tekanan (20,5743 psia)
maka : )175,35743,20(9000
)75,35743,20(9000
di
do = 1,0012
Diketahui :
di gasket = OD gasket = 66 in
do = 66 x 1,0012 = 66,0762 in
lebar gasket minimal = (do – di)/2
= (66,0762 – 66)/2 = 0,0381 in
Diambil gasket (n) = 1/16 in = 0,0625
Diameter gasket rata – rata (G) = di + n
= 66 + 0,0625 = 66,0625 in
b. Perhitungan jumlah dan ukuran baut
- Beban supaya gasket tidak bocor (Hy), dengan menggunakan persamaan
12.88 Brownell and Young, hal 54 yaitu :
Wm2 = Hy = π x b x G x y
Dari Brownell and Young, Fig 12.12 hal 229, didapatkan :
bo = 2
n
2
0625,0 0,0313 in
untuk bo ≤ 0,0313 in maka b = bo = 0,0313
Hy = Wm2 = 3,14 x 0,0313 x 66,0625 x 9000
= 58341,4453 lb
- Beban agar baut tidak bocor (Hp), dengan menggunakan persamaan 12.90
Brownell and Young, hal 240 yaitu :
Hp = 2 x b x π x G x m x p
= 2 x 0,0313 x 3,14 x 66,0625 x 3,75 x 20,5743
= 2000,5602 lb
- Beban karena tekanan dalam (H), dengan menggunakan persamaan 12.89
Brownell and Young, hal 240 yaitu :
H = 5743,204
)0625,66(14,3
4
22
pG
= 70486,4061 lb
Jadi total berat pada kondisi operasi (Wm1)
Wm1 = H + Hp
= 70486,4061 lb + 2000,5602 lb
= 72486,4061 lb
Karena Wm1 (72486,4061 lb)> Wm2 (58341,4453 lb) maka yang mengontrol
adalah Wm1
- Perhitungan luas minimum bolting area (Am1), dengan menggunakan
persamaan 12.92 Brownell and Young, hal 240 yaitu :
Am1 = inf
Wm
b
8325,415000
9663,724861
- Menghitung bolt size optimum , dengan melihat tabel 10.4 hal 188 trial bolt
size = 7/8 in
Maka didapatkan : bolting area = 0,551 in2
Root area = 0,419 in2
Jadi jumlah bolting minimum = buahareaRoot
Am53,11
419,0
8325,4
≈ 12 buah
Dari table 10.4 hal 188 diperoleh :
o Ukuran nominal baut : 7/8 in
o Root area (A) : 0,491 in2
o Bolt spacing : 2 1/16 in
o Jarak radial minimum : 1 1/4 in
o Jarak dari tepi (E) : 1 1/16 in
o Nut dimension : 1 7/16 in
o Radius Fillet maksimal : 3/8 in
- Bolting area diameter ( C )
C = di shell + 2 (1,145 x go x R) (Brownell and Young, hal 243)
Dimana : di shell = 65,625 in
Ho shell = tebal shell = 3/16 in = 0,1875 in
Sehingga : C = 65,625 + 2 (1,145 x 0,1875 x 0,1875)
= 66,3546 in
- Diameter luar flange (OD)
OD = bolting area diameter + 2.E
= 66,3546 + 2 . 1,0625 = 68,4796 in = A
- Cek lebar gasket
Ab actual = jumlah bolting x root area
= 12 x 0,419
= 5,0280 in2
- Lebar gasket minimum
W = Gy2
fA allowactuab =
0625,6690002
150000280,5
= 0,0202 < 0,125 (memenuhi)
- Perhitungan moment
Untuk keadaan bolting up (tanpa tekanan dalam) dengan persamaan 12.94
halaman 242, didapatkan :
W = f2
AAm b1 = 150002
0202,02385,4
= 73953,5862 lb
Jarak radial dan beban gasket yang bereaksi terhadap bolting circle (hg) adalah
: hg = ½ (C –G)
= ½ (66,3546 – 66,0625)
= 0,1461 in
Jadi moment flange, Ma = W . hg
= 73953,5862 x 0,1461
= 10801,2529 lb.in
Untuk keadaan mement pada kondisi operasi
W = 73953,5682 = Wm1
Moment and force pada daerah dalam flange (HD)
HD = 0,785 x B2 x p
Dimana : B = OD shell = 66 in
P = tekanan operasi = 20,5743 psia
Maka : HD = 0,785 x (662) x 20,5743
= 70353,0985 lb
jarak jari – jari (hD) dari bolting circle sampai HD adalah :
hD = ½ (C – B) (Brownell and Young persamaan 12.100, hal 242)
= ½ (66,3546 – 66)
= 0,1773 in
- Moment komponen (MD)
MD = HD x hD (Brownell and Young persamaan 12.96, hal 242)
= 70353,0985 x 0,1773
= 12473,9341 lb.in
- Perbedaan antara beban baut flange dengan gaya hidrostatik total (Hg)
adalah :
Hg = W – H = Wm1 – H
= 73953,5682 lb - 70486,4061 lb
= 3467,0771 lb
- Moment komponen (Mg)
Mg = Hg x hg (Brownell and Young persamaan 12.98, hal 242)
= 3467,0771 x 0,1461
= 506,3829 lb.in
- Perbedaan antara gaya hidrostatik total dengan gaya hidrostatik dalam area
flange, adalah :
HT = H - HD
= 70486,4061 - 3467,0771
= 133,3076 lb
hT = ½ (hD + hg) = ½ (0,1773 + 0,1461)
= 0,1617 in
- Moment komponen (MT)
MT = HT x hT (Brownell and Young persamaan 12.97, hal 242)
= 133,3076 x 0,1617
= 21,5531 lb.in
- Jadi total moment pada keadaan operasi (Mo) adalah :
Mo = MD + MT + Mg
= 12473,9341 + 21,5531 + 506,3829 = 13001,8701 lb in
c. Perhitungan tebal flage
Dengan menggunakan persamaan 12.85, hal 242 Brownell and Young :
t =
5,0
o
BF
my
dimana : k = A/B
A = diameter luar flange (68,4796 in)
B = diameter dalam flange (66 in)
F = stress yang digunakan untuk bahan flange (15000)
Maka : K = 68,4796/66 = 1,0376
Dari Brownell and Young, fig 12.22, hal 238 didapatkan :
y = 50
Mo = 13001,8701 lb.in
Sehingga : t =
5,0
6615000
8701,1300150
= 0,8103 in
6.7. Perhitungan system peyangga
Sistem peyangga dirancang untuk meyangga berat bejana total dan
perlengkapannya.
Beban yang ditahan terdiri dari :
- Berat silinder dan tutupnya
- Berat larutan dalam silinder
- Berat pengaduk dan perlengkapannya
- Berat attachment
- Berat coil pendingin
a. Berat silinder dan tutupnya
Menghitung berat silinder
Ws = HIDOD4
22 (Walas, Pers 17.31 hal.566)
Dimana : Ws = berat silinder reactor (lb)
OD = diameter silinder luar reactor ( 66 in = 5,5 ft)
ID = diameter dalam silinder (65,625 in = 5,4688 ft)
H = tinggi silinder (10,8727 ft)
ρ = densitas bahan konstruksi (489 lb/ft2)
Maka : Ws = 4898734,84688,55,54
22
= 1430,6164 lb
Menghitung berat tutup bagian atas
Wd = A x t x ρ
Dimana :
A = Luas tutup standart dished (ft2)
t = tebal tutup standart dished (0,0156 ft)
ρ = densitas bahan konstruksi (489 lb/ft2)
h = tinggi tutup standart dished (0,9242 ft)
Karena :
A = 6,28 x Rc x h (Hesse, pers 4.16, hal 92)
Rc = Crown radius = 170
Sehingga :
A = 6,28 x 170 x 0,9242
= 38,1230 ft
Jadi :
Wd = 38,1230 x 0,0156 x 489
= 291,2837 lb = 132,1242 kg
Menghitung berat tutup bagian bawah
Wd = A x t x ρ
Dimana :
A = Luas tutup konikal (ft2)
t = tebal tutup konikal (0,1875in = 0,0156 ft)
ρ = densitas bahan konstruksi (489 lb/ft2)
Karena :
A = 22 D785,0)mD(h4)mD(785,0
D = diameter dalam silinder (65,625 in 5,4688 ft)
h = tinggi tutup konikal (1,7454 ft)
m = flat spot diameter = ½ . do
= ½ . 65,625 = 32,8125 in = 2,7344 ft
Maka :
A = 2
4688,5785,0)7344,24688,5(2
7454,1.4)7344,24688,5(785,0
= 38,1230 ft2
Jadi :
Wd = 38,1230 x 0,0156 x 489
= 291,2837 lb = 132,1242 kg
b. Berat larutan dalam silinder (W1)
W1 = m x t
Dimana : m = berat larutan dalam reactor = 13924,9534 lb/jam
t = waktu pengisian reactor = 1 jam
Maka : W1 = 13924,9534 x 1
= 13924,9534 lb = 6316,2601 kg
c. Berat poros pengaduk (Wp)
Wp = V x ρ
Dimana : Wp = berat poros pengaduk (lb)
V = volume poros pengaduk (ft2)
ρ = densitas dari bahan pengaduk (489 lb/ft3)
Jika : V = ¼ x π (D2 x L)
D = diameter poros pengaduk = 0,0401 ft
L = panjang poros pengaduk = 7,7341 ft
Maka : V = ¼ . 3,14 . (0,04012 x 6,4748)
= 0,0098 ft3
Jadi : Wp = 0,0098 x 489
= 4,7764 lb = 2,1665 kg
d. Berat pengaduk
Wi = V x ρ
Dimana: Wi = Berat pengaduk (lb)
V = Volume total (ft3)
ρ = densitas dari bahan konstruksi (489 lb/ft3)
Jika : V = 4 (p x l x t )
p = panjang 1 kuping blade = Da/2 = 1,6406/2 = 0,11245 ft
l = lebar 1 kuping blade = 0,2789 ft
t = tebal 1 kuping blade = 0,4557 ft
Maka : V = 4 ( 0,11245 x 0,2789 x 0,4557)
= 0,2085ft3
Jadi : Wi = 0,2085 x 489
= 101,9725 lb = 46,2540 kg
e. Berat coil pendingin
Wc = ¼ . π . (OD2 – ID
2) . H .
Dimana : Wc = Berat coil pendingin (lb)
OD = Diameter luar dari pipa pendingin = 0,675 in = 0,0563ft
ID = diameter dalam pipa pendingin = 0,0353 ft
H = panjang coil = 60,2074 ft
ρ = densitas bahan konstruksi = 489 lb/ft3
Jadi : Wc = ¼ . π . (0,05632 – 0,0353
2) . 60,2074. 489
= 14,1429 lb = 6,4151 kg
f. Berat attachment
Berat attcment meliputi perlengkapan seperti nozzle dan sebagainya.
Wa = 18 % x Ws (Brownell and Young, hal 157)
Dimana : Wa = Berat attachment (lb)
Ws = Berat silinder reactor = 954,6598 lb
Jadi : Wa = 18 % . 1430,6164
= 257,5110 lb = 116,8051 kg
Berat Total :
WT = Ws + Wd + W1 + Wp + Wi + Wc + Wa
= 1430,6164 + 7538,9736 + 13924,9534 + 4,7764 + 101,9725
+ 14,1429 + 257,5110
= 23564,2301 lb = 10688,5677 kg
Dengan factor keamanan adalah 10 % maka berat total reactor adalah :
= 90% . 23564,2301
= 21207,8071 lb = 9619,7109 kg
KOLOM PEYANGGA (LEG)
Direncanakan :
- Digunakan 4 buah kolom peyangga (kaki penahan)
- Digunakan kolom peyangga jenis I-beam
Perhitungan :
- Beban tiap kolom
P = n
W
Dbcn
LHPw4
Dimana :
P = Beban tiap kolom (lb)
Pw = Total beban permukaan karena angina (lb)
H = Tinggi vessel dari pondasi (ft)
L = Jarak antar vessel dengan dasar pondasi (ft)
Dbc= Diameter tangki (ft)
n = jumlah support
∑W = Berat total
Reaktor terletak didalam ruangan sehingga beban takanan angina tidak
dikontrol sehingga rumus berlaku :
P = n
W
= 4
2301,23564= 5891,0575 lb
Ditentukan jarak dengan tanah (L) = 5 ft
Panjang kolom penyangga = ( ½ . H) + ½ L
= ( ½ . 10,873) + 2,5
= 13,5909 ft = 163,0905 in = 4,1425 m
Jadi tinggi penyangga (LEG) = 3,3808 m
- Trial ukuran I - Beam
Dari brownell and Young, App G, hal 355, dicoba ukuran (3 x 2 3/8) in,
didapatkan : Nominal Size = 3 in
Area of section (Ay) = 1,64 in2
Depth of beam (h) = 3 in2
Width of flange (b) = 2,330 in
Axis Ky-y (R) = 1,23 in
Dengan : L/R = 163,0905 /1,23 = 132,5939
Karena L/R antara 60 - 200, maka Fc = 18000 psi
Fc aman = 18000 psi
Jadi : A = amanFc
P =
18000
0575,5891 = 0,3273in
2
Karena A hitung < A table maka I Beam dengan ukuran (3x 2 3/8) in memenuhi.
Base Plate
Direncanakan :
- Dibuat base plate dengan toleransi panjang adalah 5% dan toleransi lebar
20%.
- Digunakan besi cor sebagai bahan konstruksi dari base plate (f = 600).
Perhitungan :
Luas penampang base plate
Abp = fbp
p
Dimana :
Abp = luas penampang base plate
P = Beban dari tiap base plate = beban dari tiap kolom
fbp = Stress yang diterima oleh pondasi (bearing capacity) yang terbuat dari
beton (f = 600 lb/in2)
Jadi : Abp = 600
0575,5891 = 9,8184 in
2
Panjang dan lebar base plate
Abp = p x l
Dimana : p = panjang base plate (in) = 2 m + 0,95 h
l = lebar base plate (in) = 2 n + 0,8 b
Abp = luas base plate = 9,7406 in2
Diketahui m = n
Dari Brownell and Young, App G hal 354, didapatkan :
b = 5,5 in
h = 15 in
Jadi :
Abp = p x l
Abp = (2 m + 0,95 h) x (2 n + 0,8 b)
9,8184 = (2 m + 0,95 . 15) x (2 . n + 5,5)
9,8184 = 4 m2 + 38,1 m + 68,4
2,4546 = m2 + 9,325 m + 17,1
0 = m2 + 9,325 m + 13,2204
Sehingga :
m12 = a2
ca4bb 2
= 12
)2204,13(148184,98184,9 2
m1 = - 1,7439 in
m2 = - 7,5811 in
diambil m1 = - 1,9277 in
jadi :
p = 2 m + 0,95 h = 2 (-1,7439) + 0,95 . 15 = 10,7623 in
l = 2 n + 0,8 b = 2 (-1,7439) + 0,8 . 5,5 = 0,9123 in
supaya A baru > Abp , maka diambil nilai yg terbesar yaitu 10,7623 in
Abaru = p x l = 10,7623 x 10,7623 = 115,8271 in2
Fc baru = P/ Abaru
= 5891,0575 / 115,8271
= 50,8608 < 600 lb/in2 (dimensi memenuhi)
Jadi m dan n baru :
- p = 2 m + 0,95 h
10,7623 = 2 . m + 0,95 . 15
mbaru = -1,7439 in
- l = 2 n + 0,8 b
10,7623 = 2 . n + 0,8 . 5,5
nbaru = 3,1811 in
n baru > m baru , maka n mengontrol pemilihan terhadap base plate dihitung
berdasarkan n.
Tebal base plate
Tbp = (0,00015 x p x n2)0,5
Dimana :
Tbp = tebal base plate (in)
p = actual unit yang terjadi pada base plate (600 lb/in2)
n = 3,1811 in
Jadi : Tbp = (0,00015 x 600 x 3,18112)0,5
= 0,9543 in
Ukuran Baut
Beban tiap baut
P baut = 7644,14724
0575,5891
bautn
Plb/baut
A baut = baut
baut
f
P , diketahui f baut = 12000 lb/in
2, maka :
= 12000
7644,1472= 0,1227 in
2 ≈ ½ in
A baut = ¼ . π. db2
0,1227 = ¼. π. db2
db = 0,1218 in ≈ ½ in.
Dari Brownell and Young table 10.4 hal 188, didapatkan ukuran baut ½ in dengan
dimensi :
Ukuran baut = ½ in
Bolt spacing = 1 ¼ in
Jarak radial minimal = 1 3/16 in
Edge distance = 5/8 in
Nut dimension = 7/8 in
Radius Fill max = ¼ in
Perhitungan Lug dan Gasket
Digunakan 2 plate horizontal (lug) dan 2 plate vertical (Gasket)
Tebal plate horizontal
thp = allowf
M6 (Brownell and Young, pers. 10.41 hal 193)
Jika :
M = hA112
RlPt2
223
β = 422
2
tR
13 (Brownell and Young, pers. 6.86 hal 194)
Dimana :
thp = tebal plate horizontal (in)
M = Banding moment (axial)(lb.in)
f allow = Stress axial (in)
t = tebal shell (in)
P = Gaya axial (∑W/n)(lb)
R = jari– jari vessel (in)
μ = Poisson ratio = 0,33 (untuk baja)
A = lebar lug (horizontal plate) (in)
h = Tinggi gasket = tinggi lug (in)
untuk : β = 422
2
)16/3()625,2395,0(
33,013 = 0,2698
l = ½ ts + 1,5 + ½ b
= ½ (0,1875) + 1,5 + ½ (5,5) = 4,5938 in
A = h + 2 db
= 10,8333 + 2 ( ½ )
= 11,8333 in2
h = 5/3 x l
= (5/3 x (b + 2 db))
= (5/3 x (5,5 + 2 ( ½)))
= 10,8333 in
Maka : M = 8333,108333,11
233,0112
2)625,655,0(3438,47644,1472
2)16/3(
32698,0
= 13,8459 lb/in
Sehingga :
thp = 12000
8459,136= 0,0469 in ≈ 2/16 in
Tebal plate vertical
tg = 3/8 x thp
= 3/8 x 2/16
= 0,0469 in ≈ 1/16 in
Kesimpulan Spesifikasi Reaktor
Kesimpulan Spesifikasi Reaktor
1. Silinder
- Bahan = High Alloy Steel SA 240 Grade M Type 316
- Tebal silinder (ts) = 3/16 in = 0,4763 cm
- Diameter luar (do) = 66 in = 1,6764 m
- Diameter dalam (di) = 65,625 in = 1,6668 m
- Tebal tutup atas (tha) = 3/16 in = 0,4763 cm
- Tebal tutup bawah (thb) = 3/16 in = 0,4763 cm
- Tinggi tutup atas (ha) = 11,0906 in = 0,2817 m
- Tinggi tutup bawah (hb) = 20,9443 in = 0,5319 m
- Tinggi silinder (Ls) = 98,4393 in = 2,5004 m
- Tinggi reaktor (H) = 130,4742 in = 3,3141 m
2. Pengaduk
Digunakan pengaduk jenis Propeller with 3 blades.
Bahan konstruksi pengaduk = High Alloy Steel SA 240Grade M Type 316
Bahan konstruksi poros pengaduk = Hot Rolled SAE 1020
- Diameter luar pengaduk = 1,6406 ft = 0,5 m = 19,6872 in
- Tinggi blade = 1,4766 ft = 0,45 m = 17,7192 in
- tinggi larutan dalam silinder = 6,7981 ft = 2,0721 m = 81,5772 in
- tinggi pengaduk dari dasar tangki = 1,2066 ft = 0,0306 m = 14,4792 in
- Diameter dalam pengaduk = 1,3406 ft = 0,0340 m = 16,0872 in
- Lebar blade = 0,2789 ft = 8,5 cm = 3,3468 in
- Tebal bafle = 0,4557 ft = 13,8897 cm = 5,4684 in
- Diameter poros = 0,4813 in = 0,0401 ft
- Panjang poros = 96,7313 in = 8,0609 ft
- Daya pengaduk = 33 Hp
- Jumlah pengaduk = 1 buah
3. Koil pendingin
- Bahan = High Alloy Steel SA 240 Grade M Type 316
- Diameter dalam = 0,423 in
- Diameter luar = 0,675 in
- Jumlah lilitan = 10 buah
- Panjang lilitan = 60,2074 ft
- Tinggi coil = 24,3 in
4. Nozzle
o Nozzle untuk pemasukan C6H6
Diameter dalam (di) = 1,380 in
Diameter luar (do) = 1,660 in
Schedule (NPS) = 1 ¼ inc sch. 40
Luas (A) = 0,01040 ft2
Jumlah Baut = 4 buah
o Nozzle untuk pemasukan gas Chlor
Diameter dalam (di) = 1,6 in
Diameter luar (do) = 1,9 in
Schedule (NPS) = 1 ½ inc sch. 40
Luas (A) = 0,01414 ft2
Jumlah Baut = 4 buah
o Nozzle untuk pemasukan dan pengeluaran coil pendingin
Diameter dalam (di) = 0,493 in
Diameter luar (do) = 0,675 in
Schedule (NPS) = ½ inc sch. 40
Luas (A) = 0,00133 ft2
Jumlah Baut = 4 buah
o Nozzle untuk pengeluaran produk bawah
Diameter dalam (di) = 2,067 in
Diameter luar (do) = 2,375 in
Schedule (NPS) = 2 inc sch. 40
Luas (A) = 0,0233 ft2
Jumlah Baut = 4 buah
o Nozzle untuk pengeluaran produk atas
Diameter dalam (di) = 1,049 in
Diameter luar (do) = 1,315 in
Schedule (NPS) = 1inc sch. 40
Luas (A) = 0,006 ft2
Jumlah Baut = 4 buah
o Nozzle untuk hand hole
Diameter dalam (di) = 7/8 in
Diameter luar (do) = 16 in
Schedule (NPS) = 10
Luas (A) = 0,006 m
Jumlah Baut = 12 buah
5. Flange
- Bahan = High Alloy Steel SA 201 Grade B
- Tebal = 0,7312 in = 1,8573 cm
- Diameter luar = 56,4796 in = 1,4346 m
- Diameter dalam = 54 in = 1,3716 m
- Type = ring flange
6. Bolting
- Bahan = High Alloy Steel SA 193 Grade B7
- Ukuran = 1 in = 2,54 cm
- Jumlah baut = 12 buah
- Bolting area diameter = 54,3546 in = 1,3806 m
- Edge distance (E) = 1 1/16 in = 2,6987 cm
- Minimum radial (C) = 1 3/8 in = 2,4925 cm
7. Gasket
- Bahan konstruksi = Asbestos filled
- Lebar minimal (L) = 0,0313 in = 0,0795 cm
- Tebal (n) = 0,0625 in = 0,1587 cm
- Diameter rata – rata (G) = 54,0625 in = 1,3732 m
8. Sistem penyangga
- Jenis penyangga = kolom I beam
- Jumlah = 4 buah
- Panjang = 133,1004 in = 3,3808 m
- Ukuran nominal pipa (NPS) = 3 x 2 3/86 in
- Area of section (Ay) = 20,46 in = 51,9684 cm
- Depth of beam (h) = 1,64 in = 4,1656 cm
- Widhth of flange (b) = 2,330 in = 5,9182 cm
- Axis Ky-y = 1,23 in = 3,1242 cm
9. Base plate
- Bahan konstruksi = Carbon steel
- Panjang = 10,7623 in = 27,7623 cm
- Lebar = 10,7623 in = 27,7623 cm
- Tebal = 0,9533 in = 2,4214 cm
- Ukuran baut = ½ in = 1,27 cm
- Jumlah baut = 4 buah
10. Lug dan Gasket
- Tebal plate horizontal = 2/16 in = 3,175 cm
- Tebal plate vertical = 1/16 in = 0,1588 cm
11. Sistem pondasi
- Bahan konstruksi = cement dan Gravel sand
- Ukuran atas = 15 x 15 in
- Ukuran bawah = 20 x 20 in
- Tinggi pondasi = 20 in
BAB VI
PERANCANGAN ALAT UTAMA
Nama Alat : Kolom Distilasi
Kode alat : D-120
Fungsi : Untuk memisahkan benzentrichlorid dari toluen dan air
Type : Sieve tray
Prinsip Kerja :
Kolom distilasi merupakan suatu bejana tegak yang berdiri pada skirt dan
pondasi beton. Feed dialirkan kedalam kolom distilasi yang memiliki plate yang
tersusun secara seri. Pada operasi normal uap bergerak keatas melalui lubang –
lubang tray yang terdispersi oleh liquid yang mengalir diatasnya. Akibat adanya
kontak tersebut sejumlah liquid diuapkan, kemudian uap yang terbentuk akan di
kondensasikan didalam kondensor dan dikeluarkan sebagai produk (distilat) dan
sebagian dikembalikan kedalam kolom distilasi sebagai refluk. Hasil bawah akan
dikeluarkan sebagai bottom produk.
Dari neraca massa Appendiks A dan neraca panas Appendiks B :
1. Feed masuk
Rate : 4038,5414 kg/jam
Temperatur : 129,4214 oC
2. Destilat
Rate : 21,3680 kg/jam
Temperatur : 108,0645 oC
3. Bottom
Rate : 4017,1734 kg/jam
Temperatur : 131,721 oC
Tahap perancangan:
1. Perancangan kolom distilasi
a. Jumlah plate yang dibutuhkan
b. Ukuran diameter kolom
c. Jarak antara tray (tray spacing)
d. Menentukan type tray
e. Konstruksi detail tray
2. Perencanaan nozzle
3. Perencanaan mekanis
4. Perencanaan skirt suport dan pondasi
6.1. Perancangan Kolom Distilasi
Dari neraca panas:
R = 0,2421
10,2421
0,2421
1R
R
Rm = 0,1614
10,1614
0,1614
1Rm
Rm
Dari fig. 11.7-3 Geankoplis hal 688, didapatkan :
39,0actN
Nm
A. Menentukan jumlah plate
Penentuan jumlah plate minimum (Nm) dengan menggunakan metode
Fenske (persamaan 11.7-12 Geankoplis 3th
, hal 683)
Relative volality ( ) dari light key, dihitung dari temperatur dew point top dan
bubble point bottom, dimana:
Dari appendiks B didapat :
LD = 1,4025
LW = 0,6260
XLD = 0,0753
XHD = 0,9214
XLW = 0,0000004
XHW = 0,0000036
LK = ( LD x LW)1/2
= (1,4025 x 0,6260)1/2
= 0,9370
Nm =avL,
LWHWHDLD
α log
.W).W/X.D).(X.D/X(Xlog
= 9370,0log
)]5843,20.0000004,0/5843,20.0000036,0).(8209,0.9214,0/8209,0.0753,0log[(
= 5,1964 5 buah
N
N
N
NN minmin
1
39,01
min
N
NN
N – 5 = 0,39 (N + 1)
N – 5 = 0,39 N + 0,39
N = 8,8361 9 buah
Jumlah plate aktual ditentukan dengan Gilliand Corelation antara plate actual
dengan refluks minimal dan plate teoritis, sehingga:
Nact = 9 buah
B. Menentukan letak umpan masuk
Penentuan letak umpan masuk menggunakan metode Kirk Bride’s (persamaan
11.7-21, Geankoplis 3th
halaman 687 )
])log[(206,0logHD
LW
LF
HF
X
X
D
Wx
X
X
Ns
Ne
=9214,0
0000004,0
3680,21
1734,4017
0344,0
0039,0log206,0
= -0,3796
Ns
Ne= 0,6841
Ne + Ns = 9
0,6841 Ns + Ns = 9
1,6841 Ns = 9
Ns = 5,3441 5
Ne + 5 = 9
Ne = 4
Jadi feed masuk pada plate ke- 4 dari atas dan ke- 5 dari bawah
6.1.1. Menghitung BM rata – rata
Komponen XF XD XB YF YD YB BM
C6H5CH3 0.0039 0.1025 0.0000004 0.0065 0.0953 0.000001 92
C6H5CCl3 0.9617 0.0025 0.9999960 0.9034 0.0013 0.999999 195.5
H2O 0.0344 0.8950 0.0000036 0.0901 0.9035 0.000010 18
Total 1.0000 1.0000 1.0000 1.0000 1.0000 1.0000 305.5
Enriching
Bagian atas
BM Liquid = XD1.BMD1+XD2.BMD2+XD3.BMD3.
= (0,1025 x 92) + (0,0025 x 195,5) + (0,8950 x 18)
= 26,0310 lb/lbmol
BM Uap = YD1.BMD1+YD2.BMD2+YD3.BMD3
= (0,0953 x 92) + (0,0013 x 195,5) + (0,9035 x 18)
= 25,2740 lb/lbmol
Bagian Bawah
BM Liquid = XF1.BMF1+XF2.BMF2+XF3.BMF3
= (0,0039 x 92) + (0,9617 x 195,5) + (0,0344 x 18)
= 188,9894 lb/lbmol
BM Uap = YF1.BMF1+YF2.BMF2+YF3.BMF3
= (0,0065 x 92) + (0,9034 x 195,5) + (0,0901 x 18)
= 178,8343 lb/lbmol
Exhausting
Bagian Atas
BM Liquid = BM liqui bagian bawah enriching
= 188,9894 lb/lbmol
BM Uap = BM uap bagian bawah enriching
= 178,8343 lb/lbmol
Bagian Bawah
BM Liquid = XB1.BMB1+XB2.BMB2+XB3.BMB3
= (0,0000004 x 92) + (0,9999960 x 195,5) + (0,0000036 x 18)
= 195,4993 lb/lbmol
BM Uap = YB1.BMB1+YB2.BMB2+YB3.BMB3
= (0,000001 x 92) + (0,999999 x 195,5) + (0,00001 x 18)
= 195,5 lb/lbmol
6.1.2. Perhitungan beban distilasi
Uap Liquid
lbmol/jam BM lb/jam lbmol/jam BM lb/jam
Enriching
Atas 2.9753 25.2740 75.1974 0.5799 26.0310 15.0962
Bawah 2.9753 178.8343 532.0837 0.5799 188.9894 109.6011
Exhausting
Atas 29.9312 178.8343 5352.7244 45.3722 188.9894 8574.8693
Bawah 29.9312 195.5000 5851.5497 45.3722 195.4993 8870.2369
Perhitungan beban distilasi terletak pada exhausting bagian bawah.
L = 8870,2369 lb/jam, BM = 195,4493
V = 5851,5497 lb/jam, BM = 195,5
Densitas campuran:
To = 298,15 K
T1 = Suhu feed masuk Kolom distilasi = 402,5712 K
Vo = 359 (volume udara dalam keadaan standar)
Pi = Po = 1 atm
V = 3lb/ft 0,40331 x 402,5712 x 359
298,15x1 x 195,5
Po x Ti x Vo
Pi x To x BM
toluen = 54,1188 lb/ft3
benzentrichlorid = 54,8492 lb/ft3
air = 62,43 lb/ft3
L = (0,0039 x 54,1188) + (0,9617 x 54,8492) + (0,0344 x 62,43)
= 55,1070 lb/ft3
Volume trik flow rate.
QV =ik
jamx
V
V det3600
1
= /detikft 0302,4detik 3600
jam 1x
lb/ft 0,4033
lb/jam5851,5497 3
3
QL = 3
48,7
60
1
ft
galx
menit
jamx
L
L
= gpm 20,0668ft
lb 7,48x
menit 60
jam 1x
lb/ft 55,1070
lb/jam8870,236933
Menentukan Surface Tension ( )
=
4
5,18
VL
=
4
5,18
4033,01070,55
= 76,4502 dyne/cm
6.1.3. Menentukan diameter dan tray spacing
G = C )( VLV
C = konstanta Ludwig fig 8-38 hal 56
d = 1,13G
Vm
Misal Lw/d = 60 % didapat Ad = 5% At (Ludwig gbr 8.69 hal 88)
Harga shell = ( x dT/12)h1 (h1= $3,0/ft2)
Harga tray = {(1-0,5) /4 d2)h2 (h2=$1,5/ft
2)
Harga downcomer = (0,6 d T/12)h3 (h3= $0,7 /ft2)
Harga total = harga shell + Harga tray + Harga downcomer
Dengan cara tersebut didapatkan harga pada tabel berikut untuk T=10-20 in
T
(in) C
G
(lb/ft2)
d
(ft)
Harga
shell
($)
Harga
tray
($)
Harga
downcomer
($)
Harga total
($)
10 210 986.3924 2.7523 21.6052 8.4735 0.35 30.4287
12 365 1714.4440 2.0876 19.6654 4.8752 0.42 24.9606
15 520 2442.4955 1.7490 20.5948 3.4220 0.525 24.5418
18 640 3006.1483 1.5766 22.2767 2.7804 0.63 25.6871
20 690 3241.0036 1.5184 23.8382 2.5789 0.7 27.1171
Diambil T 12 in dengan d = 1,7490 ft = 20,988 in karena mempunyai harga yang
paling murah.
6.1.4. Menentukan type aliran
L = gpmmenit
ftgalx
ftlb
jamlb0668,20
60
/48,7
/1070,55
/2369,8870 3
3
dari gambar 8.63 Ludwig hal 96, type aliran adalah “Reverse Flow”
EVALUASI HASIL RANCANGAN
1. Pengecekan terhadap liquid head (hd)
Qmax = 1,3 x L = 1,3 x 20,0668 gpm = 22,0869 gpm
Qmin = 0,7 x L = 0,7 x 20,0668 gpm = 14,0468 gpm
d = 1.7490 ft = 20,9883 in
T = 15 in
L = 20,0668 gpm
V = 5851,5497 lb/jam
how max =
3/2
98,2
max
Lw
Q How min =
3/2
98,2
min
Lw
Q
hw = 1,5 – 2 (diambil 2)
hlmax = hw + how max
hlmin = hw + how min
lw/d 55 60 65 70 75 80 85
lw 11.5436 12.5930 13.6424 14.6918 15.7413 16.7907 17.8401
how max 0.8316 0.7847 0.7439 0.7081 0.6763 0.6478 0.6221
how min 0.5504 0.5194 0.4924 0.4687 0.4476 0.4287 0.4118
hw 2 2 2 2 2 2 2
Hl max 2.8316 2.7847 2.7439 2.7081 2.6763 2.6478 2.6221
Hl min 2.5504 2.5194 2.4924 2.4687 2.4476 2.4287 2.4118
Diambil optimalisasi diameter Kolom distilasi sesuai dengan Lw/d 85%, maka:
hw- hc = 0,25 in
untuk hw = 1,5 in, maka hc = 1,25 in
untuk hw = 2 in, maka hc = 1,75 in
untuk hc = 1,25 in
Adc = 1549,0144
1,25 x 17,8401
144
hc x lw
Ad = 17,5 % At = 0,175 (0,25 d2) = 0,4202 ft
2
Ap = 0,1549 ft2 (karena Adc < Ad)
hd = 0,03 0851,0100
max2
xAp
QL < 1 in memenuhi
Kesimpulan sementara:
d = 1,7490 ft
T = 15 in
hw = 2 in
hd = 0,0851 in
2. Pengecekan harga tray spacing
Untuk lw/d = 85 %, pada gambar 8,48 Ludwig didapatkan harga
Wd = 23,5 %d = 4,9323 in
r = d/2 = 1,7490/2 ft = 0,8745 ft
x = ftWsWdd
2135,012
39323,48745,0
122
Aa = )sin(2 1222
r
xrxrx
= )8745,0
2135,0sin8745.02135,08745,02135,0(2 1222
= 19,2123
Untuk bentuk maka Ao/Aa = 0,9065/in2
Sehingga:
n 2.5 3 3.5 4 4.5
Ao 2.7866 1.9351 1.4217 1.0885 0.8600
Untuk n = 3 Vo max:
V = det/0302,43600.4033,0
5497,5851
)3600.(
3ftV
V max = det/2392,50302,43,13,1 3ftxVx
Uo max = 7075,29351,1
2392,5max
Ao
Vft/detik
Ac = At – (2 Ad) = 0,25 d2 – 2 x 0,4202 = 1,9812 ft
2
hp =
22
125,14,02
14,112Ac
Ao
Ac
Ao
gc
Uo
L
V
=
22
9812,1
9351,11
9812,1
9351,125,14,0
2,32.2
7075,214,1
1070,55
4033,012
= 1,2978 in
hr = 5662,01070,55
2,312,31
L
in
hl = how + hw
= 0,6221 + 2
= 2,6221
ht = hp + hr + hl
= 1,2978 + 0,5662 + 2,6221
= 4,4861
hb = ht + hl + hd
= 4,4861 + 2,6221 + 0,0851
= 7,1934
Pengecekan 5,0hwT
hb
5,0215
1934,7
0,4231 0,5 (memenuhi)
3. Pengecekan stabilitas tray dan weeping
Syarat hpm hpw
V min = 8211,20302,47,07,0 xxV ft/det
Uo min = 4579,19351,1
8211,2min
Ao
Vft/det
hpm =
22
125,14,02
14,112Ac
Ao
Ac
Ao
gc
Uo
L
V
=
22
9812,1
9351,11
9812,1
9351,125,14,0
2,32.2
4579,114,1
1070,55
4033,012
= 0,3763 ft = 4,5156 in
hpw = 0,2 + 0,5 hl
= 0,2 + 0,5(2,6221)
= 1,5111 in
Syarat stabil hpm hpw
4,5156 1,5111 (memenuhi)
4. Pengecekan pada entrainment
Syarat tidak terjadi entraintment e0/e 1 dimana e0 = 0,1
Uc = ft/det 2,6445Ac
Vmax
Tc = T – 2,5(hl)
= 15 – 2,5(2,6221)
= 8,4447 in
e = 0,22 0051,04447,8
2,6445
4502,76
7322,0
732,32,3
Tc
Uc
eo/e =0051,0
1,0
= 19,5517 1 memenuhi
5. Pelepasan uap dalam downcomer
Syarat pelepasan uap dalam downcomer : wl/wd 0,6 in
wl = )(6,0 hbhwThow
= )1934,7215(6221,06,0
= 2,3277 in
wd = 23,5 % d (Ludwig fig 8,48)
= 4,9323 in
4719,09323,4
3277,2
wd
wl 0,6 memenuhi
6.1.5. Menentukan dimensi kolom
Menentukan tinggi kolom :
Jumlah tray aktual = 9
Jumlah tray total = tray aktual + 1tray kondensor + 1 tray reboiler
= 9 + 1 + 1
= 11
Jarak antar tray (T) = 15 in
Tinggi shell = (11 x 15 in) = 165 in = 13,75 ft
Diameter kolom distilasi (di) = 1,7490 ft = 20,9883 in
Penentuan tinggi tutup atas dan tutup bawah (standard dished)
V dish = 0,0847 di3 = 0,4532 ft
3
Tinggi tutup (la=lb) = 0,169 d = 0,2956 ft
Tinggi tangki total = la + lb + ls
= (0,2956 + 0,2956 + 13,75) ft
= 14,3412 ft = 172,0941 in
Menentukan volume kolom distilasi
Umpan masuk = 8903,4492 lb/jam
Waktu tinggal volume selama 1 jam
V liquida = L
F
= 35666,1611070,55
14492,8903ft
jamx
Kolom distilasi diisi 80% maka:
V kolom = 9583,2018,0
5666,161ft
3
V liquid dalam shell = V liq – V dish
= 161,5666 – 0,4532 = 161,1134 ft3
Vls = 0,25 di2 hl
hl = ftxdi
Vls0916,67
7490,125,0
1134,161
25,0 22
Menentukan tekanan design
P design = P operasi
= 14,7 psig
Menentukan tebal tangki (ts)
Berdasarkan Brownell & Young hal 254 & 335 bahan yang digunakan Carbon
Steel SA 135 Grade B, F= 12750, C= 1/16, E = 0,85
ts =16
1
)6,0(2 piFxE
pixdi
= 16
1
)7,146,085,012750(2
9833,207,14
xx
x
= 16
3
16
2278,1
Standardisasi do = di + 2ts
= 21,3633 in
Pendekatan ke do = 22 in
di = do – 2ts
= 22 -2(3/16)
= 21,6250 in = 1,8021 ft
Menentukan tebal tutup atas dan bawah standar dished (tha dan thb)
r = d = 21,6250 in = 1,8021 ft
16
3
16
4154,1
16
1
)7,141,085,012750(
6250,217,14885,0
1,0
885,0
xx
xx
piFxE
xpixrtha
6.2. Perancangan Nozzle
Nozzle pada kolom distilasi dibagi menjadi 5 macam :
1. Nozzle feed masuk
2. Nozzle top kolom
3. Nozzle refluks kondensor
4. Nozzle bottom kolom
5. Nozzle uap reboiler
Uraian :
6.2.1. Nozzle Feed Masuk
Rate massa = 4038,5414 Kg/jam = 8903,4492 lb/jam
liquida = 55,1070 lb/ft3
det/0449,0det3600
1
/1070,55
/4492,8903m Q 3
3
L
ftxftlb
jamlb
Asumsi : aliran turbulen,
Dari Peter & Timmerhaus 3th
, persamaan 45 hal.381, didapat:
Di optimal = 3,9 x QL 0,45
x 0,13
= 3,9 x 0,0449 0,45
x 55,1070 0,13
= 1,6250 in ≈ 2 in
Digunakan pipa standar 2 in, dari App A. Tabel A.5-1, Geankoplis, dimana:
Dnom = 2 in Sch 40 ST 40S
OD = 2,375 in = 0,1979 ft
ID = 2,067 in = 0,1722 ft
Luas Area (A) = 0,0233 ft2 = 3,3552 in
2
Pengecekan asumsi:
Laju alir liquida ( V ) = dtftft
ikft
A
Q/9262,1
0233,0
det/0449,02
3
4Re
1073,2
1070,559262,11723,0
x
xxxvxDN
= 66972,4898 > 4000 (memenuhi)
6.2.2. Nozzle Uap Keluar Top Kolom
Rate massa = 21,3680 Kg/jam = 47,1082 lb/jam
liquida = 55,1070 lb/ft3
det/0001,0det3600
1
/1070,55
/1082,47m Q 3
3
L
ftxftlb
jamlb
Dari Peter & Timmerhaus 3th
, persamaan 45 hal.381, didapat:
Di optimal = 3,9 x QL 0,45
x 0,13
= 3,9 x 0,0001 0,45
x 55,1070 0,13
= 0,1076 in ≈ 1/2 in
6.2.3. Nozzle Refluks Kondensor
Rate massa = 5,1733 Kg/jam = 11,4052 lb/jam
liquida = 55,1070 lb/ft3
det/57490,5det3600
1
/1070,55
/4052,11m Q 3
3L
ftExftlb
jamlb
Dari Peter & Timmerhaus 3th
, persamaan 45 hal.381, didapat:
Di optimal = 3,9 x QL 0,45
x 0,13
= 3,9 x 5,7490E-50,45
x 55,1070 0,13
= 0,0811 in ≈ 1/2 in
6.2.4. Nozzle Bottom Kolom
Rate massa = 4017,1734 Kg/jam = 8856,3409 lb/jam
liquida = 55,1070 lb/ft3
det/0446,0det3600
1
/1070,55
/3409,8856m Q 3
3L
ftxftlb
jamlb
Asumsi : aliran turbulen,
Dari Peter & Timmerhaus 3th
, persamaan 45 hal.381, didapat:
Di optimal = 3,9 x QL 0,45
x 0,13
= 3,9 x 0,0446 0,45
x 55,1070 0,13
= 1,6211 in ≈ 2 in
Digunakan pipa standar 2 in, dari App A. Tabel A.5-1, Geankoplis, dimana:
Dnom = 2 in Sch 40 ST 40S
OD = 2,375 in = 0,1979 ft
ID = 2,067 in = 0,1723 ft
Luas Area (A) = 0,0233 ft2 = 3,3522 in
2
Pengecekan asumsi:
Laju alir liquida ( V ) = det/9160,10233,0
det/0446,02
3
ftft
ikft
A
Q
Nre= 41073,2
1070,559160,11723,0
x
xxxvxD
= 75778,1317 > 4000 (memenuhi)
6.2.5. Nozzle Uap Reboiler
Rate massa = 21,3680 Kg/jam = 47,1082 lb/jam
liquida = 55,1070 lb/ft3
det/0002,0det3600
1
/1070,55
/1082,47m Q 3
3L
ftxftlb
jamlb
Asumsi : aliran turbulen.
Dari Peter & Timmerhaus 3th
, persamaan 45 hal.381, didapat:
Di optimal = 3,9 x QL 0,45
x 0,13
= 3,9 x 0,0002 0,45
x 55,1070 0,13
= 0,1536 in ≈ 1/2 in
Digunakan pipa standar 1/2 in, dari App A. Tabel A,5-1, Geankoplis, dimana:
Dnom = 1/2 in Sch 40 ST 40S
OD = 0,840 in = 0,07 ft
ID = 0,662 in = 0,0518 ft
Luas Area (A) = 0,0021 ft2
Pengecekan asumsi:
Laju alir liquida ( V ) = det/1125,000211,0
det/0002,02
3
ftft
ikft
A
Q
Nre = 41073,2
1070,551125,00518,0
x
xxxvxD
= 13393,9823 > 4000 (memenuhi)
Dari Brownell & Young, fig 12.3 hal 222 didapat dimensi flange untuk semua
nozzle. dipilih Flange Standart Type Slip-on. dengan dimensi:
Nozzle NPS A T R E L B
A 2 6 ¾ 3 5/8 3 1/16 1 2.44
B 1/2 3 1/2 7/16 1 3/8 1 3/16 5/8 0.88
C 1/2 3 1/2 7/16 1 3/8 1 3/16 5/8 0.88
D 2 6 ¾ 3 5/8 3 1/16 1 2.44
E 1/2 3 1/2 7/16 1 3/8 1 3/16 5/8 0.88
Keterangan:
Nozzle A : Nozzle feed masuk
Nozzle B : Nozzle top kolom
Nozzle C : Nozzle refluks kondensor
Nozzle D : Nozzle uap reboiler
Nozzle E : Nozzle bottom kolom
NPS : Ukuran nominal pipa
A : Diameter luar flange, in
T : Tebal minimal flange, in
R : Diameter luar bagian yang menonjol, in
E : Diameter hubungan, in
L : Panjang hubungan, in
B : Diameter dalam flange, in
6.3. Sambungan antar tutup dengan shell
Untuk mempermudah pemeliharaan dan perbaikan dari kolom distilasi,
maka tutup menara dihubungkan dengan bagian shell menggunakan sistem flange
dan bolting.
1. Flange
Bahan : High Alloy Steel SA – 336 grade F8 Type 304
Tensile stress minimum : 75000
Allowable stress : 16000
(Brownell & Young, App. D hal 344)
Type flange : Ring Flange Lose Type
2. Bolting
Bahan : High Alloy Steel SA – 193 grade F8 Type 304
Tensile stress minimum : 75000
Allowable stress : 13300
(Brownell & Young, App. D hal 344)
3. Gasket
Bahan : Asbestos
(Brownell & Young, fig 12.11 hal 228)
Tebal : 1/16
Gasket factor (m) : 2,75
Minimum Design seating stress (Y) : 3700 Psi
6.3.1. Menentukan lebar Gasket
Penentuan lebar gasket dengan menggunakan rumus dari Brownell & Young
persamaan 12.2 hal 226:
)1(
.
mpy
mpy
di
do
)175,2(7,14(3700
)75,27,14(3700 x
di
do
002,1di
do
di gasket = OD shell = 22 in
do gasket = 1,002 x 22 = 22,0443 in
lebar gasket minimum = 0222,02
220443,22
2
dido
=16
2
16
3546,0
Diambil lebar gasket = 2/16 in
Diameter rata – rata gasket ( G) = di + lebar gasket
= 22 + 2/16
= 22,125 in
6.3.2. Perhitungan jumlah dan ukuran baut
A. Perhitungan Beban Baut
- Beban supaya gasket tidak bocor (HY)
Wm2 = HY = b x x G x y (Brownell & Young, pers 12.88 hal 240)
Dari fig 12.12, hal 229 didapatkan lebar setting gasket bawah:
untuk bo< ¼ , b = bo = 1/16 = 0,0625 in
sehingga:
HY = Wm2 = 0,0625 x 3,14 x 22,125 x 3700
= 16065,5156 lb
= 7287,2040 Kg
- Beban tanpa tekanan (Hp)
m = 2,75 (Brownell & Young fig. 12.11 hal 228)
Hp = 2 x b x x G x m x p (Brownell & Young, pers 12.90 hal 240)
= 2 x 0,0625 x 3,14 x 22,125 x 2,75 x 14,7
= 351,0532 lb
= 159,2353 Kg
- Beban baut karena internal pressure (H)
H =4
G x 2 xp (Brownell & young, pers 12.89 hal 140)
=4
14,7 x 22,125 x 3.14 2
= 5648,7656 lb
= 2562,2400 Kg
Jadi total berat pada kondisi operasi
Wm1 = H + Hp
= 2562,2400 + 159,2353
= 2721,4753 Kg = 5999,8188 lb
B. Perhitungan luas bolting minimum area
Dengan persamaan 12-92, Brownell & Young, hal 240
Am = 2079,113300
5156,160652
fa
Wmin
2
C. Perhitungan ukuran bolt minimum
Dari Brownell & Young, tabel 10.4 hal 188 dicoba:
Ukuran baut = ½ in
Root area = 0,126 in2
Maka jumlah bolting minimum
126,0
2079,1
areaRoot
Am
= 9,5868 ≈ 10 buah
Dari Brownell & Young, tabel 10.4 hal 188 didapat:
Bolt spacing (Bs) = 1 ¼ in
Minimum Radial distance (R) = 13/16 in
Edge distance (E) = 5/8 in
Bolting circle diameter (C) = ID shell + 2(1,4159 x go + R)
Dengan go = tebal shell = 3/16 in
ID shell = 19,6250 in
C = ID + 2(1,4159 go + R)
= 21,6250 + 2((1,415 x 3/16) + 13/16 )
= 23,7810 in
n x Bs/ = 10 x 1 1/4 /3,14 = 3,9809 << 10 (memenuhi)
Diameter luar flange:
OD = C + 2E = 23,7810 + 2(5/8 ) = 25,0310 in
Cek lebar gasket :
Ab actual = jumlah bolt x root area = 10 x 0,126 = 1,26 in2
Lebar gasket minimum = 125,22370014,32
1330026,1
2 xxx
x
GxYxx
FxAbaktual
= 0,0326 < 2/16 (memenuhi)
D. Perhitungan moment
Untuk keadaan bolting up (tanpa tekanan dalam)
W = 2
)( xFaAmAb (Brownell & Young pers 12.94 hal 242)
= 2
13300)2079,1261,1( x
= 16411,7578 lb
Jarak radial dari beban gasket terhadap bolt circle (hg)
hg = 2
GC (Brownell & Young pers 12.101 hal 242)
= 2
125,227810,23
= 0,8280 in
Moment flange (Ma)
Ma = hg x W = 0,8280 x 16411,7578 = 13588,6277 lbin
Dalam keadaan operasi:
W = Wm1 = 2721,4753 Kg = 5999,8188 lb
Moment & force pada daerah dalam flange (HD)
HD = 0,785 x B2 x p (Brownell & Young, pers. 12,96 hal 242)
Dimana:
B = Diameter luar shell = 22 in
P = tekanan = 14,7 psi
HD = 0,785 x 222 x 14,7 = 5585,1180 lb
Radial bolt circle pada aksi HD
hD = (C-B)/2 = (23,7810-22)/2 = 0,8905 in
Moment HD:
MD = hD x HD ( Brownell & Young, pers. 12.96 hal 242)
= 0,8905 x 5585,1180 lb in = 4973,4429 lb in
HG = W – H (Brownell & Young, pers. 12.98 hal 242)
= 16411,7578 lb – 5648,7656 lb
= 10762,9923 lb
MG = hG x HG ( Brownell & Young, pers. 12.98 hal 242)
= 0,8280 x 10762,9923
= 8911,5558 lb
HT = H – HD ( Brownell & Young, pers. 12.97 hal 242)
= 5648,7656 lb – 5585,1180
= 63,6476 lb
hT = (hD + hG)/2
= (0,8905 + 0,8280)/2
= 0,8592 in
Moment MT
MT = HT x hT
= 63,6476 x 0,8592 = 54,6880 lb in
Moment total pada keadaan operasi:
Mo = MD + MG + MT
= 4973,4429 + 8911,5558 + 54,6880
= 13939,6866
Maka Mmax = Mo (karena Mo > Ma)
6.3.3. Perhitungan tebal flange
Dengan persamaan 12.85, Brownell & Young, hal 242
fxB
MxYt
max
Dimana : K = B
A
A = diameter luar flange = 25,0310 in
B = diameter luar shell = 22 in
Maka :
K = 1378,122
0310,25in
Dari Brownell & Young fig. 12.2 hal 238 dengan harga K = 1,1378
didapatkan harga Y = 15
Sehingga tebal flange :
fxB
MxYt
max
8346,02213300
6866,1393915
x
xt in = 1 in
6.4. Perhitungan Penyangga
Penyangga dirancang untuk menahan beban kolom distilasi dan perlengkapannya.
Beban – beban yang ditahan oleh kolom penyangga terdiri dari:
a. Berat bagian shell
- Berat shell
- Berat tutup
b. Berat Kelengkapan bagian dalam
- Berat downcomer
- Berat tray
c. Berat kelengkapan bagian luar
- Berat pipa
- Berat attachment seperti nozzle, valve, dan alat kontrol.
6.4.1. Perhitungan beban yang harus ditahan kolom penyangga
a. Berat Shell
Tebal shell = 3/16 in = 0,0156 ft
OD shell = 22 in
ID shell = 21,6250 in
Tinggi shell = 172,0941 in = 14,341 ft
Keliling shell = /4 x (do2 – di
2 )
= 3,14/4 x (222 – 21,6250
2 )
= 205,4738 in = 17,1228 ft
Luas shell = Keliling shell x tebal shell
= 17,1228 x 0,0156
= 0,2675 ft2
Volume shell = luas shell x tinggi
= 0,2675 x 14,341
= 3,8369 ft3
steel = 490 (Brownell & Young pers. 9.1 hal 156)
Berat shell (Ws) = Volume x steel
= 3,8369 x 490
= 1880,0779 lb
= 852,7900 Kg
b. Berat tutup
Wdi = A x t x steel
A = 6,28 x Rc x h ( Hess pers 4.16 hal 192)
Dimana:
Wd = berat tutup standart dish (lb)
A = luas tutup standart dish (ft2)
t = berat tutup standart dish = 3/16 in = 0,0156 ft
= densitas
Rc = crown radius = 89,6250 in = 7,4688 ft
h = tinggi tutup standart dish = 0,2956 ft
Maka :
A = 6,28 x 89,6250 x 0,2956 = 13,8641 ft2
Sehingga berat satu tutup:
Wdi = A x t x steel
Wdi = 13,8641 x 0,0156 x 490 = 106,1469 lb
Berat tutup total:
Wtu = 2Wdi = 2 x 106,1469 = 212,2938 lb
c. Berat Downcomer
Dipakai dasar perhitungan dengan downcomer tanpa lubang aliran uap.
Luas downcomer = ¼ x x di2 = ¼ x 3,14 x (21,6250/12)
2
= 2,5493 ft2
Volume = luas x tebal
= 2,5493 x 0,0156 = 0,0398 ft3
Berat satu plate = volume x
= 0,0398 x 490 = 19,5180 lb
Berat downcomer (Wd) = jumlah plate x berat 1 plate
= 11 x 19,5180 = 214,6981 lb
d. Berat tray
Ditetapkan berat tray = 25 lb/ft2 (Brownell & Young hal 157)
Luas tray = Ac-Ao
= 1,9812 – 1,9351
= 0,0460 ft2
Jumlah tray = 11 buah
Berat tray (Wtr) = n x luas tray x berat tray
= 11 x 0,0460 x 25
= 12,6627 lb
Penyangga tray yang digunakan equal angles (Brownell & Young, App.G hal 358)
Ukuran = 1 ½ “ x 1 ½ “ x 1/4 “
Berat = 2,34 lb/ft
Wpt = 2,34 x 11 x (1,5/12) = 3,2175 lb
e. Berat larutan
Rumus : W1 = m x t
Dimana :
W1 = berat larutan dalam kolom distilasi = 4038,5414 Kg/j = 8903,4492 lb/j
t = waktu tinggal dalam kolom distilasi = 1 jam
Maka:
W1 = 8903,4492 lb/jam x 1 jam = 8903,4492 lb
f. Berat pipa
Pipa yang mencakup untuk feed, uap, reboiler, kondensor, dan bottom produk.
Ditetapkan = 2 x tinggi kolom distilasi
= 2 x 172,0941
= 344,1881 in = 28,6823 ft
Diambil rata – rata pipa 1 ½ in Sch 40 dengan berat 2,718 lb/ft
Berat pipa (Wp) = 28,6823 x 2,718 = 77,9586 lb
g. Berat attachment
Berat attachment meliputi nozzle, valve, dan alat kontrol
Rumus: Wa = 18% Ws (Brownell & Young, pers 9.8 hal 157)
= 18% x 1880,0799 lb = 338,4140 lb
Jadi berat total yang harus ditopang penyangga:
Wtotal = Ws + Wtu + Wd + Wtr + Wpt + W1 + Wp + Wa
= 11642,7718 lb = 5281,0787 Kg
6.4.2. Perencanaan Skirt Support
- Sistem penyangga yang digunakan adalah skirt support
- Kolom secara keseluruhan terbuat dari Carbon Steel SA-240 Grade M
Type 316
- Tinggi support = 3 ft = 36 in
Menentukan tebal skirt
- Stress karena angin
tOD
Hdf
eff
wb.
..89,15
2
2
(Brownell & Young pers. 9.20 hal 183)
H = tinggi skirt ke top kolom = tinggi suport + tinggi tangki
H = 3 + 14,3412 = 17,3412 ft = 208,0941 in
deff = (Do + Di)/2 = (22 + 21,6250)/2 = 21,8125 in
ttx
1133,31010
22
208,0941 x 21,8125 x 15,89 f
2
2
wb
- Stress dead weight
ttxx
Wf db
5404,168
2214,3
7718,11642
tdo x
- Stress kompresi maksimum
fc maks = 0,125 E (t/do) cos
Dimana : E concrete = 2.106 psi (Brownell&Young, hal 183)
fc maks = 0,125 x 2.106 (t/22)
= 11363,6364 t
fc maks = fwb + fdb (Brownell & Young,pers 9.80 hal 183)
ttt
5404,1681133,310106364,11363
t = 1,6564 in
Jadi tebal skirt yang digunakan 1,6564 in
6.4.3. Perhitungan bearing plate
Dari Brownell & Young table 10.1 hal 184 diperoleh:
fc’ = 3000 psi
fc max = 1200 psi
n = 10
Ttrial = fs allowable untuk structural seukuran steel skirt =20.000 psi
Diameter kolom = 21,6250 in
Ditetapkan:
ID bearing plate = 22 in = 1,8333 ft
OD bearing plate = 27,5 in = 2,2917 ft
Ukuran baut = 1 ¼ in ( Brownell & young,table 10.4 hal 188)
Jumlah baut = 10
Luas bolt = 0,890 in2
Pw = 0,0025 x Vw2 ( Brownell & young, pers 9.11 hal 158)
Dimana:
Pw = tekanan angin permukaan alat (lb/ft2)
Vw = kecepatan angin = 100 mph
Maka:
Pw = 0,0025 x 1002 = 25 lb/ft
2
Dengan menggunakan persamaan 9.12 Brownell & Young hal 159
Mw = ½ x Pw x H2 x deff
Dimana:
Mw = bending moment pada puncak kolom (lb ft)
deff = diameter efektif vessel = (do + di)/2 = 21,8125 in = 1,8177 ft
H = tinggi dari skirt ke top kolom = 17,3412 ft = 208,0941 in
Maka:
Mw = 81992,1621 lbft
t3 = (OD - ID)BP/2
= (27,5 - 22)/2 = 2,75
Diperkirakan fc = 1200 psi
kd
fcn
kdd
fs .
)(
fsnfck
1
fsn
fsk
1
1 (Brownell & Young pers 10.3 hal 184)
0570,0
120010
200001
1k
3t dk x 2
dk x x 2 xmax)( fcboltcirclefc
12006399,57275,2220570,02
22 x x0,05702 x1200
xxx
Dari Brownell & Young table 10.2 hal 186, untuk harga k = 0,0570 maka:
Cc = 0,8791 z = 0,4789
Ct = 2,8740 j = 0,7666
Tensile load (Ft) dapat dihitung berdasarkan Eq.10-24, Brownell&Young,
hal 188:
lbx
jxd
xdzxWdwMwFt
5457,39395)12/25(7666,0
(27,5/12)x 0,4789x11642,7718-81992,1621
Dimana:
A = root area = 0,89 in2 (Brownell & Young, tabel 10.4 hal 188)
dbolt =1 1/4 in
jumlah baut = 10
t1 = (10 x 0,89) / (3,14 x 27,5) = 0,1031 in
Relationship pada tension side:
F1 = fs x t1 x r C1 (Brownell & Young, pers 10.9 hal185)
fs = 1405,48368740,25,271031,0
5457,39395
1 xxCxrxt
F
t
t psi
F1 + Wdw - Fc = 0 (Brownell & Young, pers 10.27 hal186)
Fc = Ft + Wdw
= 39395,5457 + 11642,7718
= 51038,3174 lb
Compressive stress sesungguhnya pada bolt circle (fc)
fc =(t2 + n t1 ) x r x fc x Cc (Brownell & Young, pers 10.8 hal185)
t2 = t3 – t1 = 2,75 – 0,1031 = 2,6469 in
xrxCcntt
Fcfc
)( 12
8791,05,27)1031,0.106469,2(
3174,51038
xxfc
0881,574fc psi
Pengecekan harga k
fcn
fsk
1
1 (Brownell & Young pers 10.3 hal 184)
1078,0
0881,57410
1405,48361
1k
Untuk harga k = 0,0533 maka
Cc = 0,8471 z = 0,4802
Ct = 2,8893 j = 0,7659
lbx
jxd
xdzxWdwMwFt
4008,39415)12/5,27(7659,0
) x(27,5/120,4802 x11642,7718-81992,1621
t1 = (10 x 0,89) / (3,14 x 27,5) = 0,1031 in
Relationship pada tension side:
fs = 8884,48128893.25,271031,0
4008,39415
1 xxCxrxt
F
t
t psi
Fc = Ft + Wdw
= 39415,4008 + 11642,7718
= 51058,1726 lb
Compressive stress sesungguhnya pada bolt circle (fc):
t2 = t3 – t1 = 2,75 – 0,1031 = 2,6469 in
xrxCcntt
Fcfc
)( 12
8471,05,27)1031,0.106469,2(
1726,51058
xxfc
9716,595fc psi
Pengecekan harga k
fcn
fsk
1
1 (Brownell & Young pers 10.3 hal 184)
1118,0
9716,59510
8884,48121
1k
Mengecek compressive stress baut maksimum (fscomp) yang sesungguhnya
berdasarkan persamaan 10.2, Brownell &Young, hal 184:
fscompressive = n x fc = 10 x 595,9716 = 5959,716 psi
Kemudian dari persamaan 10.30, Brownell&Young, hal 187, didapat:
Fc max induced = {fc bolt circle induced x dxkx
tdxkx
2
2 3 }
= psixx
xxx 12004433,862
5,271118,02
75,25,271118,02716,5959
Dari Brownel & Young, table 10.4 hal 188 didapatkan ukuran baut 1 3/8 “
dengan dimensi:
Bolt Spacing min (Bs) = 31/16
Nut dimension = 23/16 in
Bearing plate = type eksternal bolting chair, pada plate
dipasang compressing ring agar lebih kuat
Ditetapkan tinggi gusset = 12 in
Bearing plate diperkuat dengan 8 buah gusset yang mempunyai jarak yang
sama (gusset spasing/b)
Dari gambar 10.6 Brownel & Young, hal 191 didapat :
Lebar gusset = A = 9 + 1 3/8 = 10
3/8
Jarak antara gusset = b = 8 + 1 3/8 = 9
3/8
Luas area bolt (Ab) = 1,054 in2
Maximum bolt load (P) ditentukan :
P = fs x Ab (persamaan 10,35,Brownell&Young, hal 190)
Dimana: fs = hasil perhitungan yang disebabkan oleh baut
= 4812,8884 lb/in2
Beban bolt (P) = fs x Ab
= 4812,8884 x 1,054 = 5072,7844 lb
l = (ODBP-ODshell)/2
=(27,55-22)/2 = 2,75
b/l = 9,375/2,75 = 3,41
Dari Brownell&Young, tabel 10.4 hal 188 didapat :
e = 0,5 x Nut dimension across flat
= 0,5 x 2,1875 = 1,09 in
= poison ratio = 0,3 (untuk steel ,pers 10.39,Brownell hal 192)
1 = 0
Maksimum bending moment (MY)
121
ln14 e
xxP
MY
0109,114,3
75,22ln3,01
14,34
5072,7844
x
xxx
x
= 651,1367 lbin
Tebal compresion plate (t5)
4420,020000
1367,65166 ts
x
f
xM
allow
Y 1/2 in
Maka tebal compression plate adalah 1/2 in
Tebal bearing plate (t4)
3769,020000)375,175,2(
1367,6516
).(
6
3
4
x
fbhdt
xMt
allow
Y 1/2 in
Maka tebal bearing plate adalah 1/2 in
Tinggi gusset (t6)
t6 = 3/8 x t5 =
3/8 x 0,4420 = 0,1657 in 1/2 in
Maka tebal gusset = 1/2 in
6.4.4. Dimensi Anchor bolt
Panjang = 12 in
Diameter = 4 in
Jumlah = 10 buah
6.4.5. Dimensi pondasi
Pondasi terdiri beban dengan kandungan air 6 US gal per 94 lb sack
cement (dari Brownell & Young table 10.1, hal184)
Beban total yang harus ditahan pondasi :
Berat beban bejana total
Berat kolom penyangga
Berat base plate
Ditentukan:
Masing – masing kolom penyangga diberi pondasi
Spesifikasi pondasi didasarkan atas berat beban setiap kolom
penyangga pada sistem pondasi
Spesifikasi semua penyangga sama
Data:
Beban yang ditanggung tiap kolom penyangga:
= ¼ x 11642,7718
= 2910,6929
Beban tiap penyangga = berat x tinggi
= 35 lb/in x 172,0941 in
= 6023,2922 lb
Berat total :
W = 2910,6929 + 6023,2922
= 8933,9851 lb
Gaya yang bekerja pada pondasi dianggap sebagai gaya vertical berat
kolom, sedangkan bidang kerja dianggap bujur sangkar dengan
perencanaan ukuran :
Luas tanah untuk atas pondasi = Luas pondasi atas
= 40 x 40 = 1600 in2
Luas tanah untuk dasar pondasi = luas pondasi bawah
= 50 x 50 = 2500 in2
Tinggi pondasi (t) = 24 in
Luas rata-rata (A) = ½ x (402+50
2) = 2050 in
2
Volume pondasi (Vp) = A x t
= 2050 in2 x 24 in =49200 in
3
Densitas untuk gravel = 126 lb/ft3
(Perry’s 6th table 3-118)
Maka:
Wpondasi = V x = 49200 in3 x 126 lb/ft
3 x 5,787.10
-4ft
3/in
3
= 3587,5 lb
Berat total keseluruhan :
Wtotal = 8933,9851 + 3587,5 = 12521,4851 lb
Tekanan tanah
Pondasi didirikan di atas Cement sand & gravel dengan minimum safe
bearing power = 5 ton/ ft3
dan maksimum safe bearing power = 10 ton/ft3
(Hesse, tabel 12.2 hal 327)
Acuan harga safety didasarkan pada minimum bearing power yaitu 5ton/ft3
Kemampuan tanah menahan takanan sebesar:
P = 5 ton/ft3 x (2240lb/1ton) x (1 ft/144 in
2)
= 77,7778 lb/in2
Tekanan dari sistem pondasi terhadap luas tanah (P)
P = Wtotal / A
= 12521,4851 lb / 2050 in2
= 6,1080 lb/in2 <<< 77,7778 lb/in
2
Kesimpulan:
Karena tekanan yang diberikan pada tanah lebih kecil dari kemampuan
tanah menahan tekanan, maka pondasi dengan ukuran (40 x40) in2 untuk
luas atas, (50 x 50) in2 untuk luas bawah dan tinggi pondasi 24 in dapat
digunakan (aman).
Spesifikasi Kolom Distilasi :
1. Silinder
Diameter dalam : 21,6250 in
Diameter luar : 22 in
Tinggi : 165 in
Tebal : 3/16 in
Bahan konstruksi : Carbon steel SA 135 Grade B
2. Tutup atas dan Tutup Bawah
Crown radius : 21,6250 in
Tinggi : 3,5470 in
Tebal : 3/16 in
Bahan kostruksi : Carbon steel SA 135 Grade B
3. Tray
Jumlah tray : 11
Tray spacing : 15 in
Susunan pitch : segitiga
Bahan kostruksi : Carbon steel SA 135 Grade B
4. Downcomer
Lebar : 4,9323 in
Luas : 367,0979 in2
Bahan kostruksi : Carbon steel SA 135 Grade B
5. Nozzle
Diameter nozzle feed masuk : 2 in
Diameter top kolom : ½ in
Diameter refluks kondensor : ½ in
Diameter uap reboiler : ½ in
Diameter bottom kolom : 2 in
6. Flange dan Gasket
Diameter flange : 25,0310 in
Tebal flange : 0,8346 in ≈ 1 in
Bahan kostruksi flange : High Alloy Steel SA 336 Grade F8 Type 304
Lebar gasket : 2/16
Diameter gasket : 22,0443 in
Bahan kostruksi gasket : asbestos
7. Baut
Ukuran baut : ½ in
Bolting minimal : 10 buah
Diameter Bolt Circle : 23,7810 in
Bahan kostruksi : High Alloy Steel SA 336 Grade F8 Type 304
8. Skirt Support
Tinggi : 36 in
Tebal : 1,6564 in
Bahan kostruksi : High Alloy Steel SA 336 Grade M Type 316
9. Bearing Support
Type : Eksternal bolting chair
Diameter dalam : 22 in
Tebal bearing plate : 0,3769 in
Tinggi gusset : 12 in
Jumlah gusset : 10 buah
Tebal gusset : 0,1657 in
Tebal compression plate : 0,3769 in
Jumlah bolt : 10 buah
Bahan kostruksi : Carbon steel SA 135 Grade B
10. Anchor Bolt
Panjang : 12 in
Diameter : 4 in
Jumlah : 10 buah
11. Pondasi
Type : 6 US Gallon water/94 lb sack cement
Luas tanah bagian atas : 1600 in2
Luas tanah bagian bawah : 2500 in2
Tinggi pondasi : 24 in
Bahan konstruksi : Cement, sand and gravel
BAB VII
INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA
7.1. Instrumentasi
Instrumentasi merupakan bagian yang sangat penting dalam mendirikan
suatu industri. Instrumentasi ini dapat merupakan petunjuk (indikator), perekam
(recorder) dan pengontrol (controller). Dalam industri kimia banyak menggunakan
variabel – variabel yang memerlukan pengontrolan, baik secara otomatis maupun
manual seperti temperatur, tekanan, laju alir, ketinggian cairan suatu alat.
Pengontrolan secara otomatis menghasilkan kualitas produk yang terbaik, juga
dapat mengurangi kebutuhan tenaga kerja. Pada pra rencana pabrik nitrobenzene
ini, instrumen yang digunakan ada yang secara manual maupun secara otomatis,
tergantung dari sistem peralatan dan faktor pertimbangan teknis serta
ekonominya. Dengan adanya instrumentasi ini diharapkan :
1. Kondisi operasi suatu peralatan tetap terjaga pada kondisi yang aman.
2. Rate produksi diatur dalam batas – batas yang direncanakan.
3. Kualitas produksi lebih terjaga dan terjadi.
4. Mempermudah pengoperasian alat.
5. Kondisi – kondisi berbahaya dapat diketahui lebih dini melalui alarm
peringatan.
6. Keselamatan kerja lebih terjamin.
7. Efisiensi kerja akan meningkat.
Pada umumnya instrumentasi dapat dibedakan berdasarkan proses kerjanya,
yaitu :
1. Proses manual
Pada proses manual biasanya peralatan itu hanya terdiri dari instrumentasi
petunjuk dan pencatat saja yang sepenuhnya ditangani oleh tenaga manusia.
2. Proses otomatis
Pengendalian secara otomatis dilakukan dengan alat kontrol yang dapat
bekerja dengan sendirinya dan terhubung oleh monitor agar setiap saat kita
dapat memantau performance alat proses.
Pengendalian proses dilakukan secara otomatis dengan pertimbangan biaya
yang cukup matang, karena biasanya penggunaan alat kontrol otomatis
memerlukan biaya yang lebih besar atau sebaliknya lebih murah daripada
pemakaian alat kontrol manual. Pengendalian secara otomatis mempunyai
keuntungan, antara lain :
Mengurangi jumlah pegawai (man power)
Keselamatan kerja lebih terjamin
Hasil proses lebih akurat dan dapat dipertanggung jawabkan.
Pada pra rencana pabrik asam benzoat, alat – alat kontrol otomatis yang
digunakan adalah :
1. Temperatur Controller (TC)
Dipasang pada alat yang memerlukan penjagaan suhu, agar tetap beroperasi
pada temperatur konstan.
2. Flow Controller (FC)
Dipasang pada alat yang berfungsi untuk mengendalikan laju alir fluida yang
melalui perpipaan agar tidak terjadi over load bahan masuk.
3. Pressure Controller (PC)
Dipasang pada alat yang memerlukan penjagaan tekanan, agar beroperasi pada
tekanan konstan.
4. Level indikator (LI)
Alat ini dipasang untuk mengetahui maksimal dan minimal ketinggian fluida
yang ada dalam tangki agar tidak melebihi batas yang telah ditentukan, dan
mengetahui ada tidaknya ketersediaan bahan dalam tangki.
5. Flow Rasio Controller (FRC)
Alat ini dipasang untuk menjaga aliran masuk agar sesuai dengan
perbandingan bahan yang sudah ditentukan.
Pemasangan alat instrument pada masing – masing peralatan proses
terlihat pada table 7.1.
Tabel 7.1. Pemasangan alat control pada pra renacana asam benzoat.
No. Kode Nama Alat Instrumen Jumlah
1.
2.
3.
4.
5.
6.
7.
8.
F-112
F-113
R-110
D-120
F-121
R-130
M-132
F-134
Storage Toluene
Storage Cl2
Reaktor I
Destilasi I
Storage dari reactor I
Reaktor II
Tangki Pencampur
Storage dari raktor II
LI
PC
LI,PC,FC,TC
LC, FC
LI,
FC,LI,FRC
LI, FC
LI
1
1
1
1
1
1
1
1
9.
10.
D-140
F-157
Destilasi II
Strorage HCl
TC, LC, FC
LI
1
1
Agar sasaran dan tujuan tersebut di atas dapat tercapai, maka didalam
perencanaan instrumentasi haruslah diingat hal – hal sebagai berikut :
1. Pemilihan instrumentasi harus direncanakan tentang pemilihan alat serta
tempat pemasangan agar initial failure dari alat tersebut setelah dipasang bisa
dihindarkan.
2. Sifat – sifat instrumen harus diingat dan harus dipilih dengan kriteria sebagai
berikut :
a. Reability
Reability dapat dipenuhi dengan jalan dapat melihat alat yang mempunyai
kategori :
Sedikit gangguan
Sedikit kerusakan
Mudah ditangani
b. Maintenanbility
Alat harus diseleksi agar mudah dalam perawatan dan pemeliharaan dapat
dilaksanankan dengan mudah dan dengan biaya perawatan yang murah.
3. Harus diperhatikan bahwa bila reability semakin tinggi, maka material
instrumen cost semakin rendah.
7.2. Keselamatan Kerja
Usaha – usaha untuk mencegah atau mengurangi terjadinya bahaya –
bahaya yang muncul di pabrik diantaranya :
1. Bangunan pabrik
Bangunan pabrik meliputi gedung maupun unit peralatan, hal – hal yang perlu
diperhatikan adalah :
Konstruksi harus mendapatkan perhatian yang cukup tinggi.
Peralatan petunjuk untuk pengamanan terhadap bahaya yang alamiah
seperti petir, angin dan sebagainya perlu diperhatikan kelengkapannya.
2. Ventilasi
Pada ruang proses maupun yang lainnya, pertukaran udara diusahakan dengan
baik, sehingga dapat memberikan kesegaran kepada karyawannya serta dapat
menghindari gangguan terhadap pernapasan. Dengan demikian dapat
diharapkan effisiensi kerja meningkat.
3. Alat – alat bergerak
Pada peralatan gerak sebaiknya diberi jarak yang cukup antara masing –
masing peralatan sehingga mempermudah penanganan dan perbaikannya
ditinjau dari segi keamanan.
4. Perpipaan
Jalur proses yang terletak di atas permukaan tanah lebih baik daripada
diletakkan dibawah tanah karena hal tersebut menyangkut timbulnya
bahaya akibat kebocoran dan sulit untuk mengetahui letak kebocoran.
Fire stop dan drain harus dipasang pada jarak yang teratur.
Pengaturan dari perpipaan dan valve penting untuk pengamanan operasi.
Bila terjadi kebocoran pada check valve sebaiknya diatasi dengan
pemasangan block valve disamping check valve.
Sebelum pipa – pipa dipasang sebaiknya dilakukan tes hidrostatik yang
bertujuan untuk mencegah terjadinya stress yang berlebihan pada bagian –
bagian tertentu atau pada bagian pondasi.
Pada bagian pipa – pipa yang bersuhu tinggi hendaknya diisolasi sehingga
tidak membahayakan.
5. Karyawan
Pada karyawan terutama para operator perlu diberikan bimbingan agar
karyawan dapat melaksanankan tugasnya dengan baik dan tidak
membahayakan keselamatan jiwanya maupun keselamatan orang lain.
6. Listrik
Pada pengoperasian maupun perbaikan instalasi listrik hendaknya selalu
menggunakan alat pengaman yang disediakan pabrik, dengan demikian dalam
pengoperasiannya maupun perbaikan para pekerja dapat terjaga
keselamatannya.
Hal – hal yang perlu diperhatikan adalah :
Peralatan – peralatan yang sangat penting seperti switcher dan
transformator sebaiknya diletakkan ditempat yang aman atau tersendiri.
Peralatan listrik dibawah tanah sebaiknya diberi tanda – tanda tertentu
dengan jelas. Sebaiknya disediakan pembangkit tenaga (power supply)
cadangan.
Semua bagian pabrik harus diberikan penerangan yang cukup.
7. Pencegahan dan penanggulangan kebakaran
Penyebab kebakaran antar lain :
Kebakaran yang terjadi berasl dari utilitas, bengkel, laboratorium, unit
proses dan lain – lain.
Terjadinya loncatan bunga api listrik pada saklar dan stop kontak serta
instrumen yang lain.
Cara penanggulangan kebakaran :
Menenpatkan alat – alat utilitas yang cukup jauh dari power plant, tapi
praktis dari unit operasi.
Menghilangkan bahan – bahan yang mudah terbakar.
Bangunan seperti bengkel, laboratorium dan kantor sebaiknya diletakkan
berdekatan dengan unit operasi.
Dinding beton (fire ball) sebaiknya dibuat disekitar semua storage tank
yang berisi bahan yang mudah terbakar.
Pemisahan isolasi pada pemadam kebakaran di setiap bagian pabrik.
Menyediakan unit operasi pemadam kebakaran yang dilengkapi dengan
alat – alat penanggulangan kebakaran yang lengkap.
Apabila terjadi kebakaran, api harus dilokalisir dan diusahakan dapat
diketahui kemungkinan apa saja yang dapat terjadi dan bagaimanan cara
mengatasinya dan dengan segera menghubungi unit pemadam kebakaran
setempat.
8. Pencegahan dan penanggulangan kebocoran gas
Selama gas dan uap dapat dikendalikan, keduanya tidak menimbulkan bahaya.
Tetapi keadaan ini dapat berubah dengan cepat karena adanya gangguan
operasi, kesalahan manipulasi, kesalahan peralatan atau kesalahan manusia
yang mengakibatkan keluarnya gas atau uap beracun atau yang dapat terbakar
ke atmosfer dalam jumlah yang besar. Cara penanggulangan kebocoran gas
antara lain :
Menyelamatkan karyawan yang tidak dapat keluar dari ruangan beracun
(pertolongan pertama).
Menghindarkan kebocoran gas yang lebih lanjut.
Membuka pintu – pintu dan jendela – jendela.
Menghidupkan ventilasi ruangan.
Reparasi kerusakan baru dapat dilaksanakan setelah udara di dalam ruanganan
tidak mengganggu pernapasan. Jika yang terjadi adalah kebocoran gas yang
mudah terbakar, petugas pemadam kebakaran harus segera dipanggil karena
dapat timbul ledakan yang diakibatkan oleh suatu sumber api.
9. Situasi dengan resiko kerusakan yang meningkat drastis
Kadang – kadang proses yang berlangsung dalam pabrik tidak berlangsung
seperti yang diharapkan. Kejadian – kejadian seperti kerusakan alat, kenaikan
temperatur atau terhentinya aliran listrik bila tidak segera ditanggulangi dapat
menimbulkan situasi yang mengakibatkan kerusakan besar. Sebagian dari
perlengkapan teknis pada peralatan kimia berfungsi sebagai pengaman
terhadap timbulnya suatu kecelakaan. Misalnya :
Pengaman temperatur dengan umpan balik
Alat pengaman terhadap tekanan berlebih
Sinyal – sinyal akustik dan optik yang dihidupkan oleh data – data hasil
pengukuran.
Bahan pemadam untuk menekan ledakan yang berfungsi secara otomatis.
Pemindahan hubungan secara otomatis ke agregat darutat ( misalnya arus
listrik darurat )
10. Bahaya listrik
Bahaya pengoperasian maupun perbaikan instrument listrik hendaknya
selalu menggunakan alat pengaman yang disediakan pabrik, sehingga para
pekerja dapat terjaga keselamatannya.
Hal – hal yang perlu diperhatikan :
a. Semua bagian pabrik harus diberi penerangan yang cukup.
b. Peralatan yang penting seperti switcher dan transformator diletakkan di
tempat yang aman dan tersendiri.
c. Peralatan listrik di bawah tanah sebaiknya di beri tanda dengan jelas.
Selain itu gangguan yang tidak dapat diperkirakan sebelumnya pun dapat juga
terjadi. Penyebab gangguan ini sangant bervariasi sekali tergantung dari prosesnya
sendiri, karena itu tidak mungkin diberikan instruksi – instruksi yang tepat tentang
apa yang harus dilakukan. Hal – hal yang umum dilakukan antara lain :
Tindakan – tindakan pengamanan dilakukan dengan segera untuk
menghindarkan kenaikan resiko kerusakan, misalnya : memutuakan aliran
bahan dan energi yang berbahaya ( bila tidak ada kemungkinan lain lakukan
dengan improvisasi ), mendinginkan atau melakukan penggantian udara
dengan vebtilasi ( alat dan ruangan )
Pemasangan papan peringatan dan penutupan tempat tersebut.
Pembuatan laporan pada pimpinan, dan pimpinan akan memutuskna tindakan
– tindakan keselamatan yang masih harus dilakukan.
Selain itu, keselamatan kerja karyawan juga termasuk hal – hal yang sangat
penting untuk diperhatikan. Para karyawan, terutama operator perlu diberi
bimbingan atau pengarahan, sehingga karyawan dapat melaksanakan tugasnya
dengan baik dan tidak membahayakan jiwanya maupun orang lain. Dengan
disiplin dan kesadaran khususnya para operaor maka dapat tercipta etos kerja yang
tinggi dan aman, sehingga dapat mengurangi kecelakaan kerja bahkan harus
diusahakan tanpa adanya kecelakaan kerja. Adapun peralatan keselamatan kerja
Pra Rencana Asam Benzoat, yaitu :
Tabel 7.2. Alat keselamatan kerja pada pabrik Asam Benzoat
No. Alat pelindung Lokasi penggunaan
1.
2.
3.
4.
5.
6.
7.
Helm
Sepatu bot
Sarung tangan
Masker
Isolasi panas dan pagar
Pemadam kebakaran
P3K
Pekerja pada bagian bahan baku, proses
produksi
Pekerja pada bagian bahan baku, utilitas
produksi
Pekerja pada bagian bahan baku , proses ,
laboratorium
Pekerja pada bagian proses, laboratorium
Semua unit proses
Pekerja pada bagian reactor
Seluruh karyawan kantor dan lapangan
Seluruh karyawan kantor dan lapangan
8.
9.
10.
Jas laboratorium
Sepatu dengan ujung
besi
Isolasi dan panel
Karyawan laboratorium
Pekerja pada bagian proses
Kabel – kabel listrik
7.3. Dampak Lingkungan dan Penanganan Limbah
Setiap proses produksi akan menghasilkan buangan. Buangan yang
dihasilkan dapat menyebabkan pencemaran terhadap lingkungan sehingga kualitas
lingkungan menurun sampai tingkat tertentu dan tidak dapat berfungsi sesuai
dengan peruntukkannya, misalnya pencemaran air menyebabkan terjadinya
perubahan kualitas air sehingga berbahaya untuk sumber makanan, kesehatan
manusia, hewan, perikanan, pertanian ataupun rekreasi. Untuk menghindarinya
perlu dilakukan suatu pengolahan lingkungan. Adapun hirarki dari pengolahan
lingkungan adalah :
Pengurangan buangan di sumbernya
Pemanfaatan buangan di luar ( eksternal )
Pengelolaan buangan ( IPAL )
Pembuangan terkontrol
Macam – macam pencemaran antara lain :
1. Pencemaran fisik, antara lain :
Warna
Bau dan rasa
Suhu
Kekeruhan
2. Pencemaran kimia
pH
CO2 dan CO2 agresif
BOD dan COD
DO
Alkalinitas
Zat padat terlarut
Pengelolaan buangan yang dilakukan mengacu pada peraturan lingkungan hidup
meliputi :
Undang – undang No 23 tahun 1997 tentang lingkungan hidup
Peraturan pemerintah No. 51 tahun 1994 tentang baku mutu limbah cair.
Selain itu juga perlu diterapkannya Reuse, Recover dan Refinery, melalui
tindakan – tindakan :
Menghemat pemakaian bahan baku dan energi
Menghindari kebocoran bahan dari penyimpangan atau proses produksi
Mengurangi emisi dan jumlah buangan
Menerapkan pengetahuan dan teknologi bersih
Membiasakan sikap dan tingakah laku cinta kebersihan dan lingkungan
Pengelolaan buangan secara garis besar dibagi menjadi 4 tahap, yaitu :
1. Tahap pendahuluan ( preliminary treatment )
2. Tahap penanggulangan ( primary treatment )
3. Tahap penanggulangan sekunder ( secondary treatment )
4. Tahap penanggulangan tersier ( tertiary treatment )
Tujuan dari pengolahan buangan adalah :
1. Mencegah dan mengurangi pencemaran lingkungan yang ditimbulkan akibat
pembuangan buangan ke dalam lingkungan kehidupan penduduk, terutama
masuknya polutan ke dalam tanah sehingga dapat mencemari air tanah dan air
sungai.
2. Mengubah atau mengkonversi bahan – bahan yang terkandung di dalam
buangan terutama senyawa – senyawa organik menjadi bahan – bahan yang
lebih berguna.
3. Mengurangi senyawa beracun yang mematikan mikroba penyebab penyakit.
BAB VIII
UTILITAS
Unit utilitas merupakan sarana yang sangat penting bagi kelagsungan
proses produksi. Unit utilitas yang diperlukan pada pra rencana pabrik Asam
benzoat ini meliputi :
1. Penyediaan steam
2. Unit penyediaan air
3. Unit penyediaan listrik
4. Unit penyediaan bahan bakar
8.1. Unit penyediaan air
8.1.1. Air umpan boiler
Air umpan boiler merupakan bahan baku pembuatan steam yang berfungsi
sebagai media pemanas. Kebutuhan steam sebesar 4.963,4019 kg/jam digunakan
pada heater (E-117), Heater (E-115), Reaktor I (R-110), Heater (E-123), Reboiler
I (E-128), Heater (E-133), Reaktor II (R-130), Heater (E-136) dan Reboiler II
(E-141 ) Air umpan boiler disediakan dengan excess 15% sebagai faktor
keamanan dan 10% sebagai faktor kehilangan sehingga kebutuhan air umpan
boiler adalah 6.204,2523 kg/jam
Steam yang digunakan adalah saturated steam yang mempunyai tekanan
39,2734 atm dan temperatur 250oC. Steam yang telah menjadi kondensat
dikembalikan lagi ke tangki penampung steam kondensat.
Air umpan boiler tersebut mempunyai syarat sebagai berikut :
Total padatan = 3500 ppm
Alkalinitas = 700 ppm
Padatan terlarut = 300 ppm
Silica = 60 – 100 ppm
Besi = 0,1 mg/L
Tembaga = 0,5 mg/L
Oksigen = 0,007 mg/L
Kesadahan (hardness) = 0
Kekeruhan = 175 ppm
Minyak = 7 ppm
Residual fosfat = 140 ppm
(data diambil dari perry.6 th ed, hal 9-76)
Selain harus memenuhi persyaratan tersebut diatas, air umpan boiler harus
bebas dari :
Zat – zat yang menyebabkan korosi, yaitu gas – gas terlarut seperti O2, CO2,
H2S, NH3.
Zat – zat yang dapat menyebabkan busa, yaitu organik, anorganik dan zat tak
terlarut dalam jumlah besar.
Untuk memenuhi persyaratan tersebut dan mencegah kerusakan pada
boiler, sebelum digunakan air umpan boiler harus diolah dulu, melalui deaerator
untuk menghilangkan gas – gas terlarut.
8.1.2. Air sanitasi
Air saniyasi digunakan untuk keperluan laboratorium, kantor, air untuk
mencuci, mandi taman, dan lain – lain. Air sanitasi yang dibutuhkan sekitar
2.058,9270 kg/jam. Standart air sanitasi yang dipenuhi :
a. Syarat fisik :
Tidak berwarna dan tidak keruh
Tidak berasa, tidak berbusa dan tidak berbau
Suhu berada di bawah suhu udara
Mempunyai pH yang netral
b. Syarat kimia :
Tidak beracun
Tidak mengandung zat organic
Tidak mengandung bakteri, terutama bakteri pathogen
c. Syarat mikrobiologis
Tidak mengandung kuman maupun bakteri, terutama bakteri pathogen
yang dapat merubah sifat fisik air.
(salvato, Jr. hal 34)
8.1.3. Air pendingin
Air pendingin digunakan untuk peralatan – peralatan yang memerlukan
pendingin seperti Kondensor I (E-125), Cooler (E-131), Kondensor II (E-142),
Kristalizer (X-150). Adapun kebutuhan air pendingin yang diperlukan adalah
sebesar 11.590,0414 kg/jam.
8.1.4. Air proses
Air proses yaitu air yang digunakan langsung untuk proses produksi. Air
proses digunakan untuk keperluan alat – alat, seperti Scrubber I (D-124),
Scrubber II (D-137) dan Reaktor II (M-130). Air proses yang dibutuhkan
63.740,7493 kg/jam.
Proses pengolahan air pada unit pengolahan air
Air dari sungai dipompa dengan pompa (L-211) menuju bak
sedimentasi (F-212) yang berfungsi untuk mengendapkan lumpur yang
terikut. Dari bak sedimentasi (F-212) air dipompa menuju skimmer (F-214)
yang berfungsi untuk memisahkan kotoran yang mengapung. Dari bak
skimmer air dipompa (L-215) menuju tangki clarifier (H-210), disini terjadi
proses koagulasi dan flokulasi dengan penambahan alum sebagai zat
koagulan dan diadakan pengadukan dengan kecepatan lambat agar alum
dan air dapat bercampur secara homogen.
Setelah terjadi proses koagulasi dan flokulasi dalam tangki clarifier (H-
210), air kemudian menuju bak clarifier (F-216) dan dipompa (L-217)
menuju ke sand filter ( H-218) yang berfungsi untuk menyaring air dari
kotoran-kotoran yang masih tersisa. Dari sand filter air masuk ke bak air
bersih (F-219) dan diolah sesuai dengan fungsinya masing-masing, yaitu :
a. Pengolahan air sanitasi
Air dari bak air bersih (F-219) dipompa (L-223) menuju bak klorinasi (F-
224) dan ditambahkan disinfektan klor (Cl2) sebanyak 1 ppm yang
diinjeksikan langsung kedalam pipa. Dari bak klorinasi, air dipompa (L-
225) menuju bak air sanitasi (F-226) dan siap dipergunakan sebagai air
sanitasi.
b. Pelunakan air umpan boiler
Pelunakan air boiler yang dilakukan dengan pertukaran ion didalam
demineralisasi yang terdiri dari 2 tangki, yaitu tangki kation exchanger (D-
220A) dan anion exchanger (D-220B). Kation exchanger (D-220A) yang
digunakan adalah resin Polystyrene Phosponed dan anion yang digunakan
adalah Polystyrene Phase.
Air dari bak air bersih (F-219) dialirkan dengan pompa (L-221) menuju
kation exchanger (D-220A) untuk menghilangkan ion-ion yang dapat
menyebabkan kesadahan (ion-ion bikarbonat, ion sulfat dan klor).
Selanjutnya air dialirkan menuju anion exchanger (D-220B) untuk
dihilangkan anion-anion yang mengganggu proses.
Pemakaian resin yang terus menerus menyebabkan resin tidak aktif lagi.
Hal ini dapat diketahui dari pemeriksaan kesadahan air umpan boiler. Resin
yang sudah tidak aktif menunjukkan bahwa resin sudah tidak jenuh dan
perlu diregenerasi.
Air umpan boiler yang telah bebas dari ion-ion pengganggu ditampung
dalam bak air lunak (F-222). Untuk memenuhi kebutuhan air umpan boiler,
air lunak dipompa (L-231) menuju deaerator (D-232) untuk menghilangkan
gas-gas impuritis pada air umpan boiler dengan sistem pemanasan. Dari
deaerator air dialirkan dengan pompa (L-233) menuju boiler (Q-230). Steam
yang dihasilkan boiler didistribusikan ke peralatan dan kondensat yang
dihasilkan direcycle.
c. Pengolahan air pendingin
Untuk memenuhi kebutuhan air pendingin dari bak air bersih (F-219),
air dipompa (L-241) ke bak air pendingin (F-242) kemudian dialirkan ke
peralatan dengan pompa (L-243). Setelah digunakan air direcycle ke cooling
tower (P-240) dan selanjutnya air kembalikan ke bak air pendingin (F-242).
d. Pengolahan air proses
Air dari bak air lunak (F-222) dapat langsung digunakan sebagai air
proses tanpa pengolahan lebih lanjut.
8.2. Unit pengolahan steam
Bahan baku pembuatan steam adalah air umpan boiler, steam yang
dibutuhkan dalam proses mempunyai kondisi :
Tekanan : 39,2734 atm
Temperatur : 250 oC
Zat – zat yang terkandung dalam air umpan boiler yang dapat merusakkan
boiler adalah :
Kadar zat terlarut (soluable metter) yang tinggi.
Zat padat terlarut (suspended solid)
Garam – garam kalsium dan magnesium
Zat organic (organic matter)
Silika, sulfat asam bebas dan oksida.
Syarat – syarat yang harus dipenuhi oleh air umpan boiler :
a. Tidak boleh membuih (berbusa)
Busa disebabkan oleh adanya solid matter, suspended matter dan kebasaan
yang tinggi. Kesulitan yang dihadapi dengan adanya busa :
Kesulitan pembacaan tinggi liquid dalam boiler
Buih dapat menyebabkan percikan yang kuat yang mengakibatkan adanya
solid – solid yang menempel dan mengakibatkan terjadinya korosi dengan
adanya pemanasan lebih lanjut.
Untuk mengatasi hal ini perlu adanya pengontrolan terhadap adanya
kandungan Lumpur, kerak, dan alkalinitas air umpan boiler.
b. Tidak boleh membentuk kerak dalam boiler
Kerak dalam boiler dapat menyebabkan :
Isolasi terhadap panas sehingga proses perpindahan panas terhambat.
Kerak yang terbentuk dapat pecah sewaktu – waktu, sehingga dapat
menimbulkan kebocoran karena boiler mendapatkan tekanan yang kuat.
c. Tidak boleh menyebabkan korosi pada pipa
Korosi pada pipa boiler disebabkan oleh keasaman (pH rendah), minyak dan
lemak, bikarbonat dan bahan organic, serta gas – gas H2S, SO2, NH3, CO2, O2
yang terlarut dalam air. Reaksi elektrokimia antara besi dan air akan
membentuk lapisan pelindung anti korosi pada permukaan baja, yaitu :
Fe2+
+ 2 H2O Fe(OH)2 + 2 H+
Tetapi jika terdapat oksigen dalam air, maka lapisan hydrogen yang terbentuk
akan bereaksi dengan oksigen membentuk air. Akibat hilangnya lapisan
pelindung tersebut terjadilah korosi menurut reaksi :
4H+
+ O2 2H2O
4 Fe(OH)2 + O2 + 2 H2O 4 Fe(OH)3
Adanya bikarbonat dalam air akan menyebabkan terbentuknya CO2, karena
pemanasan adanya tekanan. CO2 yang terjadi bereaksi dengan air menjadi
asam karbonat, akan karbonat akan bereaksi dengan metal dan besi
membentuk garam karbonat. Dengan adanya pemanasan (kalor), garam
bikarbonat ini membentuk CO2 lagi.
Reaksi yang terjadi :
Fe2+
+ 2H2CO3 Fe(HCO)2 + H2
Fe (HCO)2 + H2O + panas Fe(OH)2 + 2 H2O + 2 CO2
8.3. Unit penyediaan listrik
Listrik yang dibutuhkan pada pra rencana pabrik Asam benzoat ini adalah
7.131,11 kW yang meliputi :
Proses : 469,6419 kW
Penerangan : 648,06 kW
Lain2 : 10 kW
Kebutuhan listrik untuk proses dipenuhi sendiri dengan menggunakan satu
generator AC bertenaga diesel berkekuatan 1600 kW. Kebutuhan listrik untuk
penerangan disuply oleh PLN.
8.4. Penyediaan bahan bakar
Bahan bakar yang dibutuhkan oleh pabrik yaitu pada boiler dan generator.
Bahan bakar yang digunakan adalah fuel oil, pemilihan jenis bahan bakar yang
digunakan berdasarkan pertimbangan – pertimbangan sebagai berikut :
- Harganya relative murah
- Mudah didapat.
- Viskositasnya relative rendah sehingga mudah mengalami pengabutan.
- Heating valuenya relative tinggi
- Tidak menyebabkan kerusakan pada alat – alat.
Dari table 9.9 dan Fig. 99 Perry 6th
ed, didapat :
Flash point = 38oC (100
oF)
Pour point = -6oC (21,2
oF)
Densitas = 0,8 kg/L
Heating value = 19.200 Btu/lb
BAB IX
LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK
9.1. Lokasi pabrik
Lokasi penting bagi perusahaan, karena akan mempengaruhi kedudukan
perusahaan dalam persaingan dan menentukan kelangsungan hidup perusahaan
tersebut.
Untuk memungkinkan dapat dilakukan penentuan lokasi suatu pabrik
dengan tepat maka perlu diperhatikan faktor – faktor yang mempengaruhinya.
Sebenarnya faktor – faktor yang mempengaruhi dalam penentuan lokasi suatu
pabrik banyak sekali. Faktor – faktor tersebut dapat dibagi dalam 2 bagian, yaitu :
1. Faktor utama (Primary factors)
2. Faktor sekunder (Secondary factors)
9.1.1. Faktor Utama (Primary factors)
Yang dikatakan factor utama adalah faktor – faktor yang mempengaruhi
tujuan utama perusahaan. Faktor – faktor yang termasuk dalam factor utama yang
perlu diperhatikan dalam penentuan lokasi suatu pabrik adalah :
1. Letak dari pasar
Suatu pabrik atau industri didirikan karena adanya permintaan akan barang
yang dihasilkan atau karena diharapkan dapat diciptakan permintaan akan
barang yang dihasilkan. Oleh karena itu banyak banyak pabrikmemperhatikan
daerah pemasaran hasil produksinya dalam menentukan lokasi pabrik tersebut.
Alasan utama perusahaan mendirikan pabriknya dekat dengan daerah
pemasaran hasil produksinya agar supaya dapat cepat melayani konsumn atau
barang hasil produksinya agar supaya dapat cepat sampai di pasar. Disamping
itu juga biaya pengngkutan produk ke pasar akan menjadi lebih rendah,
sehingga harga dapat di tekan lebih rendah dengan pengharapan jumlah
produk yang terjual lebih banyak dan akhirnya dapat diperoleh hasil penjualan
yang lebih besar. Jadi bila biaya pengangkuatan barang hasil relatif lebih besar
dari pada biaya pengangkutan bahan mentahnya untuk ukuran yang sama,
maka lokasi / letak pabrik yang dekat ke pasar akan membawa penghematan
dalam biaya pengangkutannya.
2. Letak dari sumber – sumber bahan mentah
Pabrik berkepentingan untuk selalu dapat memperoleh jumlah bahan
mentah yang dibutuhkan dengan mudah, layak harganya, kontinyu dan biaya
pengangkutan yang rendah serta tidak rusak sehingga bila diproses / diolah
nantinya menjadi barang jadi, biaya produksinya dapat di tekan dan kualitas
barang yang dihasilkan adalah baik. Jadi suatu pabrik didirikan dekat sumber
bahan mentahnya untuk tetap menjamin tersedianya bahan – bahan ini
sehingga kontinuitas pabrik dapat terjamin. Jika pabrik terlalu jauh dari
sumber bahan mentahnya, maka akan ada bahaya terlambatnya kedatangan
bahan mentah yang diperlukan untuk prosesproduksi itu yang disebabkan
karena kesukaran – kesukaran pengangkutan sehingga produksi dapat
terganggu. Disamping itu, bila harga bahan mentahnya mahal dan bahan
mentah tersebut berat, maka lebih baik pabriknya dekat dengan sumber bahan
mentahnya agar biaya pengangkutannya lebih murah dan agar kemungkinan
kerugian karena hilangnya bahan – bahan tersebut dapat diperkecil.
3. Terdapatnya fasilitas pengangkutan
Pengangkutan (transportation) merupakan suatu factor yang penting
diperhatikan, karena kegiatan pengangkutan dan memindahkan sampai pada
tempat tujuan kadan – kadang memakan waktu dan biaya yang sangat besar.
Untuk melaksanakan kegiatan pengangkutan ada 4 jenis fasilitas
pengangkutan yang sering digunakan yaitu :
a. Kereta api
Peranan pengangkutan dengan kereta api cukup penting mengingat biaya
pengangkutan kereta api biasanya agak murah dan waktunya relative lebih
cepat. Oleh karena itu letak – letak jaringan kereta api secara histories
masih mempunyai peranan yang menentukan dalam penentuan lokasi
suatu pabrik.
b. Truk / angkutan jalan raya
Peranan jalan raya / truk di Indonesia ini adalah cukup besar dibandingkan
dengan jenis pengangkutan yang lain. Disamping itu adanya fleksibilitas
dalam pengangkutan dengan truk dan jasa – jasa yang ditawarkan oleh
perusahaan – perusahaan truk kepada pabrik mempunyai pengaruh yang
besar dalam penentuan lokasi suatu pabrik.
c. Pengangkutan melalui air
Mengingat keadaan geografi dari daerah – daerah di Indonesia, maka
peranan pengangkutan melalui air juga penting. Di samping itu juga
pengangkutan melalui air ini relative murah, walaupun
pergerakan/kegiatan pengangkutan melalui air ini adalah relative lebih
lambat.
d. Pengangkutan melalui udara
Peranan di Indonesia masih belum begitu besar, mengingat biayanya yang
sangat mahal dan fasilitas – fasilitasnya yang masih kurang.
Tidak hanya adanya truk dan kereta api/jalan kereta api, tetapi juga adanya
jalan – jalan kendaraan, dekat stasiun kereta api atau dekat dengan pelabuhan.
Sebaiknya pabrik didirikan di daerah yang mempunyai fasilitas pengangkutan
seperti terdapatnya jalan – jalan kendaraan ke pabrik tersebut, dekat dengan
stasiun kererta api ataupun pelabuhan sehingga pabrik itu mudah dihubungi,
bahan – bahan dapat mudah diangkut ke pabrik serta barang – barang hasil
dapat mudah di angkut ke pasar atau disampaikan kepada para pemesan.
4. Supply dari buruh atau tenaga kerja yang tersedia
Faktor buruh atau tenaga kerja merupakan factor yang penting bagi suatu
perusahaan, karena berhasil tidaknya pencapaian tujuan perusahaan juga
dipengaruhi oleh factor buruh atau tenaga kerja ini. Salah satu factor yang
mempengaruhi efisiensi kerja dan penekanan biaya produksi adalah tenaga
kerja. Oleh karena itu pimpinan pabrik hendaknya berusaha mencari tempat
untuk lokasi pabriknya di daerah yang tersedia cukup banyak tenaga kerja dan
kualitas serta skillnya tinggi.
5. Terdapatnya pembangkit tenaga listrik
Kebutuhan tenaga listrik bagi pabrik biasanya volumenya cukup besar,
sehingga bila supply tenaga listrik dari daerah dimana pabrik itu berada tidak
cukup banyak, maka tarifnya menjadi mahal. Pabrik yang membutuhkan
tenaga listrik yang besar akan memilih lokasinya di daerah yang mempunyai
atau dekat sumber listrik, karena di daerah ini biaya tenaga listrik tidak begitu
besar. Jika pabrik memilih lokasinya di daerah dimana terdapat tenaga listrik
maka pabrik tidak perlu mendirikan pambangkit tenaga listrik sendiri. Bila
tidak, maka pabrik harus mendirikan tenaga listrik sendiri, yang mana
dibutuhkan investasi yang besar. Dan perlu kita ketahui bahwa lebih murah
untuk menyewa listrik atau power dari pada mengadakan sendiri dengan
pendirian pembangkit tenaga listrik.
9.1.2. Faktor Sekunder (Secondary factors)
Walaupun faktor – faktor selain dari faktor –faktor primer di atas
dinyatakan sebagai faktor – faktor sekunder, tetapi dalam beberapa hal untuk
pabrik – pabrik tertentu bias mempunyai arti yang penting pula. Faktor – faktor
sekunder ini anatara lain dari :
1. Rencana masa depan
Lokasi suatu pabrik merupakan persoalan jagka panjang. Oleh karena itu
kita perlu memperhatikan tentang perencanaan jangka panjang mengenahi
kebutuhan – kebutuhan dan teknik – teknik operasi (technologi). Keputusan
yang diambil sekarang sebenarnya akan mempunyai pengaruh yang penting
pada masa mendatang. Seperti kita ketahui bahwa pabrik itu sesuai dengan
yang dicita – citakan oleh pemilik dan manajernya supaya hidup terus,
berkembang dan mengadakan perluasan.
2. Biaya dari tanah dan gedung, terutama dalam hubungannya dengan rencana
masa depan
Biaya tanah dan gedung ini sering di kaitkan dengan rencana masa dating,
karena pabrik yang didirikan di suatu daerah di maksudkan untuk jangka
waktu yang panjang. Jika biaya tanah dan gedung adalah murah, maka ada
kemungkinan ekspansi pabrik dapat dilakukan, karena tempat tanah pabrik itu
pada umumnya cukup luas sebab biaya investasi tanahnya tidak begitu mahal.
Dan sebaliknya bila harga tanag di daerah itu mahal maka perusahaan akan
sukar untuk memperoleh tanah yang cukup luas, sehingga dalam hal ini
pimpinan perusahaan perlu memikirkan untuk mendirikan gedung yang
bertingkat yang investasinya jauh lebih mahal. Dalam hal ini perlu
diperhatikan beban bunga dan pajak atas tanah dan gedung sering merupakan
bagian yang penting dalam pengeluaran yang sifatnya tidak langsung.
3. Kemungkinan perluasan
Biasanya penempatan lokasi suatu pabrik atau perusahaan di suatu daerah,
melihat kemungkinan apakah perluasan atau ekspansi gedung pabrik pada
masa yang akan datang dapat dilakukan ditempat tersebut atau tidak. Dalam
hal ini perlu dilihat apakah perusahaan mampu membeli tanah yang luas untuk
penempatan tersebut, dan kalau tidak apakah disekeliling tempat perusahaan
itu telah penuh dengan perusahaan/ pabrik – pabrik lainnya. Jika di sekeliling
tempat itu telah penuh ditempati, sedang perusahaan karena perkembangan
aktivitasnya perlu diperluas, maka perluasan perusahaan atau pabrik hanya
mungkin dilakukan dengan mendirikan gedung yang bertingkat ataupun
membangun gedung – gedung yang baru di tempat yang letaknya jauh dari
gedung pabrik semula. Bila perluasan perusahaan dilakukan dengan
membangun gedung – gedung yang baru di tempat yang letaknya jauh dari
gedung pabrik semula, pengawasan dan persoalan yang seharusnya dapat satu
menjadi dua, seperti : listrik, mesin dan peralatan – peralatan lainnya.
4. Water supply (persediaan air)
Pabrik juga membutuhkan air, disamping tenaga listrik. Kadang – kadang
kebutuhan air ini jumlahnya besar baik untuk keperluan proses produksi
ataupun untuk keperluan lain misalnya pembangkit tenaga listrik cadangan.
Jadi tersedianya air di suatu daerah harus juga diperhatikan atau
dipertimbangkan dalam memilih lokasi suatu pabrik di daerah tersebut. Ada
pabrik yang menggunakan atau membutuhkan air yang banyak untuk proses
produksinya, dan ada pabrik yang menggunakan sedikit air untuk proses
produksinya. Oleh karena itu pertimbangan kapan suatu pabrik diletakkan di
daerah dimana terdapat persediaan air yang sangat besar tergantung dari
pabriknya itu sendiri. Bagi pabrik yang membutuhkan air yang banyak, sepeti
pabrik kimia, maka perlu diperhatikan apakah persediaan air yang dipilih itu
cukup atau tidak, serta biayanya murah atau tidak.
5. Tinggi rendahnya pajak dan Undang – undang Perburuhan
Bagi pabrik yang membutuhkan modal investasi yang besar maka masalah
perizinan dan perpajakan perlu dipertimbangkan secara mendalam dalam
menentukan lokasi bagi pabriknya pada suatu daerah ataupun suatu negara.
Kemudahan perizinan dan keringan pajak sangat diperlukan oleh pabrik yang
bersangkutan terutama untuk membantu dapat lekas diselesaikannya pendirian
dan pembangunannya sehingga segera dapat diikuti dengan masa percobaan
dan operasinya. Tinggi rendahnya pajak tergantung oleh kebijakan pemerintah
daerah tersebut. Mengenahi undang – undang perburuhan dapat membantu
dan dapat mempersulit perkembangan perusahaan pabrik.
6. Masyarakat di daerah itu (sikap, banyaknya dan keamanan)
Sikap masyarakat dimana pabrik akan berada juga ikut menentukan
berhasil tidaknya kehidupan pabrik tersebut di kemudian hari. Disamping itu
untuk mendirikan suatu pabrik perlu diperhatikan pandangan atau sikap
masyarakat di daerah itu yaitu apakah masyarakat itu setuju atau tidak
didirikannya pabrik di daerahnya.
Keadaan atau suasana masyarakat di daerah itu merupakan iklim bagi
perkembangan perusahaan pabrik atau industri. Dengan adanya suasana yang
baik dari masyarakat, maka suatu perusahaan dapat tumbuh dan mendapat
keuntungan – keuntungan tertentu dari pemilihan lokasi tersebut.
7. Iklim
Suatu pabrik kadang – kadang membutuhkan iklim yang tertentu seperti
kelembaban udara, panas sinar matahari, atau variasi iklim yang lain untuk
kegiatan proses manufacturing. Disamping itu iklim yang baik dapat
meninggikan moral pekerja sehingga dapat memperbesar hasil produksinya.
Oleh karena itu banyak perusahaan yang mendirikan pabriknya di daerah yang
iklimnya baik dan sesuai dengan kebutuhan proses produksi di pabrik itu.
8. Perumahan yang ada dan fasilitas – fasilitas yang lainnya.
Fasilitas perumahan adalah perlu dan di butuhkan oleh para
pekerja/karyawan dan kekurangan akan perumahan yang cukup merupakan
factor yang harus diperhatikan atau dipertimbangkan. Bila syarat – syarat lain
yang di butuhkan untuk penentuan lokasi adalah baik, sedangkan fasilitas
perumahan di daerah tersbut kurang, maka banyak pabrik yang akan didirikan
harus menanggung pembiayaan untuk membangun perumahan bagi para
pegawai/karyawan. Akibatnya akan memperbesar “capital investment” dari
pabrik itu.
9. Buangan pabrik
Apabila buangan pabrik berbahaya bagi kehidupan disekitarnya, maka hal –
hal yang harus diperhatikan antara lain :
- Cara menentukan buangan terutama yang berhubungan dengan peraturan
pemerintah dan peraturan setempat.
- Masalah polusi atau efek samping dari polusi yang mungkin timbul.
10. Pembuangan limbah
Hal ini berkaitan dengan usaha pencegahan terhadap pencemaran lingkungan
yang disebabkan oleh buangan pabrik yang berupa gas, cairan maupun
padatan dengan memperhatikan ketentuan – ketentuan dari pemerintah.
11. Site dan karakteristik dari lokasi
Hal – hal yang perlu diperhatikan dalam pemilihan lokasi ini adalah :
- Apakah lokasi tersebut merupakan daerah bebas sawah, rawa, bukit, dan
sebagainya.
- Harga tanah yang relatif rendah memungkinkan untuk perluasan pabrik
dan fasilitas pendukung lainnya.
12. Peraturan perundang – perundangan
Hal – hal yang perlu diperhatikan adalah :
- Ketentuan mengenahi daerah tersebut
- Ketentuan mengenahi jalur untuk berdirinya industri di daerah tersebut.
- Peraturan perundang – undangan dari pemerintah dan daerah setempat.
Berdasarkan beberapa pertimbangan faktor – faktor di atas, maka daerah yang
menjadi alternative pilihan lokasi pendirian lokasi pabrik asam benzoate di
daerah Driyorejo Kabupaten Gresik Jawa Timur
Dasar pemilihan lokasi ini adalah :
a. Dekat dengan sumber bahan baku
b. Tersedianya air, tenaga listrik dan bahan bakar.
c. Fasilitas transportasi yang memadai.
d. Tersedianya tenaga kerja yang cukup.
PETA INDONESIA PETA JAWA TIMUR
P E T A P O T E N S I K A B U P A T E N G R E S I K
K. Mas
9.2. Tata letak pabrik (Plant Lay Out)
Plant lay out adalah fase yang termasuk dalam design dari suatu sistem
produksi. Tujuan dari lay out adalah untuk mengembagkan sistem produksi
sehingga dapat mencapai kebutuhan kapasitas dan kualitas dengan rencana yang
paling ekonomis. Tujuan dari lay out yang baik, adalah :
- Mengurangi jarak pengangkutan material dan produk yang telah jadi sehingga
mengurangi material handling.
- Memperhatikan frekuensi arus pekerjaan
- Memungkinkan ruang gerak yang cukup disekeliling tiap mesin, untuk dapat
direparasi dengan mudah.
- Mengurangi ongkos produksi, karena cost ditekan seminimum mungkin.
- Memberikan hasil produksi yang baik.
- Mengurangi capital investment
- Mengusahakan penggunaan yang lebih efisien dari ruangan / lantai baik dalam
arah horizontal maupun dalam arah vertical.
- Mengurangi delays (kelambatan) dalam pekerjaan
- Dapat mengadakan pengawasan yang lebih baik
Faktor – faktor yang perlu diperhatikan dalam penyusunan lay out, antara lain :
- Produk yang dihasilkan.
- Urutan produksinya
- Kebutuhan akan ruangan yang cukup luas (dalam hal ini diperhatikan luas
ruangan pabrik dan tingginya)
- Peralatan/mesin – mesin itu sendiri (apakah mesinnya berat, kalau berat maka
diperlukan lantai yang lebih kokoh jg tergantung dari sifat mesin)
- Maintenance dan replacement (mesin harus ditempatkan sedemikian rupa
sehingga maintenancenya mudah dilakukan dan replacementnya juga mudah)
- Minimum movement (dengan gerak yang sedikit maka costnya akan lebih
rendah)
- Employe area (tempat kerja buruh di pabrik harus cukup luas, sehingga tidak
mengganggu keselamatan dan kesehatan serta kelancaran produksi.
Tata letak bangunan pabrik Asam benzoat dapat dilihat pada gambar 9.2
211
4
6
13
12
14
15
23
7
10
8
2221
7
3
9
2
11
20
19
18
17
16
24
jalan
U
S
TB
11
Gambar 9.2. Plant Lay Out Pra Rencana pabrik Asam Benzoat
Keterangan :
1. Pos keamanan
2. Parkir karyawan dan tamu
3. Aula
4. Mushola
5. Toilet
6. Poliklinik
7. Taman
8. Perkantoran dan tata usaha
9. Kantin
10. Area proses produksi
11. Ruang bahan baku
12. Kantor divisi litbang
13. Laboratorium
14. Ruang produk utama
15. Ruang produk samping
16. Garasi
17. Bengkel
18. Area tangki bahan bakar
19. Ruang Genset
20. Pemadam kebakaran
21. Area water treatment
22. Area waste water treatment
23. Perluasan pabrik
24. Ruang kepala pabrik
Toilet
BAB X ~ 191
9.3. Tata Letak peralatan proses
Hal – hal yang perlu diperhatikan dalam penentuan tata letak peralatan Pabrik
Asam Benzoat ini adalah
1. Aliran bahan baku dan produk
Pengaturan aliran bahan baku dan produk yang tepat dapat menunjang
kelancaran dan keamanan produksi.
2. Aliran udara
Aliran udara dan ventilasi di sekitar area proses harus lancar agar tidak terjadi
stagnasi udara pada tempat yang dapat menyebabkan akumulasi bahan –
bahan kimia yang berbahaya.
3. Pencahayaan
Penerangan seluruh area pabrik terutama daerah proses harus memadai apalagi
pada tempat – tempat yang prosesnya berbahaya sangat membutuhkan
penerangan khusus.
4. Lalu lintas manusia
Dalam perencanaan tata letak peralatan proses perlu memperhatikan ruang
gerak agar dapat mencapai seluruh alat proses dengan mudah dan cepat
sehingga penanganan khusus seperti kerusakan peralatan alat dapat segera
teratasi.
5. Jarak antar alat proses
Untuk alat proses bertekanan tinggi ata bersuhu tinggi sebaiknya berjauhan
dari alat lainnya agar bila terjadi ledakan atau kebakaran tidak cepat merambat
kea lat proses lain.
6. Diusahakan agar setiap alat tersusun berurutan menurut fungsinya masing –
masing sehingga tidak menyulitkan dalam pengoperasian.
7. Diusahakan agar dapat menimbulkan suasana kerja yang menyenangkan.
Tata letak peralatan proses ini secara garis besar berorientasi pada
keselamatan dan kenyamanan pekerja sehingga dapat meningkatkan produktifitas
kerja. Tata letak peralatan proses didasarkan pada areal persiapan bahan baku,
tahap rekasi, tahap penanganan poduk utama dan tahap penanganan produk
samping.
Adapun tata letak peralatan proses pabrik Asam Benzoat dapat dilihat pada
gambar 9.3.
Tahap reaksiStorage
bahan baku
Tahap
pemurnian
Tahap penanganan
produkPersiapan
bahan baku
D-137
F-112
F-113
R-132
R-110
D-120
R-130
D-124
D-140
X-150
F-157
F-154
P-155
U
S
TB
H-151
F-111
F-156
Gambar 9.3. Tata letak peralatan proses
Keterangan :
F-111 : Storage katalis ZnCl2
F-112 : Storage Toluen
F-113 : Storage Cl2
R-110 : Reaktor I
D-120 : Destilasi I
D-124 : Scruber I
R-130 : Reaktor II
R-132 : Tangki pencampur
D-137 : Scruber II
D-140 : Destilasi II
X-150 : Kristalizer
H-151 : Centrifuge
F-154 : Bin produk
P-155 : Mesin pengemas
F-156 : Gudang
F-157 : Storage HCl
BAB X
STRUKTUR ORGANISASI PERUSAHAAN
Suatu perusahaan biasanya memiliki suatu bentuk organisasi yang berfungsi
sebagai suatu bentuk hubungan yang memiliki sifat dinamis, dalam arti dapat
menyesuaikan diri terhadap segala sesuatu perubahan, yang pada hakekatnya
merupakan suatu bentuk yang dengan sadar diciptakan manusia untuk
mencapai suatu tujuan tertentu.
Pada umumnya organisasi dibuat dalam suatu struktur yang merupakan
gambaran secara skematis tentang hubungan atau kerjasama antar departemen
yang terdapat dalam kerangka usaha untuk mencapai suatu tujuan tersebut.
10.1. Umum
Bentuk Perusahaan : Perseroan Terbatas (PT)
Lokasi Pabrik : Driyorejo Kabupaten Gresik Jawa Timur
Lapangan Usaha : Memproduksi Asam Benzoat
Kapasitas Produksi : 20.000 ton Asam Benzoat per tahun
Modal : Penanaman modal dalam negeri
10.2. Bentuk Perusahaan
Pabrik Asam Benzoat merupakan perusahaan swasta nasional yang akan
didirikan dengan bentuk perusahaan perseroan Terbatas (PT). Bentuk ini dipilih
dengan alasan :
1. Tanggung jawab pemegang saham terbatas sebab segala sesuatu yang
menyangkut perusahaan dipegang oleh pemimpin perusahaan.
2. Pemilik dan pengurus perusahaan terpisah satu dengan yang lainnya. Pemilik
PT adalah para pemegang saham, sedangkan pengurus adalah direksi beserta
stafnya yang diawasi oleh dewan direksi.
3. Mudah mendapatkan modal yaitu dari hasil penjualan saham setelah pabrik
berjalan optimum dengan validitas yang jelas.
4. Kehidupan sebuah PT lebih terjamin, karena tidak terpengaruh dengan
berhentinya salah satu dari pemegang saham, direksi maupun stafnya dan juga
karyawan perusahaan.
5. Adanya efisiensi dalam manajemen, para pemegang saham dapat memilih
orang yang ahli sebagai dewan komisaris, juga dapat memilih direktur utama
yang cakap dan berpengalaman.
10.3. Struktur Organisasi Perusahaan
Sistem organisasi yang diterapkan adalah sistem organisasi garis dan staf.
Beberapa hal yang menjadikan alasan pemilihan adalah:
1. Sistem organisasi garis dan staf sering digunakan dalam perusahaan yang
berproduksi secara masal.
2. Biasa diterapkan pada organisasi yang cukup besar dengan produksi kontinyu.
3. Masing-masing kepala bagian atau manager secara langsung bertanggung
jawab atas aktivitas yang dilakukan untuk pencapaian tujuan.
4. Terdapat kesatuan pimpinan dan perintah, sehingga disiplin kerja lebih baik.
5. Pimpinan tertinggi pabrik dipegang oleh seorang direktur yang bertanggung
jawab kepada para dewan komisaris. Anggota dewan komisaris merupakan
wakil-wakil dari pemegang saham dan dilengkapi dengan staf ahli yang
bertugas memberikan saran kepada direktur.
D
ew
an
Ko
mis
ari
s
Dir
ektu
r U
tam
a
LIT
BA
NG
Dir
ekt
ur K
eu
ang
an
&
Um
um
Dir
ektu
r P
rod
uksi
&
Teknik
Kabag
Pe
masa
ran
Kabag
Keu
angan
Kabag
Um
um
Kasi
e
Pe
mbelian
Kasi
e
Pe
masa
ran
Kasi
e
Kea
manan
Kasi
e
Hu
ma
s
Kasi
e
Pers
onalia
Ka
sie
Ad
min
istr
asi
Kas
ie K
as
Kabag
Pro
duks
iK
ab
ag
Tekn
ik
Kasi
e
Pro
ses
Kasi
e
Dalp
ros
Kasie
LA
BK
asi
e U
tilit
as
Kasie
Pe
melih
ara
an
K
a
r
y
a
w
a
n
Gam
bar
10.1
. S
tru
ktu
r O
rgan
isas
i P
ra R
enca
na
Pab
rik
Asa
m B
enzo
at
10.4. Pembagian Tugas dan Tanggung Jawab Dalam Organisasi
10.4.1. Dewan Komisaris
Dewan komisaris ini bertindak sebagai wakil dari pemegang saham, dan
semua keputusan dipegang dan ditentukan oleh persero. Biasanya yang menjadi
ketua dewan komisaris adalah ketua pemegang saham.
Tugas dari dewan komisaris :
- Menentukan atau memutuskan siapa yang menjabat sebagai direktur utama
dan menetapkan kebijakan perusahaan
- Menyetujui dan menolak rencana dan program kerja yang diajukan direktur
- Mengawasi kerja dewan direksi serta meminta pertanggungjawaban direktur
utama
- Mengadakan evaluasi tentang hasil yang diperoleh perusahaan
- Memberi nasehat kepada direktur utama, apabila direktur utama akan
mengadakan perubahan dalam perusahaan
10.4.2. Penelitian dan Pengembangan
Penelitian dan pengembangan bertugas dalam meneliti dan
mengembangkan penggunaan bahan baku serta produksi yang lebih baik dan lebih
ekonomis. Dimana orang-orang yang duduk didalamnya merupakan orang yang
ahli dibidangnya masing-masing. Penelitian dan Pengembangan juga dapat
berfungsi sebagai staf ahli yang mengontrol dan menanggulangi masalah yang
timbul.
10.4.3. Direktur Utama
Direktur utama adalah pemimpin perusahaan yang bertanggung jawab pada
perusahaan induk, dimana direktur utama membawahi :
- Direktur teknik dan produksi
- Direktur keuangan dan administrasi
Tugas dan Wewenang Direktur Utama :
- Bertanggung jawab kepada dewan komisaris
- Menetapkan kebijaksanaan peraturan dan tata tertib baik keluar maupun
kedalam perusahaan
- Mengkoordinasi kerja sama antara direktur teknik dan produksi dengan
Direktur Keuangan dan Administrasi
- Mengatur dan mengawasi keuangan perusahaan
- Bertanggung jawab atas kelancaran perusahan
10.4.3.1. Direktur Teknik dan Produksi
Direktur teknik dan porduksi bertanggung jawab kepada direktur utama antara
lain dalam hal:
- Biaya-biaya produksi
- Laba rugi perusahaan
- Neraca keuangan
10.4.3.2. Direktur Keuangan dan Administrasi
Tugas Direktur Keuangan dan Administrasi berkaitan dengan kegiatan produksi tetapi sangat erat hubungannya
dengan kegiatan pabrik, karena dalam perusahaan, direktur ini mengatur dan mengelola segala hal yang berkaitan
dalam lingkungan eksternal perusahaan. Dengan membawahi :
- Pemasaran
- Keuangan
- Sumber Daya Manusia (SDM)
- Umum
Tugas utamanya adalah memanajemen kegiatan perusahaan diluar kegiatan
perusahaan.
10.4.4. Kepala Bagian
Tugas dan wewenang kepala bagian :
1. Membantu Direktur Teknik dan Produksi atau Direktur Keuangan dan
Administrasi dalam melaksanakan aktifitas pada bagian masing-masing.
2. Memberikan pengawasan dan pengarahan terhadap seksi-seksi dibawahnya.
3. Menyusun laporan dari hasil oleh bagian masing-masing.
4. Bertanggung jawab atas kerja bawahannya.
Kepala Bagian terdiri dari:
a. Kepala Bagian Teknik
Kepala bagian teknik adalah kepala bagian yang bertanggung jawab atas
semua kegiatan yang berhubungan erat dengan produksi. Dalam hal ini bukan
produksi secara langsung, tetapi sebagai penunjang dalam proses produksinya.
Divisi yang dibawahinya :
- Divisi Bengkel dan Perawatan
Bertugas untuk merawat, memelihara dan mempersiapkan peralatan dan
fasilitas yang digunakan untuk proses produksi serta memperbaiki peralatan
yang rusak dan mempersiapkan suku cadangnya, agar peralatan tersebut dapat
digunakan lagi dalam proses produksi.
- Divisi Utilitas
Bertugas dalam mempersiapkan listrik, baik berasal dari PLN maupun dari
generator guna menunjang kelangsungan proses produksi serta mensupply
aliran air yang digunakan selama proses produksi berlangsung.
b. Kepala Bagian Produksi
Kepala bagian produksi adalah kepala bagian yang bertanggung jawab diatas
semua kegiatan produksi. Divisi yang dibawahinya :
- Divisi Pengendalian Mutu dan Laboratorium
Bertugas mengawasi dan mengontrol kualitas produksi, agar produk yang
diterima konsumen mempunyai kualitas yang sesuai dengan keinginan
konsumen dan memiliki standar yang telah ditetapkan seperti divisi-divisi
yang lainnya. Divisi yang tergabung dalam bagian produksi mempunyai tugas
masing-masing bertanggung jawab langsung terhadap kepala bagian produksi.
- Divisi Pengendalian Proses
Bertugas dalam segala hal yang berkaitan dengan kegiatan produksi secara
langsung. Dalam hal ini masih terbagi atas divisi-divisi kecil yang menangani
secara khusus mengenai spesialisasi prosesnya, misalnya: divisi furnace, divisi
settling chamber, dan sebagainya yang sesusai dengan proses produksinya.
- Divisi Produksi
Bertugas merancang kebutuhan bahan baku, dan proses produksi yang efisien
dan ekonomis. Dengan perencanaan yang baik akan dihasilkan produk yang
baik pula.
- Divisi Gudang
Betugas pada pengepakan atau pengemasan produk jadi dan menimbun atau
menyimpan dalam gudang serta merencanakan pengiriman produk keluar
pabrik.
c. Kepala Bagian Pemasaran
Kepala bagian pemasaran mempunyai tugas menentukan daerah pemasaran
dan melakukan riset pasar serta menangani masalah promosi. Kepala bagian
pemasaran membawahi divisi-divisi sebagai berikut :
- Divisi Market dan Riset
Bertugas meneliti dan mengupayakan agar hasil-hasil produksi dapat
disalurkan dengan tepat sehingga hasil produksi mempunyai harga jual yang
terjangkau.
- Divisi Penjualan
Bertugas menjual hasil produksi dengan harga jual yang telah ditetapkan, dan
juga memiliki tugas mengatur pembelian bahan baku dan peralatan lainnya.
- Divisi Promosi
Bertugas mengenalkan produk kepada konsumen-konsumen yang
membutuhkan atau pabrik-pabrik lainnya yang menggunakan bahan baku
Asam benzoat untuk keperluan produksi yang lain. Selain itu juga menarik
minat konsumen untuk membeli.
d. Kepala Bagian Keuangan
Kepala bagian Keuangan bertugas untuk mengatur keuangan serta menangani
penyediaan serta pembelian baik bahan baku maupun peralatan. Kepala bagian
keuangan bertanggung jawab kepada direktur administrasi mengenai
pengeluaran dan pemasukan keuangan. Kepala bagian keuangan membawahi
divisi-divisi sebagai berikut :
- Divisi Pembukuan dan Keuangan
Divisi ini bertugas untuk menyelenggarakan pencatatan hutang piutang,
administrasi persediaan-persediaan kantor, pembukuan serta masalah-masalah
perpajakan.
- Divisi Penyediaan dan Pembelian
Divisi ini bertugas untuk melaksanakan pembelian barang dan peralatan yang
diperlukan perusahaan.
e. Kepala Bagian Sumber Daya Manusia
Kepala bagian Sumber Daya Manusia mempunyai tugas untuk merencanakan,
mengelola dan memberdayakan sumber daya manusia, baik sumber daya manusia
yang sudah ada maupun merekrut sumber daya manusia yang baru. Kepala bagian
ini bertanggung jawab kepada direktur administrasi. Selain itu Kepala Bagian
Sumber Daya Manusia juga mempunyai tugas untuk mengatur masalah karyawan,
jenjang karir, dan masalah penempatan karyawan. Divisi-divisi yang dibawahinya
meliputi :
- Divisi Transportasi
Bertugas untuk mengatur transportasi karyawan, khususnya bagi karyawan
wanita yang bekerja pada shift malam.
- Divisi Ketenagakerjaan
Bertugas untuk mengatur semua kegiatan yang berhubungan dengan
kesejahteraan karyawan, mulai dari mengatur tunjangan, menjamin kesehatan
karyawan, pemberian cuti, JAMSOSTEK sampai mengatur pensiun karyawan.
- Divisi Personalia
Divisi ini bertugas untuk mencari tenaga kerja baru apabila perusahaan
membutuhkan tenaga kerja baru. Tugasnya mulai dari penyebaran iklan
lowongan, pengadaan tes, pemilihan dan pelatihan tenaga baru serta membuat
perjanjian kerja.
f. Kepala Bagian Umum
Kepala bagian ini mempunyai tugas yang berhubungan dengan lingkungan
diluar perusahaan tetapi berkaitan dengan perusahaan. Divisi-divisi yang
dibawahinya meliputi :
- Divisi Humas
Divisi ini bertugas untuk mengatur hubungan antara perusahaan dengan
masyarakat di lingkungan perusahaan serta menerima dan menyeleksi
mahasiswa yang akan melakukan Praktek Kerja Nyata (PKN).
- Divisi Keamanan dan Kebersihan
Divisi ini bertugas untuk menjaga dan memelihara keamanan serta kebersihan,
agar pabrik yang didirikan tidak mengganggu lingkungan sekitar.
10.4.5. Jam Kerja
Pabrik direncanakan bekerja atau beroperasi selama 330 hari dalam setahun
dan selama 24 jam dalam sehari, sisa harinya digunakan untuk perbaikan dan
perawatan serta shut down.
Sesuai dengan peraturan pemerintah jumlah jam kerja untuk karyawan yang
bekerja dikantor, total jam kerja 40 jam dalam seminggu, yang dibedakan
dalam dua bagian, yaitu:
a. Untuk pegawai Non-Shift
Senin – Kamis : 08.00 – 16.00 (istirahat 12.00 – 13.00)
Jum’at : 08.00 – 16.00 (istirahat 11.00 – 13.00)
Sabtu : 08.00 – 14.00
Minggu dan hari besar : libur
b. Untuk pegawai Shift
Sehari bekerja 24 jam, yang terbagi dalam 3 shift, yaitu:
- Shift I : 07.00 – 15.00 WIB
- Shift II : 15.00 – 23.00 WIB
- Shift III : 23.00 – 07.00 WIB
Jadwal kerja dibagi dalam 4 minggu dan 4 kelompok. Setiap kelompok
kerja akan mendapatkan libur 1 kali dalam 3 kali shift. Karena kemajuan suatu
pabrik atau perusahaan tergantung pada kedisiplinan karyawannya maka salah
1 cara untuk menciptakan kedisiplinan adalah dengan cara absensi. Dari mulai
direktur utama sampai dengan karyawan kebersihan diberlakukan absensi
setiap jam kerjanya yang nantinya dapat menjadi pertimbangan perusahaan
dalam meningkatkan karier karyawannya.
Jadwal kerja masing – masing regu ditabelkan sebagai berikut :
Tabel 10.4.5. Jadwal Kerja Karyawan
Regu Hari
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12
I
II
III
IV
P
S
M
-
P
S
-
M
P
-
S
M
-
P
S
M
M
P
S
-
M
P
-
S
M
-
P
S
-
M
P
S
S
M
P
-
S
M
-
P
S
-
M
P
-
S
M
P
Keterangan :
P = Pagi (shift I)
S = Siang (shift II)
M = Malam (shift III)
- = Libur
10.4.6. Pengolongan dan Tingkat Pendidikan Karyawan
Penggolongan karyawan dan tingkat pendidikan dalam struktur organisasi
pada Pra Rencana Pabrik Asam Benzoat adalah:
1. Direktur Utama : Sarjana Teknik Kimia
2. Direktur
a. Direktur Teknik dan Produksi : Sarjana Teknik Kimia
b. Direktur Keuangan dan Administrasi : Sarjana Ilmu Administrasi
3. Penelitian dan Pengembangan : Sarjana Kimia (MIPA)
4. Kepala Bagian
a. Bagian Teknik : Sarjana Teknik Mesin
b. Bagian Produksi : Sarjana Teknik Kimia
c. Bagian Pemasaran : Sarjana Ekonomi
d. Bagian Keuangan : Sarjana Ekonomi
e. Bagian Sumber Daya Manusia : Sarjana Psikologi Industri
f. Bagian Umum : Sarjana Teknik Industri
5. Kepala Divisi
a. Divisi Bengkel dan Perawatan : Sarjana Teknik Mesin
b. Divisi Utilitas : Sarjana Teknik Mesin
c. Divisi Mutu dan Laboratorium : Sarjana Kimia (MIPA)
d. Divisi Pengendalian Proses : Sarjana Teknik Kimia
e. Divisi Produksi : Sarjana Teknik Kimia
f. Divisi Gudang : Sarjana Teknik Kimia
g. Divisi Market dan Riset : Sarjana Ekonomi
h. Divisi Penjualan : Sarjana Ekonomi
i. Divisi Promosi : Diploma Public Relation dan
Promotion
j. Divisi Pembukuan dan Keuangan : Sarjana Ekonomi
k. Divisi Penyediaan dan Pembelian : Sarjana Ekonomi
l. Divisi Transportasi : Sarjana/Diploma Teknik Mesin
m. Divisi Ketenagakerjaan : Sarjana Teknik Industri
n. Divisi Personalia : Sarjana Hukum dan Psikologi
o. Divisi Humas : Diploma Public Relation dan
Promotion
p. Divisi Keamanan dan Kebersihan : Diploma/SMU/SMK
q. Karyawan : Diploma/SMU/SMK
10.4.7. Perincian Jumlah Tenaga Kerja
Perhitungan jumlah tenaga operasional didasarkan pada pembagian
proses yang dilakukan. Pada pra rencana Pabrik Asam Benzoat, proses yang
dilakukan terbagi dalam beberapa 5 tahap.
Kapasitas produksi = 20.000 ton/tahun
= 66,67 ton/hari
Jumlah karyawan tiap proses :
M = 15,2 . P 0,25
= 15,2 . 66,67 0,25
= 43,43 = 45 orang.jam/hari.tahapan proses
Karena jumlah proses keseluruhan dibagi menjadi 5 tahap, maka :
Jumlah karyawan proses = 5 tahapan proses x 45 orang.jam/hari.tahapan proses
= 225 orang.jam/.hari
Karena setiap karyawan shiff bekerja selama 8 jam/ hari, maka :
Jumlah karyawan tiap shiff = ./29125,28/8
/.225shiftorang
harijam
harijamorang
Karena satu hari terdapat 4 shift kerja, maka:
Karyawan Proses = 29 orang /shift x 4 shift = 116 orang
Asumsi karyawan non proses = 81 orang
Total jumlah karyawan = 116 orang + 81 orang = 197 orang
Jadi jumlah karyawan total yang diperlukan pada pabrik Asam Benzoat ini
adalah 197 orang.
Perincian kebutuhan tenaga kerja dapat dilihat pada tabel 10.2.
Tabel 10.2. Perincian Kebutuhan Tenaga Kerja
No. Bagian Pimpinan Operator Tugas
shift
1
2.
3.
4.
5.
6.
7.
8.
9.
10.
11.
12.
13.
14.
15.
16.
17.
18.
19.
20.
21.
23.
24.
25.
26.
27.
28.
29.
30.
31.
Dewan Komisaris
Direktur Utama
Litbang
Direktur Teknik
Direktur
Administrasi
Kabag Teknik
Kabag Produksi
Kabag Keuangan
Kabag Umum
Kabag Pemasaran
Unit Pemeliharaan
Unit Utilitas
Unit Pengendalian
Proses
Unit Proses Produksi
Unit Laboratorium
Unit Administrasi
Unit Pembelian
Unit Pemasaran
Unit Personalia
Unit Humas
Unit Keselamatan
Unit Perserikatan
Pekerja
Unit Kesejahteraan
Pekerja
Unit Kesehatan
Unit Gudang
Unit Bengkel
Transportasi
Keamanan
Kebersihan
4
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
-
-
1
1
1
-
-
-
-
-
-
2
-
-
-
-
-
-
-
2
4
2
2
3
3
4
4
2
-
2
2
2
1
3
3
4
5
3
2
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
116
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
-
Pertamanan
Total 26 55 116
10.5. Jaminan Sosial
Jaminan sosial adalah jaminan yang diterima oleh pihak karyawan jika
terjadi sesuatu hal yang bukan karena kesalahannya menyebabkan dia tidak
dapat melakukan pekerjaan.
Jaminan sosial yang diberikan oleh perusahaan pada karyawan adalah:
a. Tunjangan
- Tunjangan di luar gaji pokok, diberikan kepada tenaga kerja tetap
berdasarkan prestasi yang telah dilakukannya dan lama
pengabdiannya kepada perusahaan tersebut.
- Tunjangan lembur yang diberikan kepada tenaga kerja yang bekerja
di luar jam kerja yang telah ditetapkan (khusus untuk tenaga kerja
shift)
b. Fasilitas
Fasilitas yang diberikan berupa seragam kerja untuk karyawan,
perlengkapan keselamatan kerja (misal helm, sarung tangan, sepatu boot,
kacamata pelindung dan lain-lain), antar jemput bagi karyawan,
kendaraan dinas, tempat tinggal dan lain-lain.
c. Pengobatan
Untuk pengobatan dan perawatan pertama dapat dilakukan di poliklinik
perusahaan dan diberikan secara cuma-cuma kepada karyawan yang
membutuhkan dengan ketentuan sebagai berikut:
- Untuk pengobatan dan perawatan yang dilakukan pada rumah sakit
yang telah ditunjuk akan diberikan secara cuma-cuma
- Karyawan yang mengalami kecelakaan atau terganggu
kesehatannya dalam menjalankan tugas perusahaan, akan mendapat
penggantian ongkos pengobatan penuh.
d. Insentive atau Bonus
Insentive diberikan dengan tujuan untuk meningkatkan produktivitas
dan merangsang gairah kerja karyawan. Besarnya insentive ini dibagi
menurut golongan dan jabatan. Pemberian insentive untuk golongan
operatif (golongan kepala seksi ke bawah) diberikan setiap bulan
sedangkan untuk golongan di atasnya diberikan pada akhir tahun
produksi dengan melihat besarnya keuntungan dan target yang dicapai.
e. Cuti
- Cuti tahunan selama 12 hari kerja dan diatur dengan mengajukan
permohonan satu minggu sebelumnya untuk dipertimbangkan ijinnya
- Cuti sakit bagi tenaga kerja yang memerlukan istirahat total
berdasarkan surat keterangan dokter
- Cuti hamil selama 3 bulan bagi tenaga kerja wanita
- Cuti untuk keperluan dinas atas perintah atasan berdasarkan kondisi
tertentu perusahaan
10.6. Status Karyawan dan Sistem Upah
Pada Pabrik Asam Benzoat ini mempunyai sistem pembagian gaji yang
berbeda-beda kepada karyawan. Hal ini berdasarkan pada kriteria sebagai
berikut :
1. Tingkat pendidikan
2. Pengalaman kerja
3. Tanggung jawab dan kedudukan
4. Keahlian
5. Pengabdian pada perusahaan (lamanya bekerja)
Berdasarkan kriteria di atas, karyawan akan menerima gaji sesuai
dengan status kepegawaiannya. Status kepegawaiannya dibagi menjadi 3
bagian, yaitu :
1. Karyawan reguler
Karyawan reguler adalah karyawan yang diangkat dan diberhentikan
dengan Surat Keputusan (SK) dan mendapat gaji bulanan berdasarkan
kedudukan, keahlian dan masa kerjanya.
2. Karyawan borongan
Karyawan borongan adalah pekerja yang dipergunakan oleh pabrik bila
diperlukan saja, misalnya bongkar muat barang dan lain-lain. Pekerja ini
menerima upah borongan untuk pekerjaan tersebut.
3. Karyawan harian
Karyawan harian adalah pekerja yang diangkat dan diberhentikan oleh
manajer pabrik berdasarkan nota persetujuan manajer pabrik atas
pengajuan kepala yang membawahinya dan menerima upah harian yang
dibayarkan setiap akhir pekan.
Tabel 10.3. Daftar Upah (Gaji) Karyawan
No Jabatan Jumlah Gaji/bulan Total
1 Dewan Komisaris 4 4.000.000 16.000.000
2 Direktur Utama 1 10.000.000 10.000.000
3 Kepala Litbang 1 4.000.000 4.000.000
4 Karyawan Litbang 2 1.500.000 3.000.000
5 Direktur 2 7.500.000 15.000.000
6 Kabag 5 5.000.000 25.000.000
7 Kasie Pemeliharaan 1 3.000.000 3.000.000
8 Karyawan Unit Pemeliharaan 2 900.000 1.800.000
9 Kasie Utilitas 2 3.000.000 6.000.000
10 Karyawan Utilitas 4 900.000 3.600.000
11 Kasie Pengendalian Proses 1 3.000.000 3.000.000
12 Karyawan Pengendalian Proses 2 900.000 1.800.000
13 Kasie Proses Produksi 1 3.000.000 3.000.000
14 Karyawan Proses Produksi 116 900.000 104.400.000
15 Kasie Laboratorium 1 2.500.000 2.500.000
16 Karyawan Laboratorium 3 900.000 2.700.000
17 Kasie Administrasi 1 2.500.000 2.500.000
18 Karyawan Administrasi 3 1.000.000 3.000.000
19 Kasie Pembelian 1 2.500.000 2.500.000
20 Karyawan Pembelian 4 900.000 3.600.000
21 Kasie Pemasaran 1 2.500.000 2.500.000
22 Karyawan Pemasaran 4 900.000 3.600.000
23 Kasie Personalia 1 2.500.000 2.500.000
24 Karyawan Personalia 2 900.000 1.800.000
25 Humas 2 2.000.000 4.000.000
26 Kasie Unit Keselamatan 1 1.500.000 1.500.000
27 Karyawan Keselamatan 2 1.000.000 2.000.000
28 Unit Perserikatan Pekerja 2 1.000.000 2.000.000
29 Unit Kesejahteraan Pekerja 2 1.000.000 2.000.000
30 Kasie Kesehatan 1 2.000.000 2.000.000
31 Karyawan Kesehatan 1 1.000.000 1.000.000
32 Kasie Gudang 1 2.000.000 2.000.000
33 Karyawan Gudang 2 850.000 1.700.000
34 Kasie Bengkel 1 2.500.000 2.500.000
35 Karyawan Bengkel 3 850.000 2.250.000
36 Transportasi 4 850.000 3.400.000
37 Keamanan 5 800.000 4.000.000
38 Kebersihan 3 700.000 2.100.000
39 Pertamanan 2 700.000 1.400.000
TOTAL 197 260.950.000
BAB XI
ANALISA EKONOMI
Dalam mendirikan suatu pabrik perlu diketahui apakah pabrik
tersebut layak untuk didirikan. Untuk mengetahui layak tidaknya pendirian
pabrik ada beberapa faktor yang perlu ditinjau, yaitu :
1. Laju Pengembalian Modal (Rate Of Investment = ROI)
2. Waktu Pengembalian Modal (Pay Out Time = POT)
3. Titik Impas (Break Event Point = BEP)
4. Internal Rate Of Return = IRR
Untuk menghitung faktor-faktor diatas perlu diadakan penafsiran
beberapa hal yang menyangkut administrasi perusahaan dan jalannya proses,
yaitu :
Penafsiran Modal Investasi Total (Total Capital Investment) terdiri atas :
Modal Tetap (Fixed Capital Investment)
Modal Kerja (Work Capital Investment)
Penentuan Biaya Produksi Total (Total Production Cost), terdiri atas :
Biaya Pembuatan (Manufacturing Cost)
Biaya Pengeluaran Umum (General Expenses)
Total Pendapatan
XI.1. Faktor-faktor Penentu
1. Modal Investasi Total (Total Capital Investment = TCI)
Yaitu modal yang dibutuhkan untuk mendirikan pabrik sebelum berproduksi,
terdiri dari :
Fixed Capital Investment (FCI)
Biaya Langsung (Direct Cost), meliputi :
Pembelian alat
Instrumentasi dan alat kontrol
Perpipaan terpasang
Listrik terpasang
Tanah dan bangunan
Fasilitas pelayanan
Pengembangan lahan
Biaya Tak langsung (Indirect Cost)
Teknik dan supervisi
Konstruksi
Kontraktor
Biaya tak terduga
Working Capital Investment (WCI)
Modal kerja yaitu modal yang digunakan untuk menjalankan pabrik
yang berhubungan dengan laju produksi dalam beberapa waktu tertentu
.
Modal kerja terdiri dari :
Penyediaan bahan baku dalam waktu tertentu
Pengemasan produk dalam waktu tertentu
Utilitas dalam waktu tertentu
Gaji dalam waktu tertentu
Uang tunai
Sehingga :
Total Capital Invesment (TCI) = Modal tetap (FCI) + Modal kerja (WCI)
2. Biaya produksi (Total Production Cost = TPC)
Total biaya produksi adalah biaya yang digunakan untuk operasi pabrik
atau biaya yang dikeluarkan untuk mengeluarkan satu-satuan produk dalam
waktu tertentu. Biaya produksi terdiri dari :
2.1. Biaya Pembuatan (Manufacturing Cost), terdiri dari :
Biaya produksi langsung
Biaya produksi tetap
Biaya overhead pabrik
2.2. Biaya Umum (General Expenses), terdiri dari :
Biaya administrasi
Biaya distribusi dan pemasaran
Litbang
Financing
Adapun biaya produksi total terbagi menjadi :
a. Biaya Variabel (Variable Cost = VC)
Biaya variabel yaitu segala biaya yang pengeluarannya berbanding lurus
dengan laju produksi atau biaya yang tergantung dengan kapasitas pabrik
secara langsung. Biaya variabel terdiri dari :
Biaya bahan baku
Biaya utilitas
Biaya pengepakan
b. Biaya Semi Variabel (Semi Variable Cost = SVC)
Biaya semi variabel yaitu biaya pengeluaran yang tidak berbanding lurus
dengan laju produksi atau yang tergantung dengan kapasitas pabrik secara
tidak langsung. Biaya semi variabel terdiri dari :
Upah karyawan
Plant overhead
Pemeliharaan dan perbaikan
Laboratorium
Operating supplies
Biaya umum
Supervisi
c. Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)
Biaya tetap adalah biaya yang dikeluarkan secara tetap, tidak tergantung pada
kapasitas pabrik.
Biaya tetap terdiri dari :
Asuransi
Depresiasi
Pajak
Bunga bank
XI.2. Penafsiran Harga Alat
Penafsiran harga peralatan tiap tahun mengalami perubahan sesuai
dengan kondisi perekonomian yang ada. Untuk penafsiran harga peralatan,
diperlukan indeks yang dapat dipergunakan untuk mengkonversi harga
peralatan pada masa lalu, sehingga diperoleh harga alat saat ini. Untuk
menafsir harga alat, dipakai persamaan (Peter & Timmerhaus, edisi 4 hal
164):
CX = CK x K
X
I
I ....................................................................................... (1)
Dimana :
CX = Tafsirann harga saat ini
CK = Tafsiran harga alat pada tahun k
IX = Indeks harga saat ini
IK = Indeks harga tahun k
Sedangkan untuk menafsirkan harga alat yang sama dengan kapasitas yang
berbeda digunakan persamaan (Peter & Timmerhaus, hlm 169) :
n
B
ABA
C
C VV .................................................................. (2)
Dimana :
VA = Harga alat dengan kapasitas A
VB = Harga alat dengan kapasitas B
CA = Kapasitas alat A
CB = Kapasitas alat B
n = Harga eksponen peralatan
Harga peralatan dalam Pra Rencana Pabrik Asam Benzoat, didasarkan pada harga
alat yang terdapat pada Ulrich. GD dan www.matche.com.
XI.3. Penentuan Total Capital Investment (TCI)
Biaya Langsung / Direct Cost (DC)
Harga Peralatan (E) Rp. 19.941.739.012
Instalasi (50%E) Rp. 9.970.869.506
Instrumentasi (10%E) Rp. 1.994.173.901
Perpipaan (10%E) Rp. 1.994.173.901
Perlistrikan (10%E) Rp. 1.994.173.901
Fasilitas layanan (25%E) Rp. 4.985.434.753
Pengembangan lahan (15%E) Rp. 2.991.260.852
Bangunan Rp. 21.016.000.000
Tanah Rp. 12.000.000.000
Total Rp. 76.887.825.826
Biaya Tak langsung
Engineering & supervisor (10%DC) Rp. 7.688.782.583
Biaya Konstruksi (10%DC) Rp. 7.688.782.583
Biaya tak terduga (15%FCI) Rp. 16.282.127.822
Total Rp. 31.659.692.987
Modal Tetap (FCI)
Biaya langsung Rp. 76.887.825.826
Biaya tak tak langsung Rp. 31.659.692.987
Total Rp. 108.547.518.813
Modal Kerja (WCI)
WCI = 15% TCI
= Rp. 19.155.444.496
Total Capital investment (TCI)
TCI = FCI + WCI
= Rp. 108.547.518.813 + Rp. 19.155.444.496
= Rp. 127.702.963.310
Modal Perusahaan
Modal sendiri (60%TCI) Rp. 76.621.777.986
Modal pinjaman (40%TCI) Rp. 51.081.185.324
Total Rp. 127.702.963.310
XI.4. Penentuan Total Production Cost (TPC)
A. Manufacturing Cost (MC)
Bahan baku 1 tahun (BB) Rp. 183.198.816.649
Utilitas 1 tahun (UT) Rp. 10.921.146.010
Gaji karyawan 1 tahun (GK) Rp. 3.131.400.000
Pemeliharaan (2% FCI) Rp. 2.170.950.376
Laboratorium (10%GK) Rp. 313.140.000
Patent dan Royalti (6%TPC) Rp. 19.410.532.560
Supervisi (10% GK) Rp. 313.140.000
Operating suplies (4%FCI) Rp. 4.341.900.753
Biaya pengemasan Rp. 400.000.000
Total Rp. 224.210.252.276
B. Fixed Production Cost (FPC)
Depresiasi alat & bangunan (10%FCI) Rp. 10.854.751.881
Pajak lokal (2%FCI) Rp. 2.170.950.376
Asuransi (1%FCI) Rp. 1.085.475.188
Bunga Bank (15% modal pinjaman) Rp. 7.662.177.799
Total Rp. 21.773.355.244
C. Biaya Overhead
Biaya Overhead = 5% x TPC
= Rp. 16.183.132.074
D. Biaya Pengeluaran Umum
Administrasi (5%TPC) Rp. 16.183.132.074
Distribusi & penjualan (4%TPC) Rp. 12.946.505.659
Research & development (5%TPC) Rp. 16.183.132.074
Financing (5%TPC) Rp. 16.183.132.074
Total Rp. 61.495.901.880
E. Total Production Cost (TPC)
TPC = A + B + C + D
= Rp.(224.210.252.276 + 21.773.355.244 + 16.183.132.074 +
61.495.901.880)
= Rp. 323.662.641.474
XI.5. Penentuan Laba Perusahaan
Laba perusahaan yaitu keuntungan yang diperoleh dari penjualan produk.
Total penjualan per tahun = Rp. 380.000.000.000
Laba kotor = Harga Jual - Biaya Produksi
= Rp. 380.000.000.000- Rp. 323.662.641.474
= Rp. 56.337.358.526
Pajak penghasilan = 34% dari laba kotor
( Vilbrant, hal. 252 )
Laba bersih = laba kotor x ( 1 - %pajak )
= Rp. 56.337.358.526 x (1 – 0,34)
= Rp. 37.182.656.627
Nilai penerimaan Cash Flow setelah pajak (CA) :
CA = Laba bersih + Depresiasi alat
= Rp. 37.182.656.627 + Rp. 10.854.751.881= Rp. 48.037.408.508
XI.6. Analisis Probabilitas
XI.6.1. Laju Pengembalian Modal (Rate On Invesment = ROI)
ROI adalah pernyataan umum yang digunakan untuk menunjukkan laba
tahunan sebagai usaha untuk mengembalikan modal.
ROI sebelum pajak
ROIBT = %100tetapModal
kotorLaba
= %100813.518.547.108.Rp
.52656.337.358 Rp.
= 51,9011 %
ROI setelah pajak
ROIAT = %100tetapModal
bersihLaba
= %100813.518.547.108.Rp
.62737.182.656 Rp.
= 34,2547 %
XI.6.2. Lama Pengembalian Modal (Pay Out Time = POT)
POT adalah masa tahunan pengembalian modal investasi dari laba yang
dihitung dikurangi penyusutan atau waktu yang diperlukan untuk mengembalikan
modal investasi.
POT tanpa bunga = tahun1depresiasilaba
tetapModal
= tahun1.88110.854.751Rp.627.656.182.37Rp.
8.813108.547.51 .Rp
= 2,3 tahun (2 tahun 3 bulan)
POT dengan bunga = tahun1depresiasilaba
BungatetapModal
= tahun1.88110.854.751Rp.627.656.182.37Rp.
799.177.662.7Rp. 8.813108.547.51.Rp
= 2,4 tahun (2 tahun 4 bulan)
XI.6.3. Break Event Point (BEP)
BEP adalah titik dimana jika tingkat kapasitas pabrik berada pada titik
tersebut maka pabrik tidak untung dan tidak rugi atau harga penjualan sama
dengan biaya produksi.
BEP = %100VC)SVC(0,7S
SVC)(0,3FC
Biaya produksi tetap = Rp. 21.773.355.244
Biaya semi variabel (SVC)
Gaji karyawan Rp. 3.131.400.000
Supervisi Rp. 313.140.000
Pemeliharaan Rp. 2.170.950.376
Laboratorium Rp. 313.140.000
Plant overhead Rp. 16.183.132.074
Penyediaan operasi Rp. 4.341.900.753
Biaya umum Rp. 61.495.901.880
Total Rp. 87.949.565.083
Biaya Variabel (VC)
Bahan baku Rp. 183.198.816.649
Utilitas Rp. 10.921.146.010
Patent dan Royalti Rp. 19.419.758.488
Biaya pengemasan Rp. 400.000.000
Total Rp. 213.939.721.147
Jumlah penjualan = Rp. 380.000.000.000
Sehingga :
BEP = %100VC)SVC(0,7S
SVC)(0,3FC
= %100)147.721.939.213083.565.949.87(0,7000.000.000.380
)083.565.949.87x(0,3244.355.773.21
x
= 46,0864 %
Titik BEP terjadi pada kapasitas produksi = 46,0864 % x 20.000 ton/tahun
= 9.217,2747 ton/tahun
Nilai BEP untuk Pabrik Asam Benzoat berada diantara nilai 30 – 60%, sehingga nilai BEP diatas memadai.
Untuk produksi tahun pertama kapasitas pabrik 80 % dari kapasitas yang
sesungguhnya, sehingga keuntungan adalah :
BEP)(100
kapasitas)%(100BEP)(100
PB
PBi
Dimana :
PBi = keuntungan pada % kapasitas yang tercapai (dibawah 100%)
PB = keuntungan pada kapasitas 100%
% kapasitas = % kapasitas yang tercapai
)0864,46(100
)08(100)0864,46(100
.62737.182.656 Rp.
PBi
PBi = Rp.23.389.239.632
Sehingga Cash Flow setelah pajak untuk tahun pertama adalah :
CA = Laba bersih tahun pertama + Depresiasi alat & bangunan
= Rp. 23.389.239.632 + Rp. 10.854.751.881
= Rp. 34.243.991.513
XI.6.4. Shut Down Point (SDP)
Bia
ya p
rod
uk
si
0 100
FC
0,3
SV
CR
p.
/ ta
hu
n
SVC
FC
TPC
Kapasitas produksi (%)
BEP
46,0864
10 20 30 40 50 60 70 80 90
X
40 . 109
80 . 109
120 . 109
160 . 109
200 . 109
240 . 109
280 . 109
320 . 109
360 . 109
400 . 109
380 . 109
323 . 109
Shut Down Point adalah suatu titik yang merupakan kapasitas minimal
suatu pabrik yang masih boleh beroperasi
SDP = 100%VCSVC0,7S
SVC0,3
= %100147.721.939.213)083.565.949.87(7,0000.000.000.380
.565.083)0.3(87.949x
= 25,2497 %
Gambar 11.1. Grafik Break Event Point Pabrik Asam Benzoat
X1.6.5. Net Present Value (NPV)
Motode ini digunakan untuk menghitung selisih dari nilai penerimaan kas
bersih sekarang dengan nilai investasi sekarang.
Langkah – langkah menghitung NPV :
a. Menghitung CAo (tahun ke-0) untuk masa konstruksi 2 tahun
CA-2 = 40 % FCI ( 1 + i)2
= 40 % Rp. 108.547.518.813 (1 + 0,20)2
= Rp. 62.523.370.836
CA-1 = 60% FCI ( 1 + i )1
= 60% Rp. 108.547.518.813 ( 1 + 0,20)1
= Rp. 78.154.213.546
CAo = - (CA-2 + CA-1 )
= - (Rp. 62.523.370.836 + Rp. 78.154.213.546)
= Rp. -140.677.584.382
b. Menghitung NPV tiap tahun
NPV = CA x Fd
dimana : CA = Cash flow setelah pajak
Fd = faktor diskon = ni)(1
1
n = tahun ke-n
i = tingkat bunga bank
Tabel XI.6.6.1. Cash Flow untuk NPV selama 10 tahun
(Pabrik ditafsir berumur 10 tahun)
Tahun ke Cashflow Fd/I (I=20%) PV1
0 -140.677.584.382 1,0000 -140.677.584.382
1 34.243.991.513 0,8333 28.536.659.595
2 41.140.700.011 0,6944 28.569.930.563
3 41.140.700.011 0,5787 23.808.275.469
4 41.140.700.011 0,4823 19.840.229.558
5 41.140.700.011 0,4019 16.533.524.631
6 41.140.700.011 0,3349 13.777.937.193
7 41.140.700.011 0,2791 11.481.614.327
8 41.140.700.011 0,2326 9.568.011.940
9 41.140.700.011 0,1938 7.973.343.283
10 41.140.700.011 0,1615 6.644.452.736
WCI 19.155.444.496 0,1615 3.093.711.229
Total 29.150.106.142
Karena harga NPV = (+) maka Pabrik Asam Benzoat layak didirikan
X1.6.6. Internal Rate Of Return (IRR)
Tabel XI.6.7.1. Cash Flow untuk IRR
Tahun
ke Cashflow
Fd/I
(I=20%) PV
Fd/I
(I=22%) PV2
0 -140.677.584.382 1,0000 -140.677.584.382 1,0000 -140.677.584.382
1 34.243.991.513 0,8333 28.536.659.595 0,8197 28.068.845.503
2 41.140.700.011 0,6944 28.569.930.563 0,6719 27.640.889.553
3 41.140.700.011 0,5787 23.808.275.469 0,5507 22.656.466.847
4 41.140.700.011 0,4823 19.840.229.558 0,4514 18.570.874.465
5 41.140.700.011 0,4019 16.533.524.631 0,3700 15.222.028.250
6 41.140.700.011 0,3349 13.777.937.193 0,3033 12.477.072.336
7 41.140.700.011 0,2791 11.481.614.327 0,2486 10.227.108.472
8 41.140.700.011 0,2326 9.568.011.940 0,2038 8.382.875.797
9 41.140.700.011 0,1938 7.973.343.283 0,1670 6.871.209.669
10 41.140.700.011 0,1615 6.644.452.736 0,1369 5.632.139.073
WCI 19.155.444.496 0,1615 3.093.711.229 0,1369 2.622.369.755
Total 29.150.106.142 17.694.295.338
IRR = i1 + 21
1
NPVNPV
NPV x (i2 – i1)
= 20 % + %)20%22(338.295.694.17142.106.150.29
.14229.150.106
= 25,0891 %
Karena harga IRR lebih besar dari bunga bank (15 %), maka Pabrik Asam
Benzoat layak untuk didirikan di Desa Driyorejo Kabupaten Gresik Jawa
Timur.
BAB XII
KESIMPULAN
Pra Rencana Pabrik Asam benzoat dari toluen dan khlorin ini
diharapkan dapat mencapai hasil produksi yang maksimal sesuai dengan tujuan,
walaupun hasil produksi tersebut belum dapat memenuhi kebutuhan masyarakat
dalam negeri namun dapat mengurangi pengimporan Asam benzoat dari luar
negeri.
Dari hasil perhitungan Pra Rencana Pabrik Asam benzoat dengan
kapasitas 20.000 ton/tahun dapat disimpulkan bahwa rencana pendirian pabrik ini
adalah cukup menguntungkan dan layak untuk ditindak lanjuti dengan
memperhatikan beberapa aspek berikut :
a. Aspek Lokasi
Pabrik Asam benzoat ini didirikan di Driyorejo Kabupaten Gresik Jawa
Timur. Lokasi ini diperkirakan menguntungkan, karena :
Dasar pemilihan lokasi ini adalah :
e. Dekat dengan sumber bahan baku
f. Tersedianya air, tenaga listrik dan bahan bakar.
g. Fasilitas transportasi yang memadai.
h. Tersedianya tenaga kerja yang cukup.
b. Aspek Sosial
Pendirian Pabrik Asam benzoat ini bila ditinjau dari aspek sosial
dinilai menguntungkan, karena :
- Dapat menciptakan lapangan kerja baru.
- Memberikan kesempatan penduduk untuk mendapatkan penghasilan yang
lebih baik dari sebelumnya.
c. Aspek Ekonomi
Di Indonesia, kebutuhan Asam benzoat akan semakin meningkat
sejalan. Ditinjau dari hal tersebut maka pendirian Pabrik Asam benzoat ini
sangat penting karena dapat mengurangi nilai import barang dan dengan terus
berkembangnya prodiuksi Asam benzoat ini diharapkan dapat menambah
devisa Negara, juga dapat membantu Pemerintah mengurangi masalah
pengangguran.
Setelah dilakukan analisa ekonomi terhadap Pra Rencana Pabrik Asam
Benzoat, maka dapat dinilai bahwa pabrik ini cukup menguntungkan dengan
berdasarkan data-data sebagai berikut :
TCI = Rp. 127.702.963.310
ROI BT = 51,9001 %
ROI AT = 34,2547 %
POT = 2,4 2 tahun 4 bulan
BEP = 46,0864 %
IRR = 25,0891 %
Berdasarkan aspek-aspek diatas, maka Pabrik Asam Benzoat layak
didirikan di daerah Driyorejo Kabupaten Gresik Jawa Timur dengan kapasitas
20.000 ton/tahun pada tahun 2009.
DAFTAR PUSTAKA
Anonimous, Statistik Perdagangan Luar Negri, Biro Pusat Statistik Surabaya,
Surabaya Indonesia.
Badger and Banchero, (1955), Introduction to Chemical Engineering, Mc Graw
Hill Book Company.
Brownell, L.E. and Young, E.H, (1959), Process Equipment Design, John
Willey and Sons lbc, New York.
Brown, G.G., (1978), Unit Operation, John Willey and Sons Inc, Tokyo.
Coulson, J.M., and J.H. Ricardson., (1983), Chemical Engineering, Pergamon
Press, New York.
Faith, W.L., Keyes, D.B., and Clark, R.L., (1981), Industry Chemical, John
Willey and Sons, New York.
Geankoplis J. Cristie, (1997), Transport Process and Unit Operation, 3rd
edition, Prentice-Hall inc.New Delhi.
Hougen, O.A. and Watson, k.M, (1954), Chemical Process Principles, 2nd
edition, John Willey and Sons lbc, New York.
Husain, S.K, (1978), Tex Book Of Water Suply and Sanitary Engineering, 2nd
edition, New Delhi.
Kern, D.Q, (1965), Process Heat Transfer, Mc Graw-Hill Book Company,
Singapore.
Kirk, R.E, and Othmer, (1978), Encyclopedia of Chemical Technology, 2nd
edition volume 3, John Willey and Sons inc.
Kirk, R.E, and Othmer, (1981), Encyclopedia of Chemical Technology, 3rd
edition volume 3, John Willey and Sons inc.
Ludwig, E Ernest, (1997), Applied Process Design For Chemical and
Petrochemical Plants, 3rd
edition volume 2, United States of America.
Perry, J.H, (1987), Chemical Engineer’s Handbook, 6th
edition, Mc Graw-Hill
Book Company, New York.
Perry, J.H, (1999), Chemical Engineer’s Handbook, 7th
edition, Mc Graw-Hill
Book Company, New York.
Petter, M.S and Timmerhaus, K.D, (2003), Plant Design and Economic for
Chemical Engineer’s, 5th
edition, Mc Graw-Hill International Book
Company, Singapore.
Smith, J.M. and Van Ness, H.C, (1996), Introduction to Chemical Engineering
Thermodinamics, 5th
edition, Mc Graw-Hill International Book Company,
Singapore.
Sugiharto, (1978), Dasar-dasar Pengolahan Air Limbah, Universitas Indonesia,
Jakarta.
Ulrich, G.D, (1984), A Guide to Chemical Engineering Process Design and
Economics, 1st edition, John Willey and Sons, United States of America.
Van, Winkle Matthew, (1967), Distillation, Mc Graw Hill Book Company.
Vilbrandt and Dryden, (1999), Chemical Engineering Plant Design, 4th
edition,
Mc Graw Hill Company.
Wallas, M Staenly, (1981), Chemical Process Equipment, Butterwood
Publishers.
www.matche.com, 23 Agustus 2007
www.wikipedia.com, 23 Agustus 2007
APPENDIKS A
PERHITUNGAN NERACA MASSA
Kapasitas produksi = 20.000 ton/tahun
= ton
kgx
jam
harix
hari
tahunx
tahun
ton
1
1000
24
1
330
1000.20
= 2525,2525 kg/jam
Operasi pabrik = 330 hari/tahun, 24 jam/hari
Basis perhitungan = 1907,9054 kg/jam
10. REAKTOR I (R-110)
Fungsi : Untuk mereaksikan C6H5CH3 dan Cl2 menjadi C6H5CCl3
Toluene
Chlorine
Benzentrichloride
HCl
Komposisi bahan baku :
1. Toluen
C6H5CH3 = 99,5 %
C6H6 = 0,5 %
2. Khlorin
Cl2 = 99,7 %
H2O = 0,3 %
Diketahui : Yield 75 % - 80 %
Menentukan konversi :
Yield = %100xutamafeed
produk
%100xyield
produkutamafeed
%100xyield
produksikapasitasutamafeed
%100%75
/2525,2525x
jamkgutamafeed
feed utama = 3367,0034 kg/jam
= kmolkg
jamkg
/122
/0034,3367= 27,5984 kmol/jam
limiting reaktan mula-mula = feed utama = 27,5984 kmol/jam
limiting reaktan - limiting yang bereaksi = 100 % - yield
limiting yang bereaksi = limiting reaktan mula-mula + yield – 100 %
= 27,5984 kmol/jam + 75 % - 100 %
= 27,3484 kmol/jam
Konversi reaksi = %100lim
limx
mulamulaiting
bereaksiyangiting
= %100/5984,27
/3484,27x
jamkmol
jamkmol = 99,0942 %
Keterangan :
1. Kondisi reaktor : T = 100 0C
2. Reaksi pada fase cair
3. Konversi reaksi 99,0942 %
Reaksi : C6H5CH3 + 3Cl2 %0942,99 C6H5CCl3 + 3HCl
Awal 20.6344 61.9032
Brksi 20.5502 61.6507 20.5502 61.6507
Sisa 0.0842 0.2525 20.5502 61.6507
Toluen yang dibutuhkan :
Toluen = 20,6344 kgmol/jam x 92 = 1898,3659 kg/jam
Benzen = x5,99
5,01898,3659 kg/jam = 9,5395 kg/jam
Khlorin yang dibutuhkan :
Khlorin = 61,9032 kgmol/jam x 71 = 4395,1297 kg/jam
H2O = x7,99
3,0 4395,1297 kg/jam = 13,2251 kg/jam
Produk yang terbentuk :
Benzentrichlorid 20,5502 kgmol/jam x 195,5 = 4017,5713 kg/jam
HCl = 61,6507 kgmol/jam x 36,5 = 2250,2519 kg/jam
Produk sisa :
Toluen = 0,0842 kgmol/jam x 92 = 7,7432 kg/jam
Khlorin = 0,2525 kgmol/jam x 71 = 17,9273 kg/jam
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
C6H5CH3 1898.3659 Masuk Scruber :
C6H5 9.5395 HCl 2250.2519
Cl2 4395.1297 C6H5 9.5395
H2O 13.2251 Cl2 17.9273
Masuk Distilasi :
H2O 13.2251
C6H5CCl3 4017.5731
C6H5CH3 7.7432
Total 6316.2601 Total 6316.2601
11. SCRUBER I (D-124)
Fungsi : Untuk menyerap HCl
C6H6
CL2
HCl
C6H6
HCl
Cl2
HCl
H2O
Cl2
C6H6
T = 30 0C
P = 1 atm
H2O
Gas masuk scrubber :
Komponen Kg/jam
HCl 2250.2519
C6H5 9.5395
Cl2 17.9273
Total = 2277.7187
T pada scruber = 30 0C
Kelarutan HCl pada suhu 30 0C dapat dilihat pada data perry table 2-120
diperoleh 67,3 gram / 100 gram H2O.
Kelarutan HCl = 67,3 gram HCl/100 gram H2O
Jumlah HCl = 2250,2519 kg/jam = 2250251,945 g/j
Maka kebutuhan air = 1003,67
945,2250251x
= 3343613,589 g/j H2O = 3343,6163 kg/j H2O
Diharapkan 99,9 % HCl dapat diserap, maka HCl yang dapat diserap :
= 99,9% x 2250,2519 kg/jam
= 2248,0017 kg/jam
HCl yang tidak terserap sebesar 0,1% :
= 0,1% x 2250,2519 kg/jam
= 2,2503 kg/jam
Kelarutan Khlorin pada suhu 30 0C dapat dilihat pada data perry table 2-126
diperoleh 5,856 gram / 100 gramH2O.
Kelarutan Khlorin = 5,856 gram HCl/100 gram H2O
Jumlah Khlorin = 17,9273 kg/jam = 17927,2702 g/j
Maka kebutuhan air = 1005856,0
2702,17927x
= 3061350,7811 g/j = 3061,3508 kg/jam
Diharapkan 99 % Khlorin dapat diserap, maka khlorin yang dapat diserap :
= 99 % x 17,9273 kg/jam
= 17,7480 kg/jam
Khlorin yang tidak terserap sebesar 1% :
= 1% x 17,9273 kg/jam
= 0,1793 kg/jam
Kelarutan Benzen pada suhu 30 0C dapat dilihat pada data perry 0,179 gram / 100
gram H2O.
Kelarutan Benzen = 0,179 gram HCl/100 gram H2O
Jumlah benzen = 9,5395 kg/jam = 9539,5270 g/j
Maka kebutuhan air = 100179,0
5270,9539x
= 53293446,9274 g/j = 53293,4469 kg/jam
Diharapkan 99 % benzen dapat diserap, maka benzen yang dapat diserap :
= 99 % x 9,5395 kg/jam
= 9,4441 kg/jam
Khlorin yang tidak terserap sebesar 1% :
= 1% x 9,5395 kg/jam
= 0,0954 kg/jam
Total H2O yang ditambahkan = 3343,6163 + 3061,3508 + 53293,4469
= 59698,4113 kg/jam
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari reaktor : Hasil atas :
HCl 2250.2519 C6H6 2.2503
C6H6 9.5395 Cl2 0.0954
Cl2 17.9273 HCl 0.1793
Penambahan H2O Ke tangki HCl :
H2O 59698.4113 HCl 2248.0017
Cl2 17.7480
C6H6 9.4441
H2O 59698.4113
Total 61976.1300 Total 61976.1300
12. DISTILASI I (D-120)
Fungsi : Untuk memisahkan antara C6H5CCl3 dari C6H5CH3 dan H2O
C6H5CH3
C6H5CCl3H2O
D
E
S
T
I
L
A
S
I
C6H5CH3
C6H5CCl3H2O
C6H5CH3
C6H5CCl3H2O
Penentuan komposisi destilat dan bottom pada distilasi,
Neraca Bahan Total F = D + B ………………………………i
Neraca Komponen FXF = DXD + BXB …………………………ii
Komponen masuk pada kolom distilasi
Komponen kg/jam Kmol/jam Xf
C6H5CH3 7.7432 0.0842 0.0039
C6H5CCl3 4017.5731 20.5502 0.9617
H2O 13.2251 0.7347 0.0344
Total 4038.5414 21.3691 1.0
Asumsi untuk pembagian komponen dalam destilat :
C6H5CH3 = 99.99%
C6H5CCl3 = 0.01%
H2O = 99.99%
Maka didapatkan perhitungan dibawah ini :
Komponen destilat pada distilasi
Komponen kg/jam Kmol/jam XD
C6H5CH3 7.7425 0.0842 0.1025
C6H5CCl3 0.4018 0.0021 0.0025
H2O 13.2237 0.7347 0.8950
Total 21.3680 0.8209 1.0
Asumsi untuk pembagian komponen dalam bottom :
C6H5CH3 = 0.01%
C6H5CCl3 = 99.99%
H2O = 0.01%
Maka didapatkan perhitungan dibawah ini :
Komponen bottom pada distilasi
Komponen kg/jam Kmol/jam XB
C6H5CH3 0.0008 0.000008 0.0000004
C6H5CCl3 4017.1714 20.5482 0.9999960
H2O 0.0013 0.0001 0.0000036
Total 4017.1734 20.5483 1.0
Untuk bisa mendapatkan komponen yang cocok untuk didistilasi maka
dilakukan perhitungan trial dan error terhadap kondisi operasi
A. Perhitungan Bubble Point
Perhitungan bubble point untuk feed, distilat dan bottom dengan
menggunakan sistem multi komponen yang diketahui feed terdiri dari 3
komponen, Perhitungan dilakukan dengan cara masing-masing komposisi
feed, destilat dan bottom, Perhitungan dilakukan dengan mengasumsikan
harga Pisat
pertama 760 mmHg dengan trial dan error dicari nilai Tisat
yang
tepat, Nilai Tisat
yang tepat digunakan untuk mencari Pisat
baru dengan
menggunakan persamaan Antoine :
Pisat
= CTi
Bsat
-A exp …………………………………………………(1)
Dimana: Tisat
dalam K
A,B,C = konstanta Antoine untuk masing-masing komponen
Nilai Pisat
yang telah didapatkan, digunakan untuk mencari harga Ki dengan
persamaan = Ki = asumsiPi
baruPisat
sat
………………………………………(2)
Kemudian cek Ki yang didapatkan terhadap nilai Tisat
dengan menggunakan
persamaan 11,5a – 11,5b (Coulsen dan Richardson ), yaitu :
1. Cek terhadap yi dengan mendapatkan nilai Ki maka dapat dihitung :
Yi = mmHgXiPisat 760 …………………………(3)
2. Xi pada komposisi awal komponen digunakan untuk cek terhadap Pisat
asumsi mmHgXiPisat 760 ………………………………(4)
B. Perhitungan Dew Point
Perhitungan dew point untuk feed, distilat dan bottom dengan menggunakan
sistem multi komponen yang diketahui feed yang terdiri dari 3 komponen
yang sama dengan perhitungan pada buble point, hanya symbol untuk masing-
masing komponen feed, distilat dan bottom dalam % berat adalah Yi,
Sehingga cek nilai Tisat
didapat dari persamaan 11,5a – 11,5b ( Coulsen and
Richardson) yaitu :
1. Cek terhadap Xi, dengan mendapatkan nilai Ki maka nilai Xi dapat
dihitung : Xi = Ki
Yi………………………………………(5)
2. Xi dapat digunakan untuk cek terhadap Pisat
asumsi dengan menggunakan
persamaan : Pisat
asumsi = mmHgXi 760Pisat ………… (6)
Hasil perhitungan trial dan error pada kolom distilasi dengan menggunakan
persamaan 1 s/d 6 didapatkan hasil sebagai berikut :
Asumsi P = 760 mmHg
Maka diperoleh secara keseluruhan sebagai berikut :
Tekanan = 1 atm
Perhitungan temperatur pada feed:
Bubble point = 129,4212 oC
Dew point = 130,7498 oC
Perhitungan temperatur pada destilat:
Bubble point = 108,0645 oC
Dew point = 121,8754 oC
Perhitungan temperatur pada bottom:
Bubble point = 131,7210 oC
Dew point = 131,7200 oC
Hasil Perhitungan trial dan error pada distilasi I
A. Perhitungan Buble point
1. Feed
Tekanan = 1 atm
T = 129,4212 oC
Komponen Xif Pi sat
Ki Yi Pi sat
.Xif
C6H5CH3 0.0039 1259.7107 1.6575 0.0065 4.9616
C6H5CCl3 0.9617 713.9327 0.9394 0.9034 686.5740
H2O 0.0344 1991.2791 2.6201 0.0901 68.4653
Total 1.0 1.0 760.0
2. Destilat
Tekanan = 1 atm
T = 108,0645 oC
Komponen Xid Pi sat
Ki Yi Pi sat
.Xid
C6H5CH3 0.1025 706.2446 0.9293 0.0953 72.4060
C6H5CCl3 0.0025 382.9495 0.5039 0.0013 0.9587
H2O 0.8950 767.2133 1.0095 0.9035 686.6359
Total 1.0 1.0 760.0
3. Bottom
Tekanan = 1 atm
T = 131,7210 oC
Komponen Xib Pi sat
Ki Yi Pi sat
.Xib
C6H5CH3 0.0000004 1335.0910 1.7567 0.000001 0.0005
C6H5CCl3 0.9999960 760.0021 1.0000 0.999999 759.9991
H2O 0.0000036 2132.7614 2.8063 0.000010 0.0214
Total 1.0 1.0 760.0
B. Perhitungan Dew Point
1. Feed
Tekanan = 1 atm
T = 130,7498 oC
Komponen Yif Pi sat
Ki Xi Pi sat
.Xif
C6H5CH3 0.0039 1302.8442 1.7143 0.0023 2.9934
C6H5CCl3 0.9617 740.2697 0.9740 0.9873 730.8759
H2O 0.0344 2072.0502 2.7264 0.0126 26.1308
Total 1.0 1.0 760.0
2. Destilat
Tekanan = 1 atm
T = 121,8754 oC
Komponen Yid Pi sat
Ki Xi Pi sat
.Xid
C6H5CH3 0.1025 1035.3041 1.3622 0.0753 77.9172
C6H5CCl3 0.0025 578.0522 0.7606 0.0033 1.9027
H2O 0.8950 738.1991 0.9713 0.9214 680.1802
Total 1.0 1.0 760.0
3. Bottom
Tekanan = 1 atm
T = 131,7200 oC
Komponen Yib Pi sat
Ki Xi Pi sat
.Xib
C6H5CH3 4.09599E-07 1335.0575 1.7567 2.3317E-07 0.0003
C6H5CCl3 0.999996015 759.9816 1.0000 1.0000 759.9970
H2O 0.0000036 7.6651 0.0101 0.0004 0.0027
Total 1.0 1.0 760.0
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari reaktor : Ke waste
C6H5CH3 7.7432 C6H5CH3 7.7425
C6H5CCl3 4017.5731 C6H5CCl3 0.4018
H2O 13.2251 H2O 13.2237
Jumlah 21.3680
Ke reaktor 2 :
C6H5CH3 0.0008
C6H5CCl3 4017.1714
H2O 0.0013
Jumlah 4017.1734
Total 4038.5414 Total 4038.5414
13. REAKTOR II (R-130)
Fungsi : Untuk mereaksikan C6H5CCl3, H2O dan katalis ZnCl2 menjadi
C6H5COOH dan HCl
C6H5 CCl3C6H5 CH3 sisa
H2O
C6H5 CH3
H2O
C6H5 COOH
C6H5 CCl3ZnCl2
ZnCl2
HCl
Keterangan :
1. Kondisi reaktor : T = 130 0C
2. Konversi reaksi : 98,7833 %
3. Reaksi pada fase cair
Komponen kg/jam kmol/jam % (Komposisi)
C6H5CCl3 4017.1714 20.5482 0.3322
C6H5COCl 0.0008 8.41656E-06 1.36078E-07
H2O 739.7362 41.0965 0.6644
ZnCl2 28.1202 0.2063 0.0033
Total 4785.0285 61.8510 1.0000
Reaksi : C6H5CCl3 + 2 H2O %7833,98 C6H5COOH + 3 HCl
Awal 20.5482 41.0964
Bereaksi 20.2982 40.5964 20.2982 60.8946
Sisa 0.2500 0.5000 20.2982 60.8946
Bahan yang dibutuhkan :
C6H5CCl3 = 20,5482 kgmol/jam x 195.5 = 4017,1714 kg/jam
C6H5CH3 = 0,0008 kg/jam
H2O = 41,0964 kgmol/jam x 18 = 739,7349 kg/jam
Katalis yang digunakan yaitu ZnCl2 ditetapkan sebesar 0.7 % dari berat C6H5CCl3
ZnCl2 = 28,1202 kg/jam
Produk yang terbentuk :
C6H5COOH = 20,2982 kgmol/jam x 122 = 2476,3793 kg/jam
HCl = 60,8946 kgmol/jam x 36.5 = 2222,6519 kg/jam
Produk sisa :
C6H5CCl3 = 0,2500 kgmol x 195,5 = 48,8750 kg/jam
H2O = 0.5 kgmol/jam x 18 = 9 kg/jam
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari distilasi I : Ke Scruber II :
C6H5CCl3 4017.1714 HCl 2222.6519
C6H5CH3 0.0008 Ke Distilasi II :
Dari tangki pelarut : C6H5CH3 0.0008
H2O 739.7349 H2O 9.0000
ZnCl2 28.1202 C6H5COOH 2476.3793
C6H5CCl3 48.8750
ZnCl2 28.1202
Total 4785.0272 Total 4785.0272
14. TANGKI PENCAMPUR (R-132)
Fungsi : Untuk melarutkan katalis ZnCl2 dengan H2O
ZnCl2 H2O
ZnCl2
Tangki
Pelarut
3
1
2H2O
Aliran 1 :
ZnCl2 (1) = 28,1202 kg/jam
Aliran 2 :
H2O (2) = 739,7349 kg/jam
Aliran 3 :
Total bahan (3) = 767,8551 kg/jam
Neraca Massa Total
Masuk tangki (kg/jam) Keluar ke reaktor II (kg/jam)
ZnCl2 = 28,1230
H2O = 739,8089
ZnCl2 & H2O = 767,9319
Total = 767,9319 Total = 767,9319
15. SCRUBER II (D-137)
Fungsi : Untuk menyerap HCl
HCl
T = 30 0C
P = 1 atm
H2O
HCl
H2O
HCl
Gas masuk scrubber :
Komponen Kg/jam
HCl 2222.6519
Total = 2222.6519
T pada scruber = 30 0C
Kelarutan HCl pada suhu 30 0C dapat dilihat pada data perry table 2-120
diperoleh 67,3 gram / 100 gram H2O.
Kelarutan HCl = 67,3 gram HCl/100 gram H2O
Jumlah HCl = 2222,6519 kg/jam = 2222651,9 g/j
Maka kebutuhan air = 1003,67
9,2222651x
= 3302603,15 g/j H2O = 3302,6032 kg/j H2O
Diharapkan 99,9 % HCl dapat diserap, maka HCl yang dapat diserap :
= 99,9% x 2222,6519kg/jam
= 2220,4293 kg/jam
HCl yang tidak terserap sebesar 0,1% :
= 0,1% x 2222,6519 kg/jam
= 2.2227 kg/jam
Total H2O yang ditambahkan = 3302,6032 kg/j
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari reaktor : Hasil atas :
HCl 2222.6519 HCl 2.2227
Penambahan H2O Hasil bawah :
H2O 3302.6032 HCl 2220.4293
H2O 3302.6032
Total 5525.2551 Total 5525.2551
16. DISTILASI II (D-140)
Fungsi : Untuk memisahkan asam benzoat dari toluen, benzentrichlorid, air
dan zink khlorid
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
ZnCl2
D
E
S
T
I
L
A
S
I
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
ZnCl2
Penentuan komposisi destilat dan bottom pada distilasi,
Neraca Bahan Total F = D + B ………………………………i
Neraca Komponen FXF = DXD + BXB …………………………ii
Komponen masuk pada kolom distilasi
Komponen kg/jam Kmol/jam Xf
C6H5CH3 0.0008 0.000008 3.95989E-07
H2O 9.0000 0.5000 0.0235244
C6H5COOH 2476.3793 20.2982 0.9550
C6H5CCl3 48.8750 0.2500 0.0118
ZnCl2 28.1202 0.2063 0.0097
Total 2562.3753 21.2545 1.0
Asumsi untuk pembagian komponen dalam destilat :
C6H5CH3 = 99%
H2O = 99%
C6H5COOH = 99.64%
C6H5CCl3 = 99.99%
ZnCl2 = 0%
Maka didapatkan perhitungan dibawah ini :
Komponen destilat pada distilasi
Komponen kg/jam Kmol/jam XD
C6H5CH3 0.0008 0.000008 0.0000004
H2O 8.9100 0.495000 0.0236
C6H5COOH 2467.4716 20.2252 0.9645
C6H5CCl3 48.8701 0.2500 0.0119
Total 2525.2525 20.9702 1.0
Asumsi untuk pembagian komponen dalam bottom :
C6H5CH3 = 1%
H2O = 1%
C6H5COOH = 0.36%
C6H5CCl3 = 0.01%
ZnCl2 = 100%
Maka didapatkan perhitungan dibawah ini :
Komponen bottom pada distilasi
Komponen kg/jam Kmol/jam XB
C6H5CH3 7.7432E-06 8.4166E-08 2.9599E-07
H2O 0.0900 0.0050 0.0176
C6H5COOH 8.9077 0.0730 0.2568
C6H5CCl3 0.0049 2.5E-05 0.0001
ZnCl2 28.1202 0.2063 0.7256
Total 37.1228 0.2843 1.0
Untuk bisa mendapatkan komponen yang cocok untuk didistilasi maka
dilakukan perhitungan trial dan error terhadap kondisi operasi
A. Perhitungan Bubble Point
Perhitungan bubble point untuk feed, distilat dan bottom dengan
menggunakan sistem multi komponen yang diketahui feed terdiri dari 5
komponen, Perhitungan dilakukan dengan cara masing-masing komposisi
feed, destilat dan bottom, Perhitungan dilakukan dengan mengasumsikan
harga Pisat
pertama 760 mmHg dengan trial dan error dicari nilai Tisat
yang
tepat, Nilai Tisat
yang tepat digunakan untuk mencari Pisat
baru dengan
menggunakan persamaan Antoine :
Pisat
= CTi
Bsat
-A exp …………………………………………………(1)
Dimana
Tisat
dalam K
A,B,C = konstanta Antoine untuk masing-masing komponen
Nilai Pisat
yang telah didapatkan, digunakan untuk mencari harga Ki dengan
persamaan = Ki = asumsiPi
baruPisat
sat
………………………………………(2)
Kemudian cek Ki yang didapatkan terhadap nilai Tisat
dengan menggunakan
persamaan 11,5a – 11,5b (Coulsen dan Richardson ), yaitu :
1. Cek terhadap yi dengan mendapatkan nilai Ki maka dapat dihitung :
Yi = mmHgXiPisat 760 …………………………(3)
2. Xi pada komposisi awal komponen digunakan untuk cek terhadap Pisat
asumsi mmHgXiPisat 760 ………………………………(4)
B. Perhitungan Dew Point
Perhitungan dew point untuk feed, distilat dan bottom dengan menggunakan
sistem multi komponen yang diketahui feed yang terdiri dari 5 komponen
yang sama dengan perhitungan pada buble point, hanya symbol untuk masing-
masing komponen feed, distilat dan bottom dalam % berat adalah Yi,
Sehingga cek nilai Tisat
didapat dari persamaan 11,5a – 11,5b ( Coulsen and
Richardson) yaitu :
1. Cek terhadap Xi, dengan mendapatkan nilai Ki maka nilai Xi dapat
dihitung : Xi = Ki
Yi………………………………………(5)
2. Xi dapat digunakan untuk cek terhadap Pisat
asumsi dengan menggunakan
persamaan : Pisat
asumsi = mmHgXi 760Pisat ……… (6)
Hasil perhitungan trial dan error pada kolom distilasi dengan menggunakan
persamaan 1 s/d 6 didapatkan hasil sebagai berikut :
Asumsi P = 760 mmHg
Maka diperoleh secara keseluruhan sebagai berikut :
Tekanan = 1 atm
Perhitungan temperatur pada feed:
Bubble point = 132,5045 oC
Dew point = 124,4800 oC
Perhitungan temperatur pada destilat:
Bubble point = 127,5570 oC
Dew point = 126,9711 oC
Perhitungan temperatur pada bottom:
Bubble point = 159,6818 oC
Dew point = 263,4680 oC
Hasil Perhitungan trial dan error pada distilasi II
B. Perhitungan Buble point
1. Feed
Tekanan = 1 atm
T = 132,5045 oC
Komponen Xif Pi sat
Ki Yi Pi sat
.Xif
C6H5CH3 3.95989E-07 1361.5524 1.7915 7.0942E-07 0.0005
H2O 0.0235 2182.7849 2.8721 0.0676 51.3487
C6H5COOH 0.9550 732.1459 0.9633 0.9200 699.2039
C6H5CCl3 0.0118 776.2209 1.0213 0.0120 9.1301
ZnCl2 0.0097 33.0352 0.0435 0.0004 0.3207
Total 1.0 1.0 760.0
2. Destilat
Tekanan = 1 atm
T = 127,5570 oC
Komponen Xid Pi sat
Ki Yi Pi sat
.Xid
C6H5CH3 3.97345E-07 1201.0635 1.5803 6.27943E-07 0.0005
H2O 0.0236 1882.2812 2.4767 0.0585 44.4312
C6H5COOH 0.9645 733.5432 0.9652 0.9309 707.4834
C6H5CCl3 0.0119 678.2316 0.8924 0.0106 8.0849
Total 1.0 1.0 760.0
3. Bottom
Tekanan = 1 atm
T = 159,6818 oC
Komponen Xib Pi sat
Ki Yi Pi sat
.Xib
C6H5CH3 2.9599E-07 2557.9183 3.3657 9.9622E-07 0.0008
H2O 0.0176 4602.6766 6.0562 0.1065 80.9334
C6H5COOH 0.2568 2557.9183 3.3657 0.8642 656.8067
C6H5CCl3 0.0001 1529.3520 2.0123 0.0002 0.1345
ZnCl2 0.7256 98.0782 0.1291 0.0936 9.1833
Total 1.0 1.0 760.0
B. Perhitungan Dew Point
1. Feed
Tekanan = 1 atm
T = 124,4800 oC
Komponen Yif Pi sat
Ki Xi Pi sat
.Xif
C6H5CH3 3.95989E-07 1108.9197 1.4591 2.71392E-07 0.0003
H2O 0.0235 1713.0286 2.2540 0.0104 17.8786
C6H5COOH 0.9550 1108.9197 1.4591 0.6545 725.8048
C6H5CCl3 0.0118 622.4052 0.8190 0.0144 8.9393
ZnCl2 0.0097 23.0008 0.0303 0.3207 7.3771
Total 1.0 1.0 760.0
2. Destilat
Tekanan = 1 atm
T = 126,9711 oC
Komponen Yid Pi sat
Ki Xi Pi sat
.Xid
C6H5CH3 3.97345E-07 1183.0759 1.5567 2.5525E-07 0.0003
H2O 0.0236 1849.0458 2.4330 0.0097 17.9398
C6H5COOH 0.9645 756.6957 0.9957 0.9687 733.0003
C6H5CCl3 0.0119 667.3076 0.8780 0.0136 9.0596
Total 1.0 1.0 760.0
3. Bottom
Tekanan = 1 atm
T = 263,4680 oC
Komponen Yib Pi sat
Ki Xi Pi sat
.Xib
C6H5CH3 2.9599E-07 14794.2700 19.4661 1.5206E-08 0.0002
H2O 0.0176 37149.1468 48.8805 0.0004 13.3638
C6H5COOH 0.2568 14794.2700 19.4661 0.0189 279.6117
C6H5CCl3 0.0001 10069.7889 13.2497 6.6356E-06 0.0668
ZnCl2 0.7256 475.9600 0.6263 0.9813 467.0595
Total 1.0 1.0 760.0
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari reaktor II : Ke kristalizer :
C6H5CH3 0.0008 C6H5CH3 0.0008
H2O 9.0000 H2O 8.9100
C6H5COOH 2476.3793 C6H5COOH 2467.4716
C6H5CCl3 48.8750 C6H5CCl3 48.8701
ZnCl2 28.1202 Jumlah 2525.2525
Ke waste :
C6H5CH3 7.74323E-06
H2O 0.0900
C6H5COOH 8.9077
C6H5CCl3 0.0049
ZnCl2 28.1202
Jumlah 37.1228
Total 2562.3753 Total 2562.3753
17. CRISTALIZER (X-150)
Fungsi : Membentuk kristal asam benzoat
Cristallizer
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
Syarat kristalisasi :
Asam benzoat didalam kristalizer didinginkan hingga 400C sehingga akan
terbentuk kristal berkilau yang berbentuk monochromic
Data kelarutan asam benzoat pada 40 0C = 0,6 g / 100 g H2O
Asumsi :
- Asam benzoat yang menjadi kristal 95 % dari bahan masuk dan 5 % sebagai
mother liquor
Komposisi bahan masuk :
Bahan masuk kg/jam
C6H5CH3 0.0008
H2O 8.9100
C6H5COOH 2467.4716
C6H5CCl3 48.8701
Total 2525.2525
Penentuan kristal yang terbentuk :
C = R x 1))-S(R(100
E))-(S(Ho - (100Wo)
Dimana = C = Berat kristal
R = Ratio berat molekul dari kristal atau larutan
S = Solubility kristal pada air
Wo = Berat bahan yang akan dikristalkan pada bahan masuk
Ho = Total bahan yang bersifat liquid pada bahan masuk
E = Evaporation
Ratio berat molekul asam benzoat dengan larutan, R:
R = kristalbenzoat asam BM
larutanbenzoat asam BM
= 122
)1805,0()12295,0( xx = 0,9574
Solubility kristal pada mother liquor, S:
Data kelarutan asam benzoat= 0,034
Berat asam benzoat pada bahan masuk, Wo :
Wo = 2467,4716 kg/jam
Total bahan non kristal pada bahan masuk, Ho :
Ho = Berat total - Wo
= 2525,2525 - 2467,4716
= 57,7809 kg/jam
Evaporation, E :
E = H2O menguap = 8,9100 kg/jam
Maka jumlah kristal yang terbentuk adalah :
C = R x 1))-S(R(100
E))-(S(Ho - (100Wo)
= 0,9574 x 1))-(0,9574 x 034,0(100
8,910))-5,2525(0,034(252-) 2476,3824 x (100
= 2362,2505 kg/jam
Asam benzoat yang tidak terkristalisasi = 2467,4716 – 2362,2505
= 105,2211 kg/jam
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari Distilasi: Ke Kristalizer :
C6H5CH3 0.0008 Kristal :
H2O 8.9100 C6H5COOH 2362.2505
C6H5COOH 2467.4716 H2O 0.4455
C6H5CCl3 48.8701 C6H5CCl3 2.4435
C6H5CH3 3.8329E-05
Larutan sisa :
C6H5CH3 0.0007
H2O 8.4645
C6H5COOH 105.2211
C6H5CCl3 46.4266
Total 2525.2525 Total 2525.2525
18. CENTRIFUGE (H-151)
Fungsi : Memisahkan kristal dari mother liquor yang masih tercampur
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
C6H5CH3
H2O
C6H5COOH
C6H5CCl3
Komposisi bahan masuk kg/jam
Kristal :
C6H5COOH 2362.2505
H2O 0.4455
C6H5CCl3 2.4435
C6H5CH3 3.8329E-05
2365.1396
Larutan sisa :
C6H5CH3 0.0007
H2O 8.4645
C6H5COOH 105.2211
C6H5CCl3 46.4266
160.1129
Total 2525.2525
Kristal asam benzoat sebagai fraksi berat (99,9%) :
Asam benzoat = 100
9,99 x 2365,1396 kg/jam = 2362,7744 kg/jam
Komposisi yang terikut fraksi berat (0,1%) :
C6H5CH3 = 0.001 x 0.0007 = 7.283E-07 kg/jam
H2O = 0.001 x 8.4645 = 0.0085 kg/jam
C6H5COOH = 0.001 x 105.2211 = 0.1052 kg/jam
C6H5CCl3 = 0.001 x 46.4266 = 0.0464 kg/jam
Kristal asam benzoat sebagai fraksi ringan (0,1%) :
Asam benzoat = 100
1 x 2365,1396 kg/jam = 2,3651 kg/jam
Komposisi yang terikut fraksi ringan (99,9%) :
C6H5CH3 = 0.999 x 0.0007 = 0.00073 kg/jam
H2O = 0.999 x 8.4645 = 8.4560 kg/jam
C6H5COOH = 0.999 x 105.2211 = 105.1158 kg/jam
C6H5CCl3 = 0.999 x 46.4266 = 46.3802 kg/jam
Neraca Massa Total
Neraca massa masuk (kg/jam) Neraca massa keluar (kg/jam)
Dari Kristalizer Ke Vibration Conveyor
Kristal : Kristal :
C6H5COOH 2362.2506 C6H5COOH 2359.8883
H2O 0.4455 H2O 0.4451
C6H5CCl3 2.4435 C6H5CCl3 2.4411
C6H5CH3 3.8329E-05 C6H5CH3 3.8291E-05
Larutan sisa : Larutan sisa :
C6H5CH3 0.0007 C6H5CH3 7.283E-07
H2O 8.4645 H2O 8.465E-03
C6H5COOH 105.2211 C6H5COOH 1.052E-01
C6H5CCl3 46.4266 C6H5CCl3 4.643E-02
Ke Waste
Kristal :
C6H5COOH 2.3623
H2O 0.0004
C6H5CCl3 0.0024
C6H5CH3 3.8329E-08
Larutan sisa :
C6H5CH3 0.0007
H2O 8.4560
C6H5COOH 105.1158
C6H5CCl3 46.3802
Total 2525.2525 Total 2525.2525
APPENDIKS B
PERHITUNGAN NERACA PANAS
Kapasitas : 20.000 ton/tahun
Operasi Pabrik : 330 hari/tahun
24 jam/hari
Satuan : Kkal/jam
Suhu referensi : 25 oC
14. Reaktor I (R-110)
Fungsi : Untuk mereaksikan antara toluen dan gas khlor
Q loss
Δ HR
Δ H4
Δ H3
T = 100 oC
T = 100 oC
Δ H1
T = 100 oC
Δ H2
T = 100 oC
Q
T = 150 oC T = 150 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari heater toluen
ΔH2 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari heater khlorin
ΔHR : Panas reaksi
ΔH3 : Panas yang terkandung dalam bahan keluar produk atas
ΔH4 : Panas yang terkandung dalam bahan keluar produk bawah
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Q loss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔH1 + ΔH2 + Q = ΔH3 + ΔH4 + ΔHR + Q loss
a. Menghitung panas bahan masuk total (ΔHtot)
ΔHtot = ΔH1 + ΔH2
= 48655.7549 + 39258.3309 = 87914.0859 Kkal/jam
b. Menghitung panas bahan uap keluar (ΔH3)
T = 100 oC = 373,15 K
Komponen M Cp ΔT ΔH3
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
HCl 2250.2519 0.1908 75 32199.6294
C6H6 9.5395 0.3211 75 229.7276
Cl2 17.9273 0.1072 75 144.0854
Total 2277.7187 32573.4424
c. Menghitung panas bahan liquid keluar (ΔH4)
T = 100 oC = 373,15 K
Komponen M Cp ΔT ΔH4
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CCl3 4017.5731 0.1475 75 44458.4078
C6H5CH3 7.7432 0.3401 75 197.5247
H2O 13.2251 0.4547 75 451.0072
Total 4038.5414 45106.9396
d. Menghitung panas reaksi (ΔHR)
Komponen ΔHf 298 Massa BM ΔHf
(Kkal/mol) (kg/jam) (Kkal/jam)
C6H5CH3 11.9575 7.7432 92 1.0064
Cl2 0.0000 17.9273 71 0.0000
C6H5CCl3 12.3972 4017.5731 195.5 254.7661
HCl -22.0746 2250.2519 36.5 -1360.9135
Reaksi : C6H5CH3 + 3Cl2 C6H5CCl3 + 3HCl
ΔHf 298 = ΔHf produk – ΔHf reaktan
= {254.7661 + 3(-1360.9135)} – {1.0064 + 3(0.0000)}
= -3828.9809 Kkal/jam
T = 100 oC = 373,15 K
Komponen M Cp ΔT ΔHR
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 7.7432 0.3401 75 197.5247
Cl2 17.9273 0.1177 75 158.2910
C6H5CCl3 4017.5731 0.1475 75 44458.4078
HCl 2250.2519 0.1908 75 32199.6294
ΔHR total = (ΔHR produk + ΔHf 298 ) – ΔHR reaktan
= {44458,4078 + 3(32199,6294) + (-3828,9809)}- {197,5247 +
3(158,2910)}
= 136555,9174 Kkal/jam
e. Panas yang dibutuhkan reaktor (Q)
Asumsi Q loss = 2 % panas masuk
= 0,02 (Q + ΔH3)
Neraca panas total :
Panas masuk = panas keluar
ΔH1 + ΔH2 + Q = ΔH3 + ΔH4 + ΔHR + Qloss
ΔH1 + ΔH2 + Q = ΔH3 + ΔH4 + ΔHR + 0,02(ΔH1 + ΔH2 + Q)
0,98 Q = ΔH3 + ΔH4 + ΔHR + (0,02ΔH1 - ΔH1) + (0,02ΔH2 - ΔH2)
Q = 98,0
98,098,0 2143 HHHHH R
Sehingga panas yang terkandung dalam steam (Q) :
Q =
98,0
)3309,39258(98,0)7549,48655(98,09174,1365559396,451064424,32573
= 130694,3829 Kkal/jam
Panas yang hilang (Qloss)
Qloss = 0,02 (Q + ΔH1 + ΔH2)
= 0,02 (130694,3829 + 48655,7549 + 39258,3309)
= 4372,1694 Kkal/jam
Suhu steam masuk = 150 0C
P = 476 Kpa = 4,6978 atm
HV = 2745,4 Kj/Kg; HL = 632,1 Kj/Kg
λs = 2113.3 Kj/Kg = 505,0908 Kkal/Kg
Sehingga kebutuhan steam :
m = Q
= KgKkal
jamKkal
/0908,505
/3829,130694
= 258,7542 Kg/jam
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔH1 48655.7549 ΔH3 32573.4424
ΔH2 39258.3309 ΔH4 45106.9396
Q 130694.3829 ΔHR 136555.9174
Q loss 4372.1694
Total 218608.4688 Total 218608.4688
15. Heater Khlorin (E-115)
Fungsi : Memanaskan larutan Cl2 dari 30 oC - 100
oC
T = 30 oC
Δ H1Δ H2
Q loss
Q
T = 150 oC T = 150 oC
T = 100 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk heater
ΔH2 : Panas yang terbawa oleh bahan keluar heater
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Qloss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔH1 + Q = ΔH2 + Q loss
Menghitung panas bahan masuk heater (ΔH1)
Suhu bahan masuk = 30 0C = 303,15 K
Persamaan yang digunakan : ΔH1 = m . cp . ΔT
Komponen m Cp ΔT ΔH1
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
Cl2 4395.1297 0.1147 5 2519.8475
H2O 13.2251 0.4474 5 29.5863
Total 4408.3547 2549.4337
Menghitung panas bahan keluar heater (ΔH2)
Suhu bahan keluar = 100 0C = 373,15 K
Persamaan yang digunakan : ΔH2 = m . cp . ΔT
Komponen m Cp ΔT ΔH2
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
Cl2 4395.1297 0.1177 75 38807.3237
H2O 13.2251 0.4547 75 451.0072
Total 4408.3547 39258.3309
Menghitung panas yang diberikan oleh steam (Q)
Panas masuk = panas keluar
ΔH1 + Q = ΔH2 + Qloss
Q = ΔH2 + 0.02 (ΔH1 + Q)
Q = ΔH2 + 0.02 ΔH1 + 0.02Q - ΔH1
0.98 Q = 39258.3309 + 50.9887 – 2549.4337
Q = 37510.0877 Kkal/jam
Menghitung kebutuhan steam pemanas (m)
Q = m . λ
Suhu steam masuk = 150 0C
P = 476 Kpa = 4.6978 atm
HV = 2745.4 Kj/Kg; HL = 632.1 Kj/Kg
λs = 2113.3 Kj/Kg = 505.0908 Kkal/Kg
sehingga
m = Q
= KgKkal/0908.505
Kkal/jam0877.37510 = 74.2640 Kg/jam
Menghitung panas yang hilang (Qloss)
Diasumsikan panas yang hilang sebesar 2 % dari jumlah panas masuk :
Qloss = 2%( ΔH1 + Q)
Qloss = 0,02 ( 2549.4337 + 37510.0877 )
Qloss = 801.1904 Kkal/jam
Neraca Panas Total
Masuk (kkal/jam) Keluar (kkal/jam)
ΔH1 2549.4337 ΔH2 39258.3309
Q 37510.08765 Q loss 801.1904275
Total 40059.5214 Total 40059.5214
16. Heater Toluen (E-117)
Fungsi : memanaskan larutan C6H5CH3 dari 30 0C – 100
0C
T = 30 oC
Δ H1 Δ H2
Q loss
Q
T = 150 oC T = 150 oC
T = 100 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk heater
ΔH2 : Panas yang terbawa oleh bahan keluar heater
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Qloss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔH1 + Q = ΔH2 + Q loss
Menghitung panas bahan masuk heater (ΔH1)
Suhu bahan masuk = 30 0C = 303,15 K
Persamaan yang digunakan : ΔH1 = m . cp . ΔT
Komponen m Cp ΔT ΔH1
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
C6H5CH3 1898.3659 0.2779 5 2637.4229
C6H6 9.5395 0.2578 5 12.2984
Total 1907.9054 2649.7213
Menghitung panas bahan keluar heater (ΔH2)
Suhu bahan keluar = 100 0C = 373,15 K
Persamaan yang digunakan : ΔH2 = m . cp . ΔT
Komponen m Cp ΔT ΔH2
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
C6H5CH3 1898.3659 0.3401 75 48426.0273
C6H6 9.5395 0.3211 75 229.7276
Total 1907.9054 48655.7549
Menghitung panas yang diberikan oleh steam (Q)
Panas masuk = panas keluar
ΔH1 + Q = ΔH2 + Qloss
Q = ΔH2 + 0.02 (ΔH1 + Q)
Q = ΔH2 + 0.02 ΔH1 + 0.02Q - ΔH1
0.98 Q = 48655.7549 + 52.9944 – 2649.7213
Q = 46999.0082 Kkal/jam
Menghitung kebutuhan steam pemanas :
Q = m . λ
Suhu steam masuk = 150 0C
P = 476 Kpa = 4.6978 atm
HV = 2745.4 Kj/Kg; HL = 632.1 Kj/Kg
λs = 2113.3 Kj/Kg = 505.0908 Kkal/Kg
sehingga :
m = Q
= KgKkal
jamKkal
/0908.505
/0082.46999
= 93.0506 Kg/jam
Menghitung panas yang hilang (Qloss)
Diasumsikan panas yang hilang sebesar 2 % dari jumlah panas masuk :
Qloss = 2% ( ΔH1 + Q)
Qloss = 0.02 (2649.7213+ 46999.0082 )
Qloss = 992.9746 Kkal/jam
Neraca Panas Total
Masuk (kkal/jam) Keluar (kkal/jam)
ΔH1 2649.7213 ΔH2 48655.7549
Q 46999.0082 Q loss 992.9745902
Total 49648.7295 Total 49648.7295
17. Distilasi I (D-120)
Fungsi : Untuk memisahkan benzentrichlorid dari toluen dan air
T = 129.4212 oC
T = 121.8745 oC
T = 131.72 oC
T = 131.7210 oC
QS
Δ HB
Δ HC
Δ HF Q loss
Δ HA
QC
Δ HD
T = 108.0645 oC
Δ HV
T = 131.7210 oC
Dimana :
ΔHF : Panas yang terkandung dalam bahan masuk kolom distilasi
ΔHD : Panas yang terbawa bahan keluar kondensor
ΔHB : Panas yang terbawa bahan keluar reboiler
Qc : Panas yang diserap pendingin
QS : Panas yang diberikan oleh steam
Q loss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔHF + Qs = ΔHD + ΔHB + Qc + Q loss
Menghitung Refluks Minimum
P = 1 atm = 760 mmHg
Dengan menggunakan persamaan 11.7-9 Geankoplis, maka harga refluks
minimum adalah :
)(
).(1
fXq
Umpan masuk kolom distilasi pada kondisi cair jenuh, q = 1
Rm + 1 = )(
).( fX
Trial = 1,008988
a. Untuk feed masuk
Komponen n (Kmol/jam) Xf Ki 1-q = ( .Xf) /
( - )
C6H5CH3 0.0842 0.0039 1.6575 1.0000 -0.4382
C6H5CCl3 20.5502 0.9617 0.9394 0.5667 -1.2324
H2O 0.7347 0.0344 2.6201 1.5807 0.0951
Total 21.3691 1.0000 -1.5756
b. Untuk destilat
Komponen n (Kmol/jam) Xd Ki Rm + 1 =
( .Xd) / ( - )
C6H5CH3 0.0842 0.1025 0.9293 1.0000 -11.4066
C6H5CCl3 0.0021 0.0025 0.5039 0.5422 -0.0029
H2O 0.7347 0.8950 1.0095 1.0863 12.5709
Total 0.8209 1.0000 1.1614
Rm + 1 = 1,1641
Rm = 0,1614
Direncanakan refluks ratio = 1.5 x Rm
= 1.5 x 0.1614 = 0.2421
Menghitung kecepatan aliran uap dan liquida :
1. Aliran liquida keluar kondensor yang di refluks (Lo)
R = D
Lo
Dari apendiks A diperoleh nilai D = 21,3680 Kg/jam
Lo = R x D
= 0,2421 x 21,3680
= 5,1733 Kg/jam
2. Aliran uap masuk kondensor (V)
V = (R+1) x D
= (0,2421 + 1) x 21,3680
= 26,5413 Kg/jam
3. Aliran liquid masuk reboiler (L’)
L’ = Lo + (q + F)
Dari apendiks A diperoleh nilai F = 4017,1734 Kg/jam
L’ = 5,1733+ (1 + 4017,1734)
= 4023,3468 Kg/jam
4. Aliran uap keluar reboiler (V’)
V’ = V + F (q-1)
= 26,5413 + 4017,1734 (1 – 1) = 26,5413 Kg/jam
Komposisi uap yang masuk kondensor
Komposisi uap = XD x V
Komponen XD V Komposisi uap
(Kg/jam) (Kg/jam)
C6H5CH3 0.1025 26.5413 2.7211
C6H5CCl3 0.0025 26.5413 0.0664
H2O 0.8950 26.5413 23.7538
Total 1.0000 26.5413
Komposisi liquid keluar kondensor yang di refluks
Komposisi uap = XD x Lo
Komponen XD Lo Komposisi liquid
(Kg/jam) (Kg/jam)
C6H5CH3 0.1025 5.1733 0.5304
C6H5CCl3 0.0025 5.1733 0.0130
H2O 0.8950 5.1733 4.6300
Total 1.0000 5.1733
Komposisi liquid masuk reboiler
Komposisi liquid = XB x L’
Komponen XB L' Komposisi liquid
(Kg/jam) (Kg/jam)
C6H5CH3 0.0000004 4023.3468 0.0016
C6H5CCl3 0.9999960 4023.3468 4023.3307
H2O 0.0000036 4023.3468 0.0144
Total 1.0000 4023.3468
Komposisi uap keluar reboiler
Komposisi liquid = XB x V’
Komponen XB V' Komposisi uap
(Kg/jam) (Kg/jam)
C6H5CH3 0.0000004 26.5413 0.00001
C6H5CCl3 0.9999960 26.5413 26.54118
H2O 0.0000036 26.5413 0.00009
Total 1.0000 26.54129
Perhitungan Neraca Panas Pada Feed
Panas yang terkandung dalam feed masuk kolom distilasi ( HF)
HF = m . Cp . T
T = 129.4212 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHF
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 7.7432 0.3646 104.4212 294.7958
C6H5CCl3 4017.5731 0.1575 104.4212 66074.6732
H2O 13.2251 0.4580 104.4212 632.5087
Total 4038.5414 67001.9777
Perhitungan Neraca Panas Pada Top Destilat
1. Panas yang dibawa uap masuk kondensor ( HV)
HV = m . Cp . T
T = 121,8754 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHV
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 2.7211 0.3584 96.8754 94.4796
C6H5CCl3 0.0664 0.1550 96.8754 0.9978
H2O 23.7538 0.4572 96.8754 1051.9753
Total 26.5413 1147.4527
2. Panas yang dibawa liquid sebagai refluks ( HL)
HL = m . Cp . T
T = 108,0645 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHL
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 0.5304 0.3469 83.0645 15.2844
C6H5CCl3 0.0130 0.1503 83.0645 0.1617
H2O 4.6300 0.4556 83.0645 175.2159
Total 5.1733 190.6620
3. Panas yang dibawa produk keluar kondensor ( HD)
HD = m . Cp . T
T = 108,0645 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHD
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 7.7425 0.3469 83.0645 223.1189
C6H5CCl3 0.4018 0.1503 83.0645 5.0170
H2O 13.2237 0.4556 83.0645 500.4349
Total 21.3680 728.5707
Perhitungan Neraca Panas Pada Bottom Destilat
1. Panas yang dibawa liquid masuk reboiler ( HA)
HA = m . Cp . T
T = 131.7210 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHA
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 0.0016 0.3665 106.721 0.0645
C6H5CCl3 4023.3307 0.1583 106.721 67949.9268
H2O 0.0144 0.4583 106.721 0.7036
Total 4023.3468 67950.6948
2. Panas yang dibawa uap sebagai refluks ( HC)
HC = m . Cp . T
T = 131.7200 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHC
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 0.0000109 0.3665 106.72 0.0004
C6H5CCl3 26.5411810 0.1583 106.72 448.2482
H2O 0.0000949 0.4583 106.72 0.0046
Total 26.5413 448.2532
3. Panas yang dibawa liquid keluar reboiler ( HB)
HB = m . Cp . T
T = 131.721 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHB
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 0.0008 0.3665 106.721 0.0303
C6H5CCl3 4017.1714 0.1583 106.721 67845.9010
H2O 0.0013 0.4583 106.721 0.0647
Total 4017.1734 67845.9960
Panas yang diserap air pendingin (Qc)
HV = HL + HD + Qc
Qc = HV – ( HL + HD)
= 1147,4527 – (190,6620 + 728,5707)
= 228,2200 Kkal/jam
Massa air pendingin yang dibutuhkan (M)
T air pendingin masuk = 30 oC
T air pendingin keluar = 45 oC
Cp air pada 30 oC = 0,4474 Kkal/Kg.K
Cp air pada 45 oC = 0,4489 Kkal/Kg.K
M = TCp
Qc
. =
)2530(4474,098,0)2545(4489,0
2200,228
x= 33,6329 Kg/jam
Panas yang dibawa masuk oleh steam (QS)
Asumsi Q loss = 2 % panas masuk
ΔHF + QS = ΔHD + ΔHB + Qc + Q loss
ΔHF + QS = ΔHD + ΔHB + Qc + 0.02(ΔHF + QS)
QS = 98,0
98.0 FBD HQcHH
= 98,0
)9777,67001(98.02200,2289960,678455707,728
= 3204,9475 Kkal/jam
Massa steam yang dibutuhkan (m)
QS = m .
Suhu steam masuk = 150 0C
P = 476 Kpa = 4,6978 atm
HV = 2745,4 Kj/Kg; HL = 632,1 Kj/Kg
λs = 2113,3 Kj/Kg = 505,0908 Kkal/Kg
sehingga :
m = SQ
= KgKkal
jamKkal
/0908,505
/9475,3204= 6,3453 Kg/jam
Menghitung Qloss pada kolom distilasi
Qloss = 2 % (ΔHF + QS)
= 0,02 (67001,9777 + 3204,9475)
= 1404,1358 Kkal/jam
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔHF 67001.9777 ΔHD 728.5707
QS 3204.9475 ΔHB 67845.9960
Qc 228.2200
Q loss 1404.1385
Total 70206.9251 Total 70206.9251
18. Heater (E-123)
Fungsi : Memanaskan liquid yang akan masuk ke kolom distilasi I
T = 100 oC
Δ H1 Δ H2
Q loss
Q
T = 150 oC T = 150 oC
T = 129,4212 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk heater
ΔH2 : Panas yang terbawa oleh bahan keluar heater
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Qloss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔH1 + Q = ΔH2 + Q loss
Menghitung panas bahan masuk heater (ΔH1)
Suhu bahan masuk = 100 0C = 373,15 K
Persamaan yang digunakan : ΔH1 = m . cp . ΔT
Komponen m Cp ΔT ΔH1
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
C6H5CH3 7.7432 0.3401 75 197.5247
C6H5CCl3 4017.5731 0.1475 75 44458.4078
H2O 13.2251 0.4547 75 451.0072
Total 4038.5414 45106.9396
Menghitung panas bahan keluar heater (ΔH2)
Suhu bahan keluar = 129,4212 0C = 402,5712 K
Persamaan yang digunakan : ΔH2 = m . cp . ΔT
Komponen m Cp ΔT ΔH2
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
C6H5CH3 7.7432 0.3646 104.4212 294.7958
C6H5CCl3 4017.5731 0.1575 104.4212 66074.6732
H2O 13.2251 0.4580 104.4212 632.5087
Total 4038.5414 67001.9777
Menghitung panas yang diberikan oleh steam (Q)
Panas masuk = panas keluar
ΔH1 + Q = ΔH2 + Qloss
Q = ΔH2 + 0,02 (ΔH1 + Q)
Q = ΔH2 + 0.02 ΔH1 + 0,02Q - ΔH1
0,98 Q = 67001,9777 + 902,1388 – 45106,9396
Q = 23262,4253 Kkal/jam
Menghitung kebutuhan steam pemanas :
Q = m . λ
Suhu steam masuk = 150 0C
P = 476 Kpa = 4,6978 atm
HV = 2745,4 Kj/Kg; HL = 632,1 Kj/Kg
λs = 2113,3 Kj/Kg = 505,0908 Kkal/Kg
sehingga :
m = Q
= KgKkal
jamKkal
/0908,505
/4253,23262= 45,3964 Kg/jam
Menghitung panas yang hilang (Qloss)
Diasumsikan panas yang hilang sebesar 2 % dari jumlah panas masuk :
Qloss = 2% ( ΔH1 + Q)
Qloss = 0,02 (45106,9396+ 23262,4253 )
Qloss = 1367,3873 Kkal/jam
Neraca Panas Total
Masuk (kkal/jam) Keluar (kkal/jam)
ΔH1 45106.9396 ΔH2 67001.9777
Q 23262.42533 Q loss 1367.3873
Total 68369.3650 Total 68369.3650
19. Scrubber 1 (D-124)
Fungsi : Memisahkan HCl yang terikut dalam campuran gas keluar
Δ H1
T = 100 oC
Δ H3
T = 31.1188 oC
Δ H4
Δ H2
T = 30 oC
T = 31.1188 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari reaktor I
ΔH2 : Panas yang terkandung dalam bahan penyerap
ΔH3 : Panas yang dibawa gas keluar
ΔH4 : Panas yang dibawa liquid keluar
Neraca panas Overall:
ΔH1 + ΔH2 = ΔH3 + ΔH4
a. Menghitung panas yang dibawa bahan masuk (ΔH1)
T = 100 oC = 373,15 K
Komponen m Cp ΔT ΔH1
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
HCl 2250.2519 0.1908 75 32199.6294
C6H6 9.5395 0.3211 75 229.7276
Cl2 17.9273 0.1177 75 158.2910
Total 2277.7187 32587.6480
b. Menghitung panas yang dibawa bahan penyerap (ΔH2)
T = 30 oC = 303,15 K
Komponen m Cp ΔT ΔH2
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
H2O 59698.4113 0.4474 5 133553.4051
c. Menghitung panas yang dibawa gas keluar (ΔH3)
Dilakukan trial suhu sampai didapatkan panas masuk = panas keluar
T = 31,1188 oC = 304,2688 K
Komponen m Cp ΔT ΔH3
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
HCl 2.2503 0.1908 6.1188 2.6277
C6H6 0.0954 0.2589 6.1188 0.1511
Cl2 0.1793 0.1147 6.1188 0.1258
Total 2.5249 2.9046
d. Menghitung panas yang dibawa liquid keluar (ΔH4)
T = 31,1188 oC = 304,2688 K
Komponen m Cp ΔT ΔH4
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
HCl 2248.0017 0.1908 6.1188 2625.0284
C6H6 17.7480 0.2589 6.1188 28.1166
Cl2 9.4441 0.1147 6.1188 6.6294
H2O 59698.4113 0.4475 6.1188 163478.3741
Total 61973.6051 166138.1485
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔH1 32587.6480 ΔH3 2.9046
ΔH2 133553.4051 ΔH4 166138.1485
Total 166141.0531 Total 166141.0531
20. Reaktor II (R-130)
Fungsi : Untuk mereaksikan antara benzentrichloride dan H2O membentuk
asam benzoat dan HCl
Δ H4Q
T = 150 oC T = 150 oCT = 115 oC
Q loss
Δ HR
Δ H3
T = 115 oC
Δ H2
T = 115 oC
T = 115 oC
Δ H1
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari cooler
ΔH2 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari katalis dan air
ΔHR : Panas reaksi
ΔH3 : Panas yang terkandung dalam bahan keluar produk atas
ΔH4 : Panas yang terkandung dalam bahan keluar produk bawah
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Q loss : Panas yang hilang
Nerara panas overall :
ΔH1 + ΔH2 + Q = ΔH3 + ΔH4 + ΔHR + Q loss
1. Menghitung panas masuk total (ΔHtot)
Panas bahan masuk dari cooler (ΔH1)
ΔH1 = 55207,0530 Kkal/jam
Panas bahan masuk dari heater katalis (ΔH1)
ΔH2 = 30644,4860 Kkal/jam
Maka : ΔHtot = ΔH1 + ΔH1
= 85851,5390
2. Menghitung panas produk uap keluar ( H3)
T = 115 oC = 388,15 K
Komponen m Cp ΔT ΔH3
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
HCl 2222.6519 0.1908 90 38177.2255
3. Menghitung panas produk liquid keluar ( H4)
T = 115 oC = 388,15 K
Komponen m Cp ΔT ΔH4
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 0.0008 0.1660 90 0.0116
H2O 9.0000 0.4564 90 369.6611
C6H5COOH 2476.3793 0.2651 90 59080.1924
C6H5CCl3 48.8750 0.1527 90 671.6768
ZnCl2 28.1202 0.1031 90 260.9646
Total 2562.3753 59751.8692
4. Menghitung panas reaksi (ΔHR)
Komponen ΔHf 298 Massa BM ΔHf
(Kkal/mol) (kg/jam) (Kkal/jam)
C6H5CCl3 12.3972 48.8750 195.5 3.0993
H2O -57.8394 9.0000 18 -28.9197
C6H5COOH -69.4073 2476.3793 122 -1408.8419
HCl -22.0746 2222.6519 36.5 -1344.2215
Reaksi : C6H5CCl3 + 2H2O C6H5COOH + 3HCl
ΔHf 298 = ΔHf produk – ΔHf reaktan
= {-1408.8419 + 3(-1344.2215)} – {3.0993 + 2(-28.9197)}
= -5386,7664 Kkal/jam
T = 115 oC = 388,15 K
Komponen m Cp ΔT ΔHR
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CCl3 48.8750 0.1527 75 559.7307
H2O 9.0000 0.4564 75 308.0509
C6H5COOH 2476.3793 0.2651 75 49233.4937
HCl 2222.6519 0.1908 75 31814.3546
ΔHR total = (ΔHR produk + ΔHf 298 ) – ΔHR reaktan
= {49233,4937 + 3(31814,3546) + -5386,7664}- {559,7307 +
2(308,0509)}
= 236888,9968 Kkal/jam
f. Panas yang dibutuhkan reaktor (Q)
Asumsi Q loss = 2 % panas masuk
= 0,02 (Q + ΔH1 + ΔH2 + ΔH3)
Neraca panas total :
Panas masuk = panas keluar
ΔH1 + ΔH2 + Q = ΔH3 + ΔH4 + ΔHR + Qloss
ΔH1 + ΔH2 + Q = ΔH3 + ΔH4 + ΔHR + 0.02(ΔH1 + ΔH2 + Q)
0,98 Q = ΔH3 + ΔH4 + ΔHR – 0,98ΔH1 – 0,98ΔH2
Q = 98,0
98,098,0 2143 HHHHH R
Sehingga panas yang terkandung dalam steam (Q) :
Q=
98,0
)4860,30644(98,0)0530,55207(98,09968,2368888692,597512255,38177
= 255799,5749 Kkal/jam
Panas yang hilang (Qloss)
Qloss = 0,02 (ΔH1 + ΔH2 + Q)
= 0,02 (55207,0530 + 30644,4860 + 255799,5749)
= 6833,0223 Kkal/jam
Suhu steam masuk = 150 0C
P = 476 Kpa = 4.6978 atm
HV = 2745,4 Kj/Kg; HL = 632,1 Kj/Kg
λs = 2113.3 Kj/Kg = 505,0908 Kkal/Kg
Sehingga kebutuhan steam :
m = Q
= KgKkal
jamKkal
/0908,505
/5749,255799= 492,3930 Kg/jam
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔH1 55207.0530 ΔH3 38177.2255
ΔH2 30644.4860 ΔH4 59751.8692
Q 255799.5749 ΔHR 236888.9968
Q loss 6833.0223
Total 341651.1139 Total 341651.1139
21. Cooler (E-131)
Fungsi : Mendinginkan liquid yang akan masuk ke reaktor II
Qloss
T = 131,7210 oC
Δ H1
Δ H3
T = 30 oC
T = 45 oC
T = 115 oC
Δ H2
Δ H4
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari distilasi
ΔH2 : Panas yang terkandung oleh bahan keluar cooler
Δ H3 : Panas yang terkandung dalam pendingin/cooler
Δ H4 : Panas yang diserap oleh pendingin
Qloss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall :
H1 + H3 = H2 + Qloss + Δ H4
Panas yang dibawa oleh bahan dari distilasi I (Δ H1 )
Δ H1 = 67845,9960 kkal/jam
Panas yang dibawa bahan keluar (Δ H2 )
suhu bahan keluar = 115 oC = 388,15 K
Komponen m Cp ΔT ΔH2
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 0.0008 0.3527 90 0.0246
C6H5CCl3 4017.1714 0.1527 90 55206.9741
H2O 0.0013 0.4564 90 0.0543
Total 4017.1734 55207.0530
Panas yang diserap oleh air pendingin / cooler pada suhu 45 ºC :
Δ H4 = 0,98 (H1+H3) – H2
Panas Hilang
Qloss = 0,02 ( H1 + H3 )
Panas yang dibawa oleh air pendingin pada suhu 30 ºC
H3 = m x Cp x (30 – 25 )ºC
Kebutuhan air pendingin ( m )
H1 + H3 = H2 + Δ H4 + Qloss
0,98 ( H1 + H3 ) - H2 = Δ H4
0,98 H1 - H2 = ( m x Cp x ( 43-25 ))–(0,98 x m x Cp x (30–25 )
m = 253098.02545
98.0 21
CpCp
HH
m = 1662,9679 kg/jam
Panas yang dibawa oleh air pendingin ( H3)
suhu bahan air masuk = 30oC = 303,15 K
Komponen m Cp ΔT ΔH3
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
H2O 1662.9679 0.4474 5 3720.2836
Panas yang diserap oleh air pendingin / cooler pada suhu 45 ºC :
Δ H4 = 0,98 (ΔH1+ ΔH3) – ΔH2
= 0,95(67845,9960 + 3720,2836) – 55207,0530
= 14927,9010 kkal/jam
Panas Hilang :
Qloss = 0,02 ( H1 + H3 )
= 0,02 (67845,9960 + 3720,2836)
= 1431,3256 kkal/jam
Neraca Panas Total
Masuk (kkal/jam) Keluar (kkal/jam)
ΔH1 67845.9960 ΔH2 55207.0530
ΔH3 3720.2836 ΔH4 14927.9010
Q loss 1431.3256
Total 71566.2796 Total 71566.2796
22. Heater (E-133)
Fungsi : Memanaskan katalis yang akan masuk ke reaktor II
T = 30 oC
Δ H1 Δ H2
Q loss
Q
T = 150 oC T = 150 oC
T = 115 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk heater
ΔH2 : Panas yang terbawa oleh bahan keluar heater
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Qloss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
ΔH1 + Q = ΔH2 + Q loss
Menghitung panas bahan masuk heater (ΔH1)
Suhu bahan masuk = 30 0C = 303,15 K
Persamaan yang digunakan : ΔH1 = m . cp . ΔT
Komponen m Cp ΔT ΔH1
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
ZnCl2 28.1202 0.0901 5 12.6649
H2O 739.7362 0.4474 5 1654.8897
Total 767.8564 1667.5547
Menghitung panas bahan keluar heater (ΔH2)
Suhu bahan keluar = 115 0C = 388,15 K
Persamaan yang digunakan : ΔH2 = m . cp . ΔT
Komponen m Cp ΔT ΔH2
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
ZnCl2 28.1202 0.1031 90 260.9646
H2O 739.7362 0.4564 90 30383.5214
Total 767.8564 30644.4860
Menghitung panas yang diberikan oleh steam (Q)
Panas masuk = panas keluar
ΔH1 + Q = ΔH2 + Qloss
Q = ΔH2 + 0,02 (ΔH1 + Q)
Q = ΔH2 + 0,02 ΔH1 + 0.02Q - ΔH1
0,98 Q = 30644 + 33,3511 – 1667,5547
Q = 29602,3290 Kkal/jam
Menghitung kebutuhan steam pemanas :
Q = m . λ
Suhu steam masuk = 150 0C
P = 476 Kpa = 4,6978 atm
HV = 2745,4 Kj/Kg; HL = 632,1 Kj/Kg
λs = 2113,3 Kj/Kg = 505,0908 Kkal/Kg
sehingga :
m = Q
= KgKkal
jamKkal
/0908,505
/3290,29602 = 58,6079 Kg/jam
Menghitung panas yang hilang (Qloss)
Diasumsikan panas yang hilang sebesar 2 % dari jumlah panas masuk :
Qloss = 2% ( ΔH1 + Q)
Qloss = 0,02 (1667,5547+ 29602,3290 )
Qloss = 625,3977 Kkal/jam
Neraca Panas Total
Masuk (kkal/jam) Keluar (kkal/jam)
ΔH1 1667.5547 ΔH2 30644.4860
Q 29602.3290 Q loss 625.3977
Total 31269.8837 Total 31269.8837
23. Heater (E-136)
Fungsi : Memanaskan liquid yang akan masuk ke kolom distilasi II
T = 115 oC
Δ H1 Δ H2
Q loss
Q
T = 150 oC T = 150 oC
T = 132,5045 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk heater
ΔH2 : Panas yang terbawa oleh bahan keluar heater
Q : Panas yang diberikan oleh steam
Qloss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
Menghitung panas bahan masuk heater (ΔH1)
Suhu bahan masuk = 115 0C = 388,15 K
Persamaan yang digunakan : ΔH1 = m . cp . ΔT
Komponen m Cp ΔT ΔH1
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
C6H5CH3 0.0008 0.3527 90 0.0246
H2O 9.0000 0.4564 90 369.6611
C6H5COOH 2476.3793 0.2651 90 59080.1924
C6H5CCl3 48.8750 0.1527 90 671.6768
ZnCl2 28.1202 0.1031 90 260.9646
Total 2562.3753 60382.5195
Menghitung panas bahan keluar heater (ΔH2)
Suhu bahan keluar = 132,5045 0C = 405,6545 K
Persamaan yang digunakan : ΔH2 = m . cp . ΔT
Komponen m Cp ΔT ΔH2
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
C6H5CH3 0.0008 0.3671 107.5045 0.0306
H2O 9.0000 0.4584 107.5045 443.4927
C6H5COOH 2476.3793 0.2768 107.5045 73703.0585
C6H5CCl3 48.8750 0.1585 107.5045 832.8519
ZnCl2 28.1202 0.1055 107.5045 319.0380
Total 2562.3753 75298.4717
Menghitung panas yang diberikan oleh steam (Q)
Panas masuk = panas keluar
ΔH1 + Q = ΔH2 + Qloss
Q = ΔH2 + 0.02 (ΔH1 + Q)
Q = ΔH2 + 0.02 ΔH1 + 0.02Q - ΔH1
0.98 Q = 75298,4714 + 1207,6504 – 60382,5195
Q = 16452,6557 Kkal/jam
Menghitung kebutuhan steam pemanas :
Q = m . λ
Suhu steam masuk = 150 0C
P = 476 Kpa = 4.6978 atm
HV = 2745,4 Kj/Kg; HL = 632,1 Kj/Kg
λs = 2113,3 Kj/Kg = 505,0908 Kkal/Kg
sehingga :
m = Q
= KgKkal
jamKkal
/0908,505
/6557,16452= 45,3964 Kg/jam
Menghitung panas yang hilang (Qloss)
Diasumsikan panas yang hilang sebesar 2 % dari jumlah panas masuk :
Qloss = 2% ( ΔH1 + Q)
Qloss = 0,02 (60382,5195 + 16452,6557 )
Qloss = 1536,7035 Kkal/jam
Neraca Panas Total
Masuk (kkal/jam) Keluar (kkal/jam)
ΔH1 60382.5195 ΔH2 75298.4717
Q 16452.6557 Q loss 1536.7035
Total 76835.1752 Total 76835.1752
24. Scrubber II (D-137)
Fungsi : Memisahkan HCl yang terikut dalam campuran gas keluar
Δ H1
T = 115 oC
Δ H3
T = 48,8828 oC
Δ H4
T = 48,8828 oC
Δ H2
T = 30 oC
Dimana :
ΔH1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk dari reaktor II
ΔH2 : Panas yang terkandung dalam bahan penyerap
ΔH3 : Panas yang dibawa gas keluar
ΔH4 : Panas yang dibawa liquid keluar
Neraca panas Overall:
ΔH1 + ΔH2 = ΔH3 + ΔH4
a. Menghitung panas yang dibawa bahan masuk (ΔH1)
T = 115 oC = 388,15 K
Komponen m Cp ΔT ΔH1
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
HCl 2222.6519 0.1908 90 38177.2255
Total 2222.6519 38177.2255
b. Menghitung panas yang dibawa bahan penyerap (ΔH2)
T = 30 oC = 303,15 K
Komponen m Cp ΔT ΔH2
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
H2O 3302.6032 0.4474 5 7388.3691
c. Menghitung panas yang dibawa gas keluar (ΔH3)
Dilakukan trial suhu sampai didapatkan panas masuk = panas keluar
T = 48,8828 oC = 322,0328 K
Komponen m Cp ΔT ΔH3
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
HCl 2.2227 0.1908 23.8828 10.1303
d. Menghitung panas yang dibawa liquid keluar (ΔH4)
T = 48,8818 oC = 322,0328 K
Komponen m Cp ΔT ΔH4
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kkal/jam)
HCl 2220.4293 0.1908 23.8828 10116.8461
H2O 3302.6032 0.4493 23.8828 35438.6182
Total 5523.0324 45555.4642
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔH1 38177.2255 ΔH3 10.1303
ΔH2 7388.3691 ΔH4 45555.4642
Total 45565.5946 Total 45565.5946
25. Distilasi II (D-140)
Fungsi : Untuk memisahkan asam benzoat dari toluen, benzentrichlorid, air
dan zink khlorid
T = 132.5045 oC
T = 126,9711 oC
T = 159.6818 oC
T = 159.6818 oC
QS
Δ HB
Δ HC
Δ HF Q loss
Δ HA
QC
T = 127.5570 oC
Δ HV
T = 159.6818 oC
Δ HD
Δ HL
T = 127.5570 oC
Dimana :
ΔHF : Panas yang terkandung dalam bahan masuk kolom distilasi
ΔHD : Panas yang terbawa bahan keluar kondensor
ΔHB : Panas yang terbawa bahan keluar reboiler
Qc : Panas yang diserap pendingin
QS : Panas yang diberikan oleh steam
Q loss : Panas yang hilang
Neraca Panas Overall :
ΔHF + QS = ΔHD + ΔHB + Qc + Q loss
Menghitung Refluks Minimum
P = 1 atm = 760 mmHg
Dengan menggunakan persamaan 11.7-9 Geankoplis, maka harga refluks
minimum adalah :
)(
).(1
fXq
Umpan masuk kolom distilasi pada kondisi cair jenuh, q = 1
Rm + 1 = )(
).( fX
Trial = 1.009363
a. Untuk feed masuk
Komponen n
(Kmol/jam) XF Ki
1-q = ( .Xf)
/ ( - )
C6H5CH3 0.000008 0.0000004 1.7915 4.0593E-07
H2O 0.500000 0.0235244 2.8721 0.0239
C6H5COOH 20.298191 0.9550063 0.9633 22.1626 1.0006
C6H5CCl3 0.250000 0.0117622 1.0213 23.4968 0.0123
ZnCl2 0.206311 0.0097067 0.0435 1.0000 -1.0367
Total 21.254511 1.0000 0.0000
b. Untuk destilat
Komponen n
(Kmol/jam) XD Ki
Rm + 1 =
( .Xd) / ( - )
C6H5CH3 0.000008 0.0000004 1.5803 4.01066E-07
H2O 0.495000 0.0236050 2.4767 0.023825983
C6H5COOH 20.225177 0.9644741 0.9652 1.0816 0.973504495
C6H5CCl3 0.249975 0.0119205 0.8924 1.0000 0.012032121
Total 20.9702 1.0000 1.0094
Rm + 1 = 1,0094
Rm = 0,0094
Direncanakan refluks ratio = 1,5 x Rm
= 1,5 x 0.0094 = 0,0140
Menghitung kecepatan aliran uap dan liquida :
1. Aliran liquida keluar kondensor yang di refluks (Lo)
R = D
Lo
Dari apendiks A diperoleh nilai D = 2525,2525 Kg/jam
Lo = R x D
= 0,01140 x 2525,2525 = 35,4659 Kg/jam
2. Aliran uap masuk kondensor (V)
V = (R+1) x D
= (0,0140 + 1) x 2525,2525 = 2560,7184 Kg/jam
3. Aliran liquid masuk reboiler (L’)
L’ = Lo + (q + F)
Dari apendiks A diperoleh nilai F = 37,1228 Kg/jam
L’ = 35,4659 + (1 + 37,1228)
= 73,5887 Kg/jam
4. Aliran uap keluar reboiler (V’)
V’ = V + F (q-1)
= 2560,7184 + 37,1228 (1 – 1) = 2560,7184 Kg/jam
Komposisi uap yang masuk kondensor
Komposisi uap = XD x V
Komponen XD V Komposisi uap
(Kg/jam) (Kg/jam)
C6H5CH3 0.0000004 2560.7184 0.0010
H2O 0.0236050 2560.7184 60.4457
C6H5COOH 0.9644741 2560.7184 2469.7467
C6H5CCl3 0.0119205 2560.7184 30.5251
Total 1.0000000 2560.7184
Komposisi liquid keluar dari kondensor yang di refluks
Komposisi liquid = XD x Lo
Komponen XD Lo Komposisi liquid
(Kg/jam) (Kg/jam)
C6H5CH3 0.0000004 35.4659 0.00001
H2O 0.0236050 35.4659 0.83717
C6H5COOH 0.9644741 35.4659 34.20595
C6H5CCl3 0.0119205 35.4659 0.42277
Total 1.0000000 35.46591
Komposisi liquid masuk reboiler
Komposisi liquid = XB x L’
Komponen XB L' Komposisi liquid
(Kg/jam) (Kg/jam)
C6H5CH3 2.960E-07 73.5887 2.1782E-05
H2O 0.01758 73.5887 1.2940
C6H5COOH 0.25677 73.5887 18.8957
C6H5CCl3 0.00009 73.5887 0.0065
ZnCl2 0.72555 73.5887 53.3925
Total 1.00000 73.5887
Komposisi uap keluar reboiler
Komposisi liquid = XB x V’
Komponen XB V' Komposisi uap
(Kg/jam) (Kg/jam)
C6H5CH3 2.9599E-07 2560.7184 7.5796E-04
H2O 0.01758 2560.7184 45.0276
C6H5COOH 0.25677 2560.7184 657.5257
C6H5CCl3 0.00009 2560.7184 0.2251
ZnCl2 0.72555 2560.7184 1857.9392
Total 1.00000 2560.7184
Perhitungan Neraca Panas Pada Feed
Panas yang terkandung dalam feed masuk kolom distilasi ( HF)
HF = m . Cp . T
T = 132,5045 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHF
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 0.0008 0.3671 107.5045 0.0306
H2O 9.0000 0.4584 107.5045 443.4927
C6H5COOH 2476.3793 0.2768 107.5045 73703.0585
C6H5CCl3 48.8750 0.1585 107.5045 832.8519
ZnCl2 28.1202 0.1055 107.5045 319.0380
Total 2562.3753 75298.4717
Perhitungan Neraca Panas Pada Top Destilat
1. Panas yang dibawa uap masuk kondensor ( HV)
HV = m . Cp . T
T = 126,9711 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHV
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 0.0010 0.3626 101.9711 0.0376
H2O 60.4457 0.4577 101.9711 2821.3387
C6H5COOH 2469.7467 0.2732 101.9711 68795.3041
C6H5CCl3 30.5251 0.1567 101.9711 487.7398
Total 2560.7184 72104.4202
2. Panas yang dibawa liquid keluar dari kondensor sebagai refluks ( HL)
HL = m . Cp . T
T = 127,557 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHL
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 0.00001 0.3631 102.557 0.0005
H2O 0.83717 0.4578 102.557 39.3058
C6H5COOH 34.20595 0.2736 102.557 959.6615
C6H5CCl3 0.42277 0.1569 102.557 6.8024
Total 35.4659 1005.7702
3. Panas yang dibawa produk keluar kondensor ( HD)
HD = m . Cp . T
T = 127.557 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHD
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 0.0008 0.3631 102.557 0.0285
H2O 8.9100 0.4578 102.557 418.3307
C6H5COOH 2467.4716 0.2736 102.557 69225.8927
C6H5CCl3 48.8701 0.1569 102.557 786.3176
Total 2525.2525 70430.5695
Perhitungan Neraca Panas Pada Bottom Destilat
1. Panas yang dibawa liquid masuk reboiler ( HA)
HA = m . Cp . T
T = 159,6818 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHA
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 2.1782E-05 0.3887 134.6818 0.0011
H2O 1.2940 0.4616 134.6818 80.4413
C6H5COOH 18.8957 0.2944 134.6818 749.2603
C6H5CCl3 0.0065 0.1671 134.6818 0.1456
ZnCl2 53.3925 0.1091 134.6818 784.7244
Total 73.5887 1614.5728
2. Panas yang dibawa liquid sebagai refluks ( HC)
HC = m . Cp . T
T = 159,6818 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHC
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 7.5796E-04 0.3887 134.6818 0.0397
H2O 45.0276 0.4616 134.6818 2799.1741
C6H5COOH 657.5257 0.2944 134.6818 26072.5576
C6H5CCl3 0.2251 0.1671 134.6818 5.0674
ZnCl2 1857.9392 0.1091 134.6818 27306.6287
Total 2560.7184 56183.4677
3. Panas yang dibawa liquid keluar reboiler ( HB)
HB = m . Cp . T
T = 159,6818 oC
Komponen m Cp ΔT ΔHB
(kg/jam) (Kkal/Kg.K) (K) (Kka/jam)
C6H5CH3 7.7432E-06 0.3887 134.6818 0.0004
H2O 0.0900 0.4616 134.6818 5.5949
C6H5COOH 8.9077 0.2944 134.6818 353.2112
C6H5CCl3 0.0049 0.1671 134.6818 0.1100
ZnCl2 28.1202 0.1091 134.6818 413.2901
Total 37.0327 766.6113
Panas yang diserap air pendingin (Qc)
HV = HL + HD + Qc
Qc = HV – ( HL + HD)
= 72104,4202 – (1005,7702 + 70430,5695)
= 668,0805 Kkal/jam
Massa air pendingin yang dibutuhkan (M)
T air pendingin masuk = 30 oC
T air pendingin keluar = 45 oC
Cp air pada 30 oC = 0,4474 Kkal/Kg.K
Cp air pada 45 oC = 0,4489 Kkal/Kg.K
M = TCp
Qc
.=
)2530(4474,095,0)2545(4489,0
0805,668
x
= 97,4913 Kg/jam
Panas yang dibawa masuk oleh steam (QS)
Asumsi Q loss = 5 % panas masuk
ΔHF + QS = ΔHD + ΔHB + Qc + Q loss
ΔHF + QS = ΔHD + ΔHB + Qc + 0,05(ΔHF + QS)
QS = 95,0
95,0 FBD HQcHH
= 95,0
)4717,75298(95,00805,6686113,7665695,70430
= 349,1719 Kkal/jam
Massa steam yang dibutuhkan (m)
QS = m .
Suhu steam masuk = 170 0C
P = 792,02 Kpa = 7,8166 atm
HV = 2767,1 Kj/Kg; HL = 719,1 Kj/Kg
λs = 632,1 Kj/Kg = 151,0755 Kkal/Kg
sehingga :
m = SQ=
KgKkal
jamKkal
/0755,151
/1719,349
= 2,3112 Kg/jam
Menghitung Qloss pada kolom distilasi
Qloss = 5 % (ΔHF + QS)
= 0,05 (75298,4717 + 349,1719)
= 3782,3822 Kkal/jam
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔHF 75298.4717 ΔHD 70430.5695
QS 349.1719 ΔHB 766.6113
Qc 668.0805
Q loss 3782.3822
Total 75647.6436 Total 75647.6436
26. Kristalizer (X-150)
Fungsi : Untuk membentuk kristal asam benzoat
T = 127.5570 oC
Δ H1
T = 30 oC
Δ H2
Q loss
QA
Dimana:
Δ H1 : Panas yang terkandung dalam bahan masuk
Δ H2 : Panas yang terkandung dalam bahan keluar produk atas
QA : Panas yang dibawa keluar oleh pendingin
Q loss : Panas yang hilang
Neraca panas Overall:
Δ H1 = ΔH2 + QA + Q loss
Panas yang dibawa oleh bahan dari distilasi II (Δ H1 )
Δ H1 = 70430,5695 Kkal/jam
Menghitung panas yang hilang (Qloss) :
Asumsi : Qloss = 2 % dari jumlah panas yang masuk
Qloss = 0,02 x Δ H1
= 0,02 x 70430,5695
= 1408,6114 Kkal/jam
Menghitung panas yang dibawa oleh bahan keluar (Δ H2) :
T = 30 oC
Komponen m
(kg/jam)
Cp
(Kkal/Kg.K)
ΔT
(K)
ΔH2
(Kka/jam)
Kristal
C6H5COOH 2362.2506 0.2027 5 2394.2625
H2O 0.4455 0.4474 5 0.9966
C6H5CCl3 2.4435 0.1213 5 1.4823
C6H5CH3 3.8329E-05 0.2779 5 0.0001
Larutan sisa
C6H5COOH 105.2211 0.2027 5 106.6470
H2O 8.4645 0.4474 5 18.9362
C6H5CCl3 46.4266 0.1213 5 28.1635
C6H5CH3 0.0007 0.2779 5 0.0010
Total 2525.2525 2550.4892
Panas yang diserap air pendingin (QA) :
QA = Δ H1 – (Δ H2 + Qloss)
= 70430,5695 – (2550,4892 + 1408,6114)
= 66471,4690 Kkal/jam
Massa air pendingin yang dibutuhkan :
Tair pendingin masuk = 30 ºC
Tair pendingin keluar = 45 ºC
M = Δ H1 – (Δ H2 + Qloss) / ((Cp45 x (45-25)) - 0,98 Cp30 (30-25))
= 9795,9493 kg/jam
Neraca Panas Total
Masuk (Kkal/jam) Keluar (Kkal/jam)
ΔH1 70430.5695 ΔH2 2550.4892
QA 66471.4690
Q loss 1408.6114
Total 70430.5695 Total 70430.5695
APPENDIX C
SPESIFIKASI PERALATAN
40. STORAGE ZnCl2 (F-111)
Fungsi : Menyimpan katalis Zinkchlorid (ZnCl2)
Type : Tangki silinder dengan bagian atas berbentuk conis dengan sudut
puncak 60o dan bagian bawah flat (datar)
Dasar perancangan :
Suhu : 30 oC
Massa bahan masuk : 28,1230 Kg/jam = 62,0006 lb/jam
Densitas produk : 181,4781 lb/ft3
Bahan : High Allow Steel SA 240 Grade M Type 316
f allowble : 18750 psi (Brownell and Young, hal : 342)
Faktor korosi (C) : 1/16 in
Type pengelasan : double welded butt joint(E = 0,8)
Perhitungan :
a). Menentukan diameter tangki
Jumlah bahan = 62,0006 lb/jam x 72 jam = 4464,0399 lb
Rate volumetrik = m
= 3lb/ft 181,4781
lb4464,0399 = 24,5982 ft
3
Volume bahan mengisi 80% dari volume storage, maka :
Volume storage = %80
k volumetrirate =
%80
24,5982ft 3
= 30,7478 ft3
Ls = 1,5 di
Volume storage = Lsdi42/1tg.24
di. 23
30,7478 4ft3 = )di5,1(di
430tg.24
di. 2
o
3
30,7478 = 0,2266 di3 + 1,1775di
3
30,7478 = 1,4041di3
di = 2,7977 ft = 33,5727 in
b). Menentukan tekanan design (Pi)
Volume bahan dalam shell = volume storage – volume conis
= 30,7478 ft3-
o
2
3024.tg
π(di)
= 30,7478 ft3-
o
3
3024.tg
ft)7977,2π( = 28,9740 ft
3
Tinggi produk dalam shell (H) = 2
idπ1/4
shelldalambahanvolume
= 2)7977,2.(.4/1
28,9740 = 4,7155 ft
Tekanan hidrostatik = 144
1)(4,7155 lb/ft4781,181
144
1)(Hρ 3
= 4,6825 psi
Tekanan design = 4,6825 + 14,7 = 19,3825 psia
= 19,3825 – 14,7 = 4,6825 psig
c). Menentuk an tebal silinder
ts = C)pi.6,0E.f(2
di.pi
ts = 16
1
))4,6825).(6,0()8,0)(18750((2
)5727,33()4,6825(
ts = 0,0677 x 16
16
ts = 16
1,0839
16
3 in
Standarisasi do :
do = di + 2.ts
do = 33,5727 + 2 (3/16)
do = 33,9477 in
Dari tabel 5-7 Brownell and Young, hal : 90 didapat harga :
do = 34 in = 2,8333 ft
di baru = 34 - 2.ts
di baru = 34 - 2 (3/16)
di baru = 33,6250 in = 2,8020 ft
d). Cek hubungan Ls dengan di
Volume storage = Lsdi430tg.24
di. 2
o
3
30,7478 ft3
= Ls) (2,81254
π
3024.tg
) π.(2,8125 2
o
3
Ls = 4,1399 ft = 49,6783 in
e). Menentukan tebal tutup bawah berbentuk conis
thb = C30cos)pi.6,0E.f(2
di.pio
thb =16
1
30cos)) 6825,4)(6,0()8,0)(18750((2
) 2,8125)(6825,4(o
thb = 0,0629 x 16
16
thb = 16
0061,1 16
3 in
f). Menentukan tinggi storage :
Tinggi shell = Ls = 4,1399 ft = 49,6783 in
Tinggi tutup bawah berbentuk conis :
tg 1/2 = h
di.2/1
h = 1/2 tg
.2/1 di =
o30tg
)1/2(2,8125
h = 2,4357 ft = 29,2284 in
Tinggi storage = tinggi shell + tinggi tutup bawah
= 4,1399 + 2,4257
= 6,5756 ft = 78,9066 in
Spesifikasi peralatan :
Nama : Storage katalis
Fungsi : Menyimpan katalis Zink khlorid (ZnCl2)
Type : Tangki silinder dengan bagian bawah berbentuk conis
dengan sudut puncak 60 dan bagian atas flat (datar)
Bahan Konstruksi : Carbon Steel 240 grade M type 316
Jumlah : 1 buah
Kapasitas : 24,5982 ft3
Dimensi : Diameter Dalam (di) = 33,7500 in = 2,8125 ft
Tebal Tutup Bawah (thb) = 3/16 in
Tebal Silinder (ts) = 3/16 in
Tinggi tutup bawah (h) = 2,4357 ft = 29,2284 in
Tinggi storage (H) = 6,5756 ft = 78,9066 in
41. STRORAGE C6H5CH3 (F-112)
Fungsi : Untuk menampung bahan baku C6H5CH3 dalam bentuk liquid selama 7
hari..
Type : Bejana berbentuk silinder tegak dengan tutup atas standart dish dan
tutup bawah datar .
Dasar perencanaan :
Tekanan : 1 atm = 14,7 psia
Temperatur : 30º C
Jumlah storage : 2 buah
Bahan konstruksi : High alloy stell SA 240 grade M type 316
Pengelasan : Double welded but joint E = 0,8
Faktor korosi (C) : 2/16 in
Allowable stress (f ) : 18750 Psig
Waktu tinggal : 7 hari = 168 jam (Brownell & Young, hal 251-346)
ρ C6H5CH3 = 54,1225 lb/ft3
ρ C6H6 = 54,8492 lb/ft3
m CH3CH3 = 1898,3659 kg/jam
m C6H6 = 9,5395 kg/jam
Rate volumetrik campuran = COOHCH3 +
OH2
= 1225,54
3659,1898 +
8492,54
5395,9 = 78,0998 ft
3/jam
Ρ campuran = 21
1
mm
m 1 +
21
2
mm
m 2
= 5395,93659,1898
3659,1898x 54,1225 +
5395,93659,1898
5395,9x 54,8492
= 54,1261 lb/ft3
Perhitungan :
a). Menghitung volume tangki
Vliquid = rate volumetrik x waktu tinggal
= 78,0998 ft3/jam x 168
= 13120,7737 ft3
Bahan baku masing – masing tangki = 2
7737,13120 = 6560,3869 ft
3
Dari Vilbrant table 2.2 untuk storage ditetapkan faktor keamanan 20 %VT
VT = VL + VRK
VT = VL + 0,2 VT
0,8 VT = 6560,3869 ft3
VT = 8200,4836 ft3 = 14170435,6384 in
3
b). Menentukan dimensi tangki
Volume storage = V silinder + Volume tutup standar dish
Volume storage = 32 0847,04
1diLsxdix
8200,4836 ft3
= 32 0847,04
1diLsxdix
8200,4836 ft3 = 1,5708 di
3 + 0,0756 di
3
di3 = 4980,8574
di = 17,0499 ft = 204,5988 in
c). Menentukan tinggi liquid dalam tangki (Lls)
V liquid = V liquid dalam silinder + V tutup bawah
6560,3869 ft3
= 4
di2Ls + 0
6560,3869 ft3
= 4
(17,0499)2 x Ls + 0
L is = 28,7486 ft = 344,9827 in
d). Menentukan tekanan design
P design = P operasi + P hidrostatik
P hidrostatik = ρ (H-1) / 144
= 54,1226 lb/ft3 (28,7486 ft – 1)/144
= 10,4300 psia
P design = 14,7 psia+ 10,4300 psia
= 25,1260 psia = 10,4300 psia
e). Menentukan tebal tangki (ts)
ts = CPifE
Pidi
6,02
= 16
2
4300,106,08,0187502
5988,2044300,10
xx
x
= 0,1961 16
3 in
Standarisasi do :
do = di + 2ts
= 204,5988 in + 2(3/16)
= 204,9337 in
Dari tabel 5-7 brownell dan young hal : 90, didapatkan :
do = 216 in = 18 ft
di baru = do – 2ts
= 216 – 2(3/16)
= 215,6250 in = 17,9688 ft
f). Cek hubungan antara Ls dengan di
VT = V silinder + Vtutup atas
VT = 32 0847,04
1diLsxdix
14170435,6384 in3= 32 )6250,215.(0847,0
4
1Lsxdix
14170435,6384 in3= 36497,9004 in
2 Ls + 364,9897 in
3
Ls = 367,5055in = 30,6242 ft
Ls/di = 6250,215
5055,367
= 1,7044 > 1,5 (memenuhi)
Ls = 1,5 x di baru
= 1,5 x 215,6250 = 323,4375 in = 30,4144 ft
g). Menentukan tinggi tutup atas (ha)
ha = 0,169. di
= 0,169. 215,6250
= 36,4406 in = 3,0366 ft
h). Menentukan tebal tutup atas (tha)
r = 216 in
icr = 13 in (Brownell and young, tbl 5-7,hal 90)
sf = 1,5 in (Brownell and young, tbl 5-6,hal 88)
Bentuk tutup atas standart dish
tha = CPi0,1Ef
rPi0,885
= 16
2
4300,100,18,087501
6250,2154300,100,885 x
= 0,2577 ~ 16
3 in
a = inDi
8125,1072
6250,215
2
AB = a –icr = (215,6250 – 13) = 202,6250 in
BC = r – icr = (216 – 13) = 203 in
AC = 22 ABBC
= 22 )6250,202()203( = 12,3332 in
b = r – AC
= 216 – 12,3332 = 203,6667 in (Brownwl and Young, Hal 87)
i). Menentukan tinggi storage (H)
Tinggi storage = Tinggi silinder + tinggi tutup atas
= 323,4375 in + 36,4406 in
= 359,8781 in = 29,9886 ft
Spesifikasi storage C6H5CH3 :
Nama alat : Storage C6H5CH3
Fungsi : Menyimpan bahan baku C6H5CH3 dalam bentuk liquid selama 7
hari.
Type : Bejana berbentuk silinder tegak dengan tutup atas berbentuk
standart dish dan tutup bawah datar .
Bahan : High Low alloy stell SA 240 grade M tipe - 316
Dimensi : di = 215,6250 in = 17,9687 ft
do = 216 in
ts = 3/16 in
tha = 3/16 in
Ls = 323,4357 in = 26,9529 ft
Tinggi storage = 359,8781 in = 29,9886ft
Jumlah : 2 buah
42. STORAGE Cl2 (F-113)
Fungsi : Untuk menampung bahan baku khlor selama 7 hari pada suhu 30 0C
Type : Spherical tank
Dasar perencanaan :
Tekanan : 1 atm = 14,7 psia
Temperatur : 30 0C
Jumlah storage : 1 buah
Bahan kontruksi : High Allow Stell 240 grade M type 316
Pengelasan : Single Welded Butt joint with backing up strip (E=0,85)
Faktor korosi (C) : 1/16
Allowable stress (f ) 18750 Psig
L/D : 1 (Ulrich, table 4.27, hal 248)
Waktu tinggal : 7 hari = 168 jam (Brownell & Young, hal 251-346)
Appendik A & B :
ρ Cl2 : 97,3678 lb/ft3
m Cl2 : 9718,7470 lb/jam
Perhitungan :
a). Menentukan volume tangki
VL = npenyimpanawaktuxm
VL = jamxftlb
jamlb168
/3678,97
/7470,9718
VL = 16765,4763 ft3 = 474,7983 m
3
Dari Vilbrant table 2.2 untuk storage ditetapkan faktor keamanan 20 %VT
Vstorage = VL + VRK
Vstorage = VL + 0,2 VT
0,8 Vstorage = 16765,4763 ft3
Vstorage = 20956,8454 ft3
b). Menghitung jari – jari tangki
V storage = 2
3
4r
20956,8454 ft3 =
x
Vx
4
3
r = x
x
4
38454,20956
= 17,1062 ft
D = 2 x r = 2 x 17,1062 ft
= 34,2124 ft = 10,5394 m
Dari Ulrich table 2-47, diperoleh diameter maksimal untuk spherical tank = 30 m,
maka diameter diatas memenuhi
c). Menentukan Tekanan tangki
PH = 144
)1(Hx
= 144
)17,14(3876,97 x = 9,2653 psia
Tekanan design = P atm + PH
= 14,7 psia + 9,2653 psia
= 23,9653 psia = 9,2653 psig
Dari Ulrich table 2-47, tekanan maksimal untuk spherical tank = 14 bar, maka
tekanan diatas memenuhi
d) Menentukan tebal tangki
ts = cxPixf
Pixr
2,08.1
= 2653,92,0187508,1
1062,172653,9
xx
x+
16
2
= 16
0752,2=
16
3
Standarisasi do :
do = di + 2ts
= 34,2124 ft + (2x 3/16)
= 34,5874 in 36 in
di = do – 2 ts
= 36 – (2x3/16) = 35,625 in
Spesifikasi storage Cl2 :
Fungsi : Untuk menampung bahan baku khlor selama 7 hari pada
suhu 30 0C
Type : Spherical tank
Bahan kontruksi : Stainlees stell 240 grade M type 316
do : 36 in
di : 35,625 in
Tekanan tangki : 9,2653 psig
Tebal tangki (ts) : 3/16 in
Volume tangki : 16765,4763 ft3
Jumlah : 1 buah
43. KOMPRESOR CL2 (G-114)
Fungsi : Untuk mengalirkan chlorine dari storage chlorine dengan menaikkan
tekanan 1 atm menjadi 1,4 atm
Tipe : Centrifugal blower
Diketahui:
Rate gas : 99,7945 kg/jam
Densitas udara : 0,8762 kg/m3
Suhu Udara : 87 OC
P1 = 1 atm = 14,7 psia
P2 = 1,4 atm = 20,58 psia
a. Menghitung kecepatan volumetric
Q = 8762,0
7945,99m113,8947 m
3/jam = 1,1173 ft
3/det
b. Menghitung daya blower
P P2 – P1
= 20,58 – 14,7 = 5,88 psia = 846,72 lb/ft2
Daya = Q x P
= 1,1173 ft3/det x 846,72 lb/ft
2
= 946,0102 ft.lb/s = 1,7205 Hp ~ 2 Hp
Spesifikasi alat :
Nama alat : Kompresor
Fungsi :Untuk mengalirkan chlorine dari storage chlorine dengan
menaikkan tekanan 1 atm menjadi 1,4 atm
Tipe : Centrifugal blower
Rate : 99,7945 kg/jam
Daya blower : 2 Hp
Kecepatan volumetric : 1,1173 ft3/det
Jumlah : 1 buah
44. HEATER CL2 (E-115)
Fungsi : Memanaskan larutan Cl2 dari 30 oC - 100
oC
Type : DPHE
Dasar perencanaan :
Faktor kekotoran gabungan minimal (Rd) = 0,004 J.ft2.0f/Btu
a). Neraca massa dan neraca panas
Dari App. A dan App. B diperoleh :
Massa bahan masuk = 4408,3547 kg/jam = 9718,7470 lb/jam
Massa steam masuk = 74,2640 Kg/jam = 163,7240 lb/jam
Q = 37510,0877 kkal/jam = 148852,0685 Btu/jam
ρ Cl2 = 97,3876 lb/ft3 ρ H2O = 62,4300 lb/ft
3
m Cl2 = 9689,5908 lb/jam m H2O = 29,1562 lb/jam
ρcampuran = 21
1
mm
m 1 +
21
2
mm
m 2
= 1562,295908,9689
5908,9689x 97,3876 +
1562,295908,9689
1562,29x 62,4300
= 97,2827 lb/ft3
b). Menentukan tLMTD
T1 = T2 = 150 0C =302
oF
t1 = 30 0C = 86
oF t2 = 100
0C = 212
oF
t1 =T1 - t2 = 90 oF t2 = T2 - t1 = 216
oF
tLMTD =
2
1
21
lnt
t
tt
21690ln
21690143,9229
oF
Ft = 1 (isothermal)
t = Ft x tLMTD
= 1 x 143,9229 0F = 143,9229
0F
c). Menentukan suhu kolorik
Tc = ½ x (T1 + T2) = ½ x (302 + 302) = 302 0F
tc = ½ x (t1 +t2) = ½ x (86 + 212) = 149 0F
d). Trial ukuran DPHE
Dicaba ukuran DPHE : 2” x 1 1/4“ IPS Sch 40 dengan aliran steam di bagian
pipa (kern tabel 6.2,hal: 110 dan tabel 2.2 hal: 844)
Bagian annulus (khlorin) Bagian pipa (steam)
Aan = 1,19 in2 do = 1,66 in
de = 0,915 in di = 1,380 in
de’ = 0,4 in ap = 1,5 in 2R
a” = 0,435 ft2/ft
Evaluasi perpindahan panas
Bagian annulus (khlorin) Bagian pipa(steam)
e).Gan = 0627,1176050
144
19,1
7470,9718
ana
mlb/ft
2.jam
Pada tc = 149 0F
Didapatkan 0,0165 cp (kern fig 15 hal 824)
Nre an = 42,20165,0
271176050,0612
915,0
42,2 x
xdexGan
= 2245775,5391
f). JH = 680 Btu/h0f ft
2 (kern fig 24 hal 838)
g). Pada tc = 149 0F
k = 0,0043 Btu/ j ft2 (kern, tabel 4 hal 800)
Cp = 0,12 Btu/ j ft2 (kern, fig. 3 hal 804)
ho = JH x 3
1
k
Cpxx
de
k
= 680 x 3
1
043,0
0165,042,212,0
12915,0
043,0 xxx
= 39,7565 Btu/j ft2 0F
tw = tc+ )( tcTchohio
ho
= 149 + 7565,391500
7565,39 + (302 – 149)
= 302,0258 0F
e’). Gp =
144
5,1
7420.163
pa
M
= 15717,5039 2jamft
lb
Pada Tc = 302 0F
Didapatkan 0,12 cp
Nre p = 42,2
dixGp
42,212,0
5039,1571712
380,1
x
x
= 6224,2182
f’). JH = -
g’) Harga koefisien perpindahan
panas untuk steam :
hio = 1500 Btu/jam ft2 0
f
h). Uc = 38,73007565,391500
7565,391500x
hohio
hioxho Btu/j ft
2 0F
i). Rd = D
D
UcxU
UUc
0,004 = D
D
U
U
.7300,38
7300,38
UD = 33.5348 Btu/j ft2 0F
j). Q = UD.A. tLMTD
A = LMTD t DU
Q = 28411,30
9229,1435348,33
0685,148852ft
x
L = fta
A8990,70
4350,0
8411,30
"
Mencari ℓ ekonomis
ℓ n =
l2x
L
(buah)
Lb =
n.2ℓ
(ft)
Abaru
=L.a”
(ft2)
UD bru=
LMTDtAbarux
Q
Rd hit=
brUcxU
brUUc
D
D
% OD
12 3 72 31,3200 33,0220 0,0045 11,5768
16 3 96 41,7600 24,7665 0,0146 263,9339
20 2 80 34,8000 29,7198 0,0078 95,6958
Dipilih DPHE dengan panjang pipa 12 ft dan jumlah hair pain 3 buah
Evaluasi penurunan tekanan ( P )
Bagian annulus (khlorin) Bagian pipa (steam)
1. NRean = 42,20165,0
0627,117605012
4,0
42,2
,
x
xxGande
= 981759,7985
f = 0,0035 + 42,0
5981759,798
264,0
= 0,0043
2. 1442
4'2
2
xdeg
LfGanPl
144
2827,97
124,02827,9710.18,42
8990,700627,11760500043,04
28
2
xxx
xxx
= 4,3240 psi
3. V = Gan/ (3600xρ)
1. NRe p = 42,2
dixGp
42,212,0
5039,1571712
380,1
x
x
= 6224,2182
f = 0,0035 + 42,0
6224,2182
264,0
= 0,0102
2. Pp = 1442
42
2
xdig
LfGp+
2
1
2
1
144
2827,97
12
38,12827,9710.18,42
8990,705039,157170102,04
28
2
x
xx
xx
= 0,0026 psi
= 2827,973600
0627,1176050
x
= 3,3581
1442
2
gc
VnPn
= 3144
2827,97
2,332
3581,3 2
x
= 0,3442 psi
4. Pan ( )PlPn
= (0,3442 + 4,3240)
= 4,6682 psi
Pan < 10 psi (memenuhi)
Pp < 2 psi (memenuhi)
Spesifikasi alat :
Fungsi : Memanaskan larutan Cl2 sebelum masuk reaktor I
Type : DPHE, 2 x 1 ¼ in Sch 40
n : 3
L : 70,8990 ft
ℓ : 12 ft
45. POMPA (L-116)
Fungsi : Untuk mengalirkan bahan baku C6H5CH3 dari storage C6H5CH3
ke reactor
Type : Pompa centrifugal
Jumlah : 1 buah
Dasar perencanaan :
Kapasitas : 1898,3659 kg/jam = 4206,2064 lb/jam
C6H5CH3 : 54,1261 lb/ft3
C6H5CH3 : 0,92 cp = 0,0006 lb/ft.det
a) Menghitung dimensi pipa
Q = massa
= 1261,54
2064,4206
= 77,7164 ft3/jam = 0,0216 ft
3/dtk
Aliran fluida adalah turbulen, maka digunakan :
IDopt = 3,9 x ( Qf )0,45
x ( ρ )0,13
(Timmerhouse , hal 496 )
= 3,9 x (0,0216 ft3/detik)
0,45 x (54,1261 lb/ft
3)0,13
= 1,1663 in
Standarisasi (table 11, Kern hal 844) :
D nominal = 1.25 in Sch 80
OD = 1,66 in = 0,1383 ft
ID = 1,278 in = 0,1065 ft
A = 1,28 in2 = 0,0089 ft
2
b) Kec. Aliran fluida dalam pipa (v)
V= A
Q =
0,0089
0,0216
= 2,4302 ft/s = 8748,6953 ft/jam
Pengecekan jenis aliran
NRe = IDV
= lb/ft.s 0,0006
ft 0,1065ft/s 2,4302lb/ft 54,1261 3
= 23345,3089 > 2100 ( aliran turbulen 1)
Direncanakan : bahan pipa comercial steel (Geankoplis fig. 2.10-3 )
ε = 4,6 x 10-5
m =0,000046 m = 0,00015 ft
D
= ft 0,1065
m 10 x 4,6 -5
= 0,0014
Diperoleh : f = 0,007 ( Fig. 2.10-3 hal 88: Geankoplis)
c) Perhitungan panjang pendek pipa ekivalen
Direncanakan :
Panjang pipa lurus dianggap : 30 m = 98,424 ft
1) Digunakan 4 buah elbow 900 (dari table 2.10-1, hal 93: Geankoplis)
Le/D = 35 in
Le = 4 x 35 x 0,1065 = 14,9094 ft
2) Digunakan 1 buah globe valve, Le/D = 300
Le = 1 x 300 x 0,1065 = 31,9487 ft
3) Digunakan 1 gate valve, Le/D = 9
Le = 1 x 9 x 0,1065 = 0,9585 ft
Panjang ekivalen (Le) = 14,9094 ft + 31,9487 ft + 0,9585 ft
= 146,2418 ft
d) Menghitung kehilangan friksi
Friktion loss pada elbow 900 dan valve :
1) Terdapat 4 buah elbow 900, Kf = 0,75 (Geankoplis,tbl 2.10-1,93)
Hf = Kf xgcxx
V
2
2
= 0,75 x 174,3212
4302,2 2
xx
= 0,2753 ft.lbf/lbm
2) Terdapat 1 buah gate Valve, Kf = 0,17
Hf = Kf xgcxx
V
2
2
= 1 x 1 x 174,3212
4302,2 2
xx
= 0,0156 ft.lbf/lbm
3) Terdapat 1 buah globe Valve, Kf = 6
Hf = Kf xgcxx
V
2
2
= 1 x 1 x 174,3212
4302,2 2
xx
= 0,5507 ft.lbf/lbm
Total Hf = 0,2753 ft.lbf/lbm + 0,0156 ft.lbf/lbm + 0,5507 ft.lbf/lbm
= 0,8416 ft.lbf/lbm
Contration losses pada tank exit :
Hc = gcxx
Vx
A
Ax
2155,0
2
2
1 = 174,3212
4302,20155,0
2
xxxx
= 0,0505 ft.lbf/lbm
Expantion loss entrance tank :
Hex = gcxx
Vx
A
A
21
2
2
1 = 174,3212
4304,201
2
xxx
= 0,918 ft.lbf/lbm
Kehilangan pada pipa :
Ff = gcxx
Vx
di
Lxf
24
2
= 174,3212
4302,2
1065,0
2418,146007,04
2
xxxxx
= 3,5289 ft.lbf/lbm
Sehingga total frition loss yang terjadi pada system perpiaan :
F Hc + Hex + Ff
= 0,0505 ft.lbf/lbm + 0,918 ft.lbf/lbm + 3,5289 ft.lbf/lbm
= 4,5128 ft.lbf/lbm
e) Menentukan daya motor
Direncanakan :
Z = 15 ft
P = 0 karena P1 = P2 = 1 atm
Berdasarkan persamaan Bernoulli (Geankoplis, persm.2.7-2.8,hal 97)
02
2
WsFP
gc
Zg
gc
V
Wsxx
5128,41
1
174,34
158,9
174,3212
4302,2 2
-Ws = 9,1763 ft.lbf/lbm = 27,4280 Kg/jam
WHP = 550
x Q x Ws
WHP = 550
1261,54 x 0,0216x 27,4280= 0,0583 Hp
Kapasitas pompa = 3
3
/1261,54min/60
/481,7/2064,4206
ftlbxjam
ftgalxjamlb= 9,6899 gpm
p 20% (fig. 14-37 Timmerhouse hal 520)
BHP = pompa
WHP
BHP = 2,0
0583,0 = 0,2913 Hp
m 80% (fig. 14-37 Timmerhouse hal 520)
Daya motor = 8,0
2914,0= 0,3642 ~ 0,5 Hp
Spesifikasi alat :
Nama : Pompa C6H5CH3
Fungsi : Untuk mengalirkan bahan baku toluene dari storage toluene ke
reactor
Tipe : Pompa centrifugal
Bahan : Commercial steel
Kapasitas : 9,6906 gpm
Power motor : 0,5 Hp
Jumlah : 1 buah
46. HEATER (E-117)
Fungsi : Memanaskan larutan C6H5CH3 dari 30 0C – 100
0C
Type : DPHE
Dasar perencanaan :
Faktor kekotoran gabungan minimal (Rd) = 0,0040 J.ft2.0f/Btu
a). Neraca massa dan neraca panas
Dari App. A dan App. B diperoleh :
Massa bahan masuk = 1907,9054 kg/jam = 4206,2064 lb/jam
Massa steam masuk = 93,0506 kg/jam = 205,1394 lb/jam
Q = 46999,0082 kkal/jam = 186507,1512 Btu/jam
ρ C6H5CH3 = 54,1261lb/ft3
ρ C6H6 = 54,8492 lb/ft3
m CH3COOH = 1898,3659 kg/jam
m C6H6 = 9,5395 kg/jam
Rate volumetrik campuran = 356 CHHC+ 66 HC
= 1261,54
3659,1898 +
8492,54
5395,9= 77,7164 ft
3/jam
ρcampuran = 21
1
mm
m 1 +
21
2
mm
m 2
= 5395,93659,1898
3659,1898x 54,1261 +
5395,93659,1898
5395,9x 54,8492
= 54,1225 lb/ft3
b). Menentukan tLMTD
T1 = T2 = 150 0C = 302
0F
t1 = 30 0C = 86
0F
t2 = 100 0C = 212
0F
t1 =T1-t1 = 216 0F
t2 = T1 –t2 = 90 0F
tLMTD =
2
1
21
lnt
t
tt
90216ln
90216143,9229
0F
c). Menentukan suhu kolorik
Tc = ½ x (T1 + T2) = ½ x (302 + 302) = 302 0F
tc = ½ x (t1 +t2) = ½ x (86 + 212) = 149 0F
d). Trial ukuran DPHE
Dicaba ukuran DPHE : 2 x 1 1/2“ IPS Sch 40 dengan aliran steam di bagian
pipa (kern tabel 6.2,hal: 110 dan tabel 2.2 hal: 844)
Bagian annulus (asam asetat) Bagian pipa (steam)
Aan = 2,63 in2 do = 1,66 in
de = 2,02 in di = 1,380 in
de’ = 0,81 in ap = 1,5 in 2
a” = 0,4350 ft2/ft
Evaluasi perpindahan panas
Bagian annulus(asam asetat) Bagian pipa(steam)
e). Gan =
144
63,2
1682,4206
ana
m
= 230301,7954 lb/ft2.jam
Pada tc = 149 0F
Didapatkan 0,37 cp
NRe an = 42,237,0
4230301,79512
02,2
42,2 x
xdexGan
= 43296,2574
f). JH = 160 Btu/h0f ft
2
(kern fig 24 hal 834)
g). Pada tc 149 0F
k = 0,084Btu/ j ft2
(kern, tabel 4 hal 800)
Cp = 0,64 Btu/ j ft2 (kern, fig. 2 hal
804)
e’). Gp =
144
5,1
1394,205
pa
M
= 19693,5583 2jamft
lb
Pada Tc =302 0F
Didapatkan 0,012 cp
NRe p = 42,2
dixGp
42,2012,0
5583,1969312
380,1
x
x
= 77987,5758
f’). JH = -
g’) Harga koefisien perpindahan
panas untuk steam :
hio = 1500 Btu/jam ft2 0
f
ho = JH x 3
1
k
Cpxx
de
k
= 160 x 3
1
084,0
37,042,264,0
1202,2
084,0 xxx
= 112,7881 Btu/j ft2 0F
tw = tc+ )( tcTchohio
ho
= 149 + 7881,1121500
7881,112 + (302 – 149)
= 302,0699 0F
h). Uc = 9004,0417881,1121500
7881,1121500x
hohio
hioxho Btu/j ft
2 0F
i). Rd = D
D
UcxU
UUc
0,004 = D
D
U
U
9004,104
9004,104
UD = 73,8943 Btu/j ft2 0F
j). Q = UD.A. tLMTD
A = LMTD t DU
Q = 25370,17
9229,1438943,73
1512,186507ft
x
L = fta
A3149,40
4350,0
5370,17
"
Mencari ℓ ekonomis
ℓ n =
l2x
L
(buah)
Lb = n.2ℓ
(ft)
Abaru
=L.a”
(ft2)
UD bru=
LMTDtAbarux
Q
Rd hit=
brUcxU
brUUc
D
D
% OD
12 2 48 20.9 62.0633 0.0066 64,49
16 1 32 13.9 93.0950 0.0012 -69,78
20 1 40 17.4 74.4760 0.0039 -2,64
Dipilih DPHE dengan panjang pipa 12 ft dan jumlah hair pain 1 buah
Evaluasi penurunan tekanan ( P )
Bagian annulus(asam asetat) Bagian pipa (steam)
1. NReann = 42,2
, xGande
42,2037,0
7954,23030112
81,0
x
x
= 17361,3706
f = 0,0035 + 42,0
17361,3706
264,0
= 0,0079
2. 1442
4'2
2
xdeg
LfGanPl
=144
1225,54
1281,01225,5410.8,42
6645,437954,2303010079,04
28
2
xxxx
xx
= 0,14334 psi
3. V = Gan/ (3600xρ)
= 1225,543600
7954,230301
x
= 1,1820
1442
2
gc
VnPn
= 1144
1225,54
2,332
1820,1 2
x
= 0,0079 psi
4. Pan ( )PlPn
= (0,0079+ 0,1444)
= 0,1413 psi
Pan < 10 psi (memenuhi)
1. NRe p = 42,2
dixGp
42,2037,0
5583,1969312
380,1
x
x
= 77987,5758
f = 0,0035 + 42,0
77987,5758
264,0
= 0,0058
2. Pp = 1442
42
2
xdig
LfGe+
2
1
2
1
144
1225,54
12
380,11225,5410.8,42
6645,435758,779870058,04
28
2
x
xx
xx
= 0,0033 psi
Pp < 2 psi (memenuhi)
Spesifikasi alat :
Fungsi : Menguapkan larutan C6H5CH3 dari storage C6H5CH3
Type : DPHE, 2 1/2 x 1 ¼ in Sch 40
n : 1
L : 43,6645 ft
ℓ : 12 ft
47. REAKTOR I (R-110)
Lihat Perancangan Alat Utama Reaktor Aswien Vira Y.
48. DESTILASI I (D-120)
Lihat Perancangan Alat Utama Destilasi Agus Cholili
49. TANGKI PENAMPUNG I (F-121)
Fungsi : Untuk menampung C6H5CCL3 dalam bentuk liquid Selama 1 hari..
Type : Bejana berbentuk silinder tegak dengan tutup atas standart dish dan tutup
bawah datar .
Dasar perencanaan :
Tekanan : 1 atm = 14,7 psia
Temperatur : 30º C
Jumlah storage : 1 buah
Bahan konstruksi : High Allow stell SA 240 grade M type 316
Pengelasan : Double welded but joint E = 0,8
Faktor korosi (C) : 2/16 in
Allowable stress (f ) : 18750 Psig
Waktu tinggal : 1 hari = 24 jam (Brownell & Young, hal 251-346)
m H2O = 13,2251 lb/ft3
m C6H5CCl3 = 4017,5731 lb/ft3
m C6H5CH3 = 7,7432 lb/ft3
ρ H2O = 62,4300 lb/ft3
ρ C6H5CCl3 = 54,8492 lb/ft3
ρ C6H5CH3 = 54,1188 lb/ft3
Rate volumetrik campuran = OHm 2 + 356 CClHCm
+ 356 CHHCm
=118,54
7432,7
8492,54
5731,4017
4300,62
2251,13= 73,6025 ft
3/jam
ρcampuran = totalm
OHm 2 1 +
totalm
CClHCm 356 2 + totalm
cCCHHCm 356 3
= 4300,625414,4038
2251,13x + 8492,54
5414,4038
5731,4017x + 1188,54
5414,4038
7432,7x
= 54,8726 lb/ft3
Perhitungan :
a). Menghitung volume tangki
Vliquid = rate volumetrik x waktu tinggal
= 73,6025 ft3/jam x 24
= 1766,4608 ft3
Dari Vilbrant table 2.2 untuk storage ditetapkan faktor keamanan 20 %VT
VT = VL + VRK
VT = VL + 0,2 VT
0,8 VT = 73,6025 ft3/jam ft
3
VT = 2208,0760 ft3 = 3815555,2671 in
3
b). Menentukan dimensi tangki
Volume storage = V silinder + Volume tutup atas standart dish
Volume storage = 32 0847,04
1diLsxdix
2208,0760 ft3
= 32 08475,05,14
1diLsxdix
2208,0760 ft3
= 1,5708 di3 + 0,0756 di
3
di3 = 1341,1540
di = 11,0279 ft = 132,3348 in
c). Menentukan tinggi liquid dalam tangki (Lls)
V liquid = V liquid dalam silinder + V tutup bawah
1766,4608 ft3
= 4
di2Ls + 0
1766,4608ft3
= 4
(11,0279)2 x Ls + 0
Ls = 18,5033 ft = 222,0.94 in
d). Menentukan tekanan design
P design = P operasi + P hidrostatik
P hidrostatik = ρ (H-1) / 144
= 54,8726 lb/ft3 (18,5033 ft – 1)/144
= 6,6698 psia
P design = 14,7 psia+ 6,6698 psia
= 21,3658 psia = 6,6698 psia
e). Menentukan tebal tangki (ts)
ts = CPifE
Pidi
6,02
= 16
2
6698,66,08,0185002
3348,1326698,6
xx
x
= 0,1544 16
3 in
Standarisasi do :
do = di + 2ts
= 11,0279 ft + 2(3/16)
= 132,7098 in
Dari tabel 5-7 brownell dan young hal : 90, didapatkan :
do = 138 in = 11,5 ft
di baru = do – 2ts
= 138 – 2(3/16)
= 137,6250 in = 11,4688 ft
f). Cek hubungan antara Ls dengan di
VT = V silinder + Vtutup atas
VT = 32 .0847,04
1diLsxdix
3815555,2671 in3= )6250,137(0847,0)6250,137(
4
1 32 xLsxx
3815555,2671 in3= 14868,4029 in
2 Ls + 220787,9699 in
3
Ls = 241,7723 in = 20,1469 ft
Ls/di = 6250,137
7723,241
= 1,7567 > 1,5 (memenuhi)
Ls = 1,5 x di baru
= 1,5 x 137,6250 = 206,4375 in
g). Menentukan tinggi tutup atas
ha = 0,169.di
= 0,169 x 137,6250
= 23,2586 in = 1,9381 ft
h). Menentukan tebal tutup atas (tha)
tha = CPifE
dixPix
)1,0(
885,0
= 16
2
)6698,61,08,018500(
)6250,1376698,6885,0(
xx
xx
= 16
4336,2
16
3 in
i). Menentukan tinggi storage
Tinggi storage = Tinggi silinder + tinggi tutup atas
= 206,4375 in + 23,2586 in
= 229,6961 in = 19,1406 ft
Spesifikasi alat :
Nama alat : Storage C6H5CCl3
Fungsi : Menyimpan bahan baku C6H5CCl3 dalam bentuk liquid selama 1
hari.
Type : Bejana berbentuk silinder tegak dengan tutup atas berbentuk conis
dan tutup bawah datar .
Bahan : High Allow stell SA 240 grade M type 316
Dimensi : di = 137,625 in = 11,4688 ft
ts = 3/16 in
tha = 3/16 in
Tinggi storage = 229,6961 in = 19,1406 ft
Jumlah : 1 buah
50. POMPA (L-122)
Fungsi : Untuk mengalirkan bahan baku C6H5CCL3 dari storage C6H5CCL3 ke
destilasi I
Type : Pompa centrifugal
Jumlah : 1 buah
Dasar perencanaan :
Kapasitas : 8903,4492 lb/jam
Cl2 : 54,8726 lb/ft3
Cl2 : 0,92 cp = 0,0006 lb/ft.det
a) Menghitung dimensi pipa
Q = massa
= 8726,54
4492,8903
= 162,2567 ft3/jam = 0,0451 ft
3/dtk
Aliran fluida adalah turbulen, maka digunakan :
IDopt = 3,9 x ( Qf )0,45
x ( ρ )0,13
(Timmerhouse , hal 496 )
= 3,9 x (0,0451 ft3/detik)
0,45 x (54,8726 lb/ft
3)0,13
= 1,6905 in
Standarisasi (table 11, Kern hal 844) :
IDS nominal = 2 in Sch 80
OD = 2,4 in = 0,1983 ft
ID = 1,939 in = 0,1616 ft
A = 2,95 in2 = 0,0205 ft
2
b) Kec. Aliran fluida dalam pipa (v)
V= A
Q=
0,0205
0,0451= 2,2015 ft/s = 7925,3977 ft/jam
Pengecekan jenis aliran
NRe = IDV
= lb/ft.s 0,0006
ft 0,1616ft/s 2015,2lb/ft 8726,45 3
= 43635,4299 > 2100 ( aliran turbulen 1)
Direncanakan : bahan pipa comercial steel (Geankoplis fig. 2.10-3 )
ε = 4,6 x 10-5
m = 0,00045 ft
D
= ft 0,1616
m 10 x 4,6 -5
= 0,0009
Diperoleh : f = 0,005 ( Fig. 2.10-3 hal 88: Geankoplis)
c) Perhitungan panjang pendek pipa ekivalen
Direncanakan :
Panjang pipa lurus dianggap : 10 m = 32,8084 ft
4) Digunakan 4 buah elbow 900 (dari table 2.10-1, hal 93: Geankoplis)
Le/D = 35 in
Le = 4 x 35 x 0,1616 = 22,6208 ft
5) Digunakan 1 buah globe valve, Le/D = 300
Le = 1 x 300 x 0,1616 = 48,4731 ft
6) Digunakan 1 gate valve, Le/D = 9
Le = 1 x 9 x 0,1616 = 1,4542 ft
Panjang ekivalen (Le) = 22,6208 ft + 48,4731 ft+ 1,4542 ft
= 105,3564 ft
d) Menghitung kehilangan friksi
Friktion loss pada elbow 900 dan valve :
1) Terdapat 4 buah elbow 900, Kf = 0,75 (Geankoplis,tbl 2.10-1,93)
Hf = Kf xgcxx
V
2
2
= 0,75 x 174,3212
2015,2 2
xx
= 0,2260 ft.lbf/lbm
2) Terdapat 1 buah gate Valve, Kf = 0,17
Hf = Kf xgcxx
V
2
2
= 1 x 1 x 174,3212
2015,2 2
xx
= 0,0128 ft.lbf/lbm
3) Terdapat 1 buah globe Valve, Kf = 6
Hf = Kf xgcxx
V
2
2
= 1 x 1 x 174,3212
2015,2 2
xx
= 0,4519t.lbf/lbm
Total Hf = 0,2260 ft.lbf/lbm + 0,0128 ft.lbf/lbm + 0,4519 ft.lbf/lbm
= 0,6907 ft.lbf/lbm
Contration losses pada tank exit :
Hc = gcxx
Vx
A
Ax
2155,0
2
2
1 = 174,3212
2015,20155,0
2
xxxx
= 0,0414 ft.lbf/lbm
Expantion loss entrance tank :
Hex = gcxx
Vx
A
A
21
2
2
1 = 174,3212
2015,201
2
xxx
= 0,0753 ft.lbf/lbm
Kehilangan pada pipa :
Ff = gcxx
Vx
di
Lxf
24
2
= 174,3212
2015,2
1616,0
3564,105007,04
2
xxxxx
= 0,9822 ft.lbf/lbm
Sehingga total frition loss yang terjadi pada system perpiaan :
F Hc + Hex + Ff
= 0,0414 ft.lbf/lbm + 0,0753 ft.lbf/lbm + 0,9822 ft.lbf/lbm
= 1,7896 ft.lbf/lbm
e) Menentukan daya motor
Direncanakan :
Z = 15 ft
P = 0 karena P1 = P2 = 1 atm
Berdasarkan persamaan Bernoulli (Geankoplis, persm.2.7-2.8,hal 97)
02
2
WsFP
gc
Zg
gc
V
Wsxx
9786,21
1
174,32
158,9
174,3212
2695,2 2
-Ws = 6,4367 ft.lbf/lbm = 19,2392 Kg/jam
WHP = 550
x Q x Ws
WHP = 550
8726,54 x 0,0451x 19,2392
= 0,1160 Hp
Kapasitas pompa = 3
3
/8726,54min/60
/481,7/4492,8903
ftlbxjam
ftgalxjamlb= 20,2307 gpm
p 20% (fig. 14-37 Timmerhouse hal 520)
BHP = pompa
WHP
BHP = 2,0
1160,0 = 0,5802 Hp
m 80% (fig. 14-37 Timmerhouse hal 520)
Daya motor = pompa
BHp=
8,0
5802,0= 0,7253 ~ 1 Hp
Spesifikasi alat :
Nama : Pompa storage C6H5CCL3
Fungsi : Untuk mengalirkan C6H5CCL3 storage C6H5CCL3 ke destilasi
Tipe : Pompa centrifugal
Bahan : Commercial steel
Kapasitas : 20,2307 gpm
Power motor : 1 Hp
Jumlah : 1 buah
51. HEATER (E-123)
Fungsi : Memanaskan liquid yang akan masuk ke kolom distilasi I
Type : DPHE
Dasar perencanaan :
Faktor kekotoran gabungan minimal (Rd) = 0,0039 J.ft2.0f/Btu
a. Neraca massa dan neraca panas
Dari App. A dan App. B diperoleh :
Massa bahan masuk = 4038,5414 kg/jam = 8903,4492 lb/jam
Massa steam masuk = 45,3964 Kg/jam = 100,0819 lb/jam
Q = 23262,4253 kkal/jam = 92312,7710 Btu/jam
ρ C6H5CH3 = 54,1225 lb/ft3
ρ C6H5CCl3 = 54,8492 lb/ft3
ρ H2O = 62,4300 lb/ft3
m C6H5CH3 = 17,0709 lb/jam
m C6H5CCl = 8857,2220 lb/jam
m H2O = 29,1562 lb/jam
ρcampuran = 321
1
mmm
m 1 +
321
2
mmm
m 2 +
321
3
mmm
m 3
= 1562,292220,88570709,17
0709,17x 54,1225 +
1562,292220,88570709,17
2220,8857x
54,8492 + 1562,292220,88570709,17
1562,29 x 62,4300
= 54,8726 lb/ft3
b. Menentukan tLMTD
T1 = T2 = 150 0C =302
oF
t1 = 100 0C = 212
oF
t2 = 129,4212 0C = 264,9582
oF
t1 =T1 - t2 = 37,0418 oF
t2 = T2 - t1 = 90 oF
tLMTD =
2
1
21
lnt
t
tt
900418,37ln
900418,3759,6536
oF
Ft = 1 (isothermal)
t = Ft x tLMTD
= 1 x 56,6536 0F = 56,6536
0F
c. Menentukan suhu kolorik
Tc = ½ x (T1 + T2) = ½ x (302 + 302) = 302 0F
tc = ½ x (t1 +t2) = ½ x (100 + 129,4212) = 238,4791 0F
d. Trial ukuran DPHE
Dicaba ukuran DPHE : 2” x 1 1/4“ IPS Sch 40 dengan aliran steam di bagian
pipa (kern tabel 6.2 hal: 110 dan tabel 2.2 hal: 844)
Bagian annulus Bagian pipa (steam)
Aan = 1,19 in2 do = 1,66 in
de = 0,915 in di = 1,380 in
de’ = 0,4 in ap = 1,5 in 2
a” = 0,435 ft2/ft
Evaluasi perpindahan panas
Bagian annulus Bagian pipa(steam)
e).Gan = 1666,1077392
144
19,1
4492,8903
ana
mlb/ft
2.jam
Pada tc = 238,4791 0F
Didapatkan 0,21 cp (kern fig 15 hal 823)
Nre an = 42,221,0
661077392,1612
915,0
42,2 x
xdexGan
= 161651,2253
f). JH = 280 Btu/h0f ft
2 (kern fig 24 hal 838)
g). Pada tc = 238,4791 0F
k = 0,087 Btu/ j ft2 (kern, tabel 4 hal 800)
Cp = 0,53 Btu/ j ft2 (kern, fig. 3 hal 804)
ho = JH x 3
1
k
Cpxx
de
k
= 280 x 3
1
087,0
21,042,253,0
12915,0
087,0 xxx
= 329,6913 Btu/j ft2 0F
tw = tc+ )( tcTchohio
ho
= 238,4791 + 6913,3291500
6913,329 + (302 – 238,4791)
= 302,1802 0F
e’). Gp =
144
5,1
0819,100
pa
M
= 9607,8644 2jamft
lb
Pada Tc = 302 0F
Didapatkan 0,13 cp
Nre p = 42,2
dixGp
42,213,0
8644,960712
380,1
x
x
= 3512,0928
f’). JH = -
g’) Harga koefisien perpindahan
panas untuk steam :
hio = 1500 Btu/jam ft2 0
f
h). Uc = 270,28446913,3291500
6913,3291500x
hohio
hioxho Btu/j ft
2 0F
i). Rd = D
D
UcxU
UUc
0,0039 = D
D
U
U
.2844,270
2844,270
UD = 131,5823 Btu/j ft2 0F
j). Q = UD.A. tLMTD
A = LMTD t DU
Q = 27606,11
6536,595823,131
7710,92312ft
x
L = fta
A0358,27
435,0
7606,11
"
Mencari ℓ ekonomis
ℓ n =
l2x
L
(buah)
Lb =
n.2ℓ
(ft)
Abaru
=L.a”
(ft2)
UD bru=
LMTDtAbarux
Q
Rd hit=
brUcxU
brUUc
D
D
% OD
12 2 48 20,8800 74,1131 0,0098 151,1049
16 1 32 13,9200 111,1696 0,0053 32,7810
20 1 40 17,4000 88,9357 0,0075 93,4429
Dipilih DPHE dengan panjang pipa 16 ft dan jumlah hair pain 1 buah
Evaluasi penurunan tekanan ( P )
Bagian annulus Bagian pipa (steam)
1. NRean = 42,221,0
1666,107739212
4,0
42,2
,
x
xxGande
= 70667,2023
f = 0,0035 + 42,0
70667,2023
264,0
= 0,0059
2. 1442
4'2
2
xdeg
LfGanPl
144
8726,54
124,08726,5410.18,42
0358,271666,10773920059,04
28
2
xxx
xxx
= 3,3785 psi
3. V = Gan/ (3600xρ)
1. NRe p = 42,2
dixGp
42,213,0
8644,960712
380,1
x
x
= 3512,0928
f = 0,0035 + 42,0
3512,0928
264,0
= 0,0121
2. Pp = 1442
42
2
xdig
LfGp+
2
1
2
1
144
8726,54
12
38,18726,5410.18,42
0358,278644,96070121,04
28
2
x
xx
xx
= 0,0008 psi
= 8726,543600
1666,1077392
x
= 5,4540
1442
2
gc
VnPn
= 1144
8726,54
2,332
4540,5 2
x
= 0,1707 psi
4. Pan ( )PlPn
= (0,1707 + 3,3785)
= 3,5492 psi
Pan < 10 psi (memenuhi)
Pp < 2 psi (memenuhi)
Spesifikasi alat :
Fungsi : Memanaskan liquid sebelum masuk ke kolom distilasi I
Type : DPHE, 2 x 1 ¼ in Sch 40
n : 1
L : 27,0358 ft
ℓ : 16 ft
52. SCRUBER I (D-124)
Fungsi : Memisahkan HCl yang terikut dalam campuran gas keluar
Tipe : Vertical tray tower
Bahan : High Alloy Steel SA 240 Grade M type 316
Jumlah : 1 buah
Dasar Perancangan :
Massa gas masuk : 2277,7187 kg/jam
Tekanan operasi : 1 atm = 14,7 psia
Suhu gas masuk : 129,4212 0C = 264,9582 F
Suhu gas keluar : 31,5911 0C = 88,8460 F
Volume gas keluar :
P.V = n. R .T
V = P
TRn ..
1
9582,26410.057,825,36 3 xx793,5711 m
3/jam
= 0,2204 m/s
HCl pada 30 0C = 1532,9047 kg/m
3
BM gas = 2277,7187/ 36,5 = 62,4033 g/mL
gas pada 100 0C =
PoxTix
PixToxgasBM
359
= 1212359
19582,2645,36
xx
xx= 0,5183
Usg = Ksb
5,0
g
gL (pers. 4-87 Ulrich, hal:197)
Usg = 0,04 x
5,0
5183,0
5183,09047,1532= 2,1750 m/s
D =
5,0
..
.4
Usgg
V (pers. 4-88 Ulrich, hal:197)
D =
5,0
1750,2.5183,0.14,3
5711,793.4= 0,4991 m = 19,6499 in
- Jumlah Stage (N) = 2
- Menetukan tinggi scruber
Ha = (N.Ht)/ s
Ht = 0,5 . D 0,3
= 0,5 x (0,4991)0,3
= 0,4059 m = 15,9806 in
Dari fig. 4-31 Ulrich hal:196 diperoleh :
(m.M. L)/ L = (1,7839 x 18 x 0,075)/ 1532,9047 = 0,0016
s = 0,3
Ha = (2 x 0,4991)/ 0,3
= 3,2095 m = 126,3583 in
- Menetukan tebal silinder:
f = 18750
E = 0,8 (double welded butt join)
C = 1/16
ts = 16
1
).6,0.(.2
.
PiEf
diPi
= 16
1
)6499,19.6,08,0.18750(.2
6499,197,14 x
= 0,0096 + 16
1 =
16
1536,1~
16
3 in
Standarisasi do :
Do = di + 2 ts
= 19,6499 in + (2 x 16
3)
= 19,2749 in ~ 20 in
Do standar : 22 in
Standarisasi Di
Di = Do – 2 x ts
= 22 in – (2 x 16
3)= 21,625 in
- Menetukan tebal tutup
Tutup atas dan bawah berbentuk standart dished
tha = thb = 16
1
.1,0.
..885,0
PiEf
rPi=
16
1
7,141,08,018750
825,97,14885,0
xx
xx = 0,0719 in
tha = thb = 0,0719x16
16= 1,1504
tha = thb = 16
3in
- Menetukan tinggi tutup atas :
Ha = hb = 0,169.Di
= 0,168 x 19,6499
= 3,6758 in
Spesifikasi alat :
Nama alat : Scrubber I
Fungsi : Memisahkan HCl yang terikut dalam campuran gas keluar
Type : Vertical tray tower
Bahan : High Allloy Steel SA 240 Grade M type 316
Ts : 2/16 in
Do : 22 in
di : 19,6499 in
tha = thb : 2/16 in
Ha = hb : 3,6758 in
Jumlah stage : 2 buah
53. KONDENSOR I (E-125)
Fungsi : Mengembunkan produk atas yang keluar dari kolom distilasi I
Type : Shell and tube
T1 = 108,0645 oC = 226,5161 oF T2 = 108,0645 oC = 226,5161 oF
t1 = 30 oC = 86 oF
t2 = 45 oC = 113 oF
Dasar perancangan :
1. Rd minimal = 0,003 Jam ft2 oF/BTU
2. ΔP uap maksimal = 2 psi
3. ΔP air maksimal = 10 psi
4. Dicoba menggunakan bahan dengan ukuran ¾ in OD 16 BWG PT 1 in
1. Neraca massa dan panas
Dari neraca massa dan panas didapatkan :
Massa uap masuk (m) = 26,5413 kg/jam = 58,5153 lb/jam
Massa air masuk (M) = 33,6329 kg/jam = 74,1479 lb/jam
Panas yang diserap oleh air (Q) = 905650 BTU/jam
Suhu air masuk (t1) = 30 oC = 86
oF
Suhu air keluar (t2) = 45 oC = 113
oF
Suhu bahan masuk (T1) = 108,0645 oC = 226,5161
oF
Suhu bahan keluar (T2) = 108,0645 oC = 226,5161
oF
2. Logaritmic mean temperature (ΔTLMTD)
ΔTLMTD = 5364,126
5161,140
5161,113ln
5161,1405161,113
ln2
1
21
t
t
tt oF
t = ΔTLMTD x FT = 126,5364 x 1 =126,5364 oF
3. Menghitung suhu Calloric
Tc = (T1 + T2)/2
= 226,5161 oF
tc = (t1 + t2)/2
=99,5 oF
4. Merancang jumlah pipa
Menentukan harga UD trial.
Dari tabel 8, Kern hal 840 didapat UD = 75-150
Dicoba UD = 75 BTU/jam ft 2 o
F
4297,955364,126.75
905650
. tUD
QA
Menentukan ukuran pipa.
Diambil ukuran pipa 1” OD, 16 BWG, l= 16 ft, susunan Δ (tabel 10,hal 843,
Kern)
a” = 0,1963 ft/ft2
Nt = buahla
A3839,30
16.1963,0
4297,95
".
Ntstandar = 26
IDS = 8
n = 4
UDkoreksi = 6459,877526
3839,30
standardNt
hitungNt xxUDtrial (memenuhi)
Kesimpulan sementara Shell and Tube (type HE : 1 – 2)
Shell Tube IDs = 8
n’ = 1
B = 8
de = 0,95 (gbr 28, Kern)
N + 1 = 24
do = ¾ in
di = 0,62 in
c’ = 1- ¾ = ¼
n = 2
l = 16 ft
a’ = 0,302 in2
a” = 0,1963 ft2/ft
Nt = 26
PT = 1
Evaluasi Perpindahan Panas
Bagian Shell Bagian tube
5. as = 144.'.
'..
Ptn
BcIDs
= 21111,0144.1.1
8.4/1.8ft
Gs = 2
s ft0,1111
lb/jam5135,58
a
M
= 526,6211 lb/jft2
- Nres = 42,2.011,0
6211,526.95,0
42,2.
.Gsde
= 1566,1470
6.-
7. Trial ho antara 150-300
ho trial = 210 BTU/j ft2o
F
tw = tc + )( tcTctrialhohio
trialho
)5,995161,226(2101333,314
2105,99
= 150,4 oF
tf = 2
)( twTc= 188,4533
oF
sf = 1,7002 (tabel 6 Kern)
kf = 0,0898 (tabel 4 Kern)
f = 0,13 (fig. 14 Kern)
ho koreksi (gbr 12.9 hal 274)
4167,052.16
5135,58
."
3/23/2Ntl
MG
ho = 230
ho koreksi > ho trial (memenuhi)
5’. at = 20273,0144.2
26.1963,0
144.
'.ft
n
Nta
- Gt = m/at
= 0273,0
/1479,74 jamlb
= 2719,6365 lb/jamft2
NRet=42,2.43,0
6365,2719).12/62,0(
42,2.
.Gtdi
= 135,0322
6’.-
7’. ύ = .3600
Gt
5,62.3600
6365,2719
= 0,0121
hi = 380 (fig. 25 Kern hal 835)
hi koreksi = η x hi
= 1 x 380 = 380
hio = hi. di/do
= 380(0,62/0,75) = 314,1333
Uc = 2301333,314
230.1333,314.
hohio
hohio
= 133,7812 Btu/jam ft2˚F
Rd = UdkoreksiUc
UdkoreksiUc
.
= 0039,06459,87.7812,133
6459,877812,133 Jam ft
2 oF/BTU
Rd > Rd ketetapan (0,0039 > 0,003) maka memenuhi
Evaluasi Pressure Drop
Bagian Shell Bagian tube
NRes = 1566,1470
f = 0,003 (fig. 29 Kern hal 839)
ΔPs = 2
1x
tsgde
NIDsGsf
...10.22,5
)1.(..10
2
= 1.0062,0.12/95,010.22,5
24.8.6211,526.003,0
2
110
2
x
= 0,0031 psi (<2 psi memenuhi)
Nret = 135,0322
f = 0,004 (fig. 26 kern hal 836)
ΔPt = tsgdi
lnGtf
...10.22,5
...10
2
= 1.1.12/62,0.10.22,5
16.2.6365,2719.004,010
2
= 0,0004 psi
ΔPn = 1442
4 2
gc
v
s
n
gc
v
2
2
(fig 27 Kern hal 837)
= 0,0012
ΔPn = 144
5,620012,0
1
2.4xx = 0,0042
ΔP = ΔPn + ΔPt
= 0,0042 + 0,0004
= 0,0045 psi (< 10 psi memenuhi)
Spesifikasi alat :
Fungsi : Mengembunkan produk atas yang keluar dari kolol distilasi I
Dimensi
IDS : 8 in
do : ¾ in
di : 0,62 in
n’ : 2
Nt : 26 buah
54. AKUMULATOR (F-126)
Fungsi : Menampung sementara distilat dari kolom distilasi I
Type : Silinder horisontal, tutup samping berbentuk standar dished
Jumlah : 1 buah
Dasar Perhitungan:
P = 1 atm = 14,7 psia
Residence time = 10 menit (Ulrich tabel 4-27 hal 249)
Bahan konstruksi = Carbon steel SA-135 Grade A
Pengelasan = Double Welded Butt Joint dengan E = 0,85
Allowable stress f = 18750 psi (Brownell)
1. Menentukan Volume tangki
Rate massa (Q) = 26,5413 kg/jam = 585,135 lb/jam
ρdestilat = 61,5776 lb/ft3
Rate Volumetrik = jamftftlb
jamlb/5053,9
/5589,61
/135,585 3
3
VL = menitxmenit
jamx
jam
ft10
60
15053,9
3
= 1,5842 ft3
VT = 80 % Vtangki
VT = 8,0
5842,1= 1,9803 ft
3
2. Menentukan dimensi tangki
VT = V silinder + V tutup
1,9803 = 32 )000049,0(24
dilsdi
1,9803 = 1,1775 di3+ 9,8 . 10
-5 di
3
di = 1,1892 ft = 14,2700 in
3. Menentukan tinggi tangki yang terisi liquid
VL = V1 + V2
1,5842 = 0,0847 di3 + π/4 di
2 H
1,5842 = 0,0847 (1,1892)3 + π/4 (1,1892)
2 H
H = 1,2988 ft = 15,5857 in
4. Menentukan tekanan design
Tekanan hidrostatik (Pb) = 144
)1(H = psi1277,0
144
)12988,1(5589,61
Tekanan design (Pi) = tekanan operasi + tekanan hidrostatik
= 14,7 + 0,1277 = 14,8277 psia = 0,1277 psig
5. Menentukan tebal tangki
ts = cpifE
pixdi
)6,0(2
= 16
1
)1277,06,08,018750(2
2700,141277,0
xx
x
= 0,0626 x 16
16
= 16
001,1
16
3
do = di + 2ts
= 14,2700 + 2(3/16) in
= 14,645 in
Do standart = 16 (tabel 5.7. Brownel hal 89)
di = do + 2ts
= 16 – 2(3/16)
= 15,625 in = 1,3021 ft
Maka tinggi shell = 1,5 di
= 1,5 x 15,625
= 24,9375 in = 2,0781 ft
6. Menentukan tebal tutup bawah dan atas
Thb & Tha = 16
1
1277,01,08,018750
625,231277,0885,0
1,0
885,0
xx
xxc
pifE
xpixdi
= 0,0626 x 16
16
= 16
0019,1
16
3
7. Menentukan tinggi tangki
Tinggi tutup (h) = 0,169 di
= 0,169 x 15,625
= 2,6406 in = 0,2200 ft
Maka tinggi tangki = 2ha + Ls
= 2(0,2200) + 1,9688
= 2,4088 ft = 28,9056 in
Spesifikasi alat :
Nama alat : Akumulator distilat
Type : Silinder horisontal, tutup samping standar dished
Bahan Konstruksi : Carbon steel SA-135 Grade A
Dimensi :
di : 15,625 in
do : 14,645 in
ts : 3/16 in
Jumlah : 1 buah
55. POMPA (L-127)
Fungsi : Untuk memompa larutan dari akumulator ke storage
Jumlah : 1 buah
Jenis : sentrifugal
Bahan : cast iron
Proses berlangsung secara kontinyu
ρ= 61,5776 lb/ft3
μ = 8,7733.10-4
lb/ft.detik
Rate volumetrik = 3/5589,61
/1350,585
ftlb
jamlb
= 9,5053 ft3/jam x
menit
jam
60
1x 7,481 gal/ft
3= 1,1852 gpm
1. Perhitungan diameter pipa
Dianggap alirannya turbulen , untuk menentukan diameter pipa digunakan
fig.14.2 Peter-Timerhausse ed. 4 hal 498 maka didapatkan Do ¾ in sch. 40
Dari tabel 11 Kern hal 844 diperoleh:
Do = 2,38 in = 0,1983 ft
A = 3,35 in2 = 0,0233 ft
2
maka:
v = 3600detik
1jamx
ft0233,0
/jamft5053,92
3
= 0,1135 ft/detik
NRe = μ
ρ.D.v =
410.3733,8
1135,0.1983,0.5589,76
= 1579,4431 (> 1200 turbulen)
Jadi benar jika alirannya turbulen.
2. Perhitungan power pompa
0)()(..2
1 1221
2
1
2
2 WsFPP
zzgc
gvv
gc
diasumsikan :
α = 1
v1 = 0
z2-z1 = 30 ft
P2 = P1
Sehingga :
000302,32
8,9)01137,0(
2,32.1.2
1 2 Ws
-Ws = 9,1306 ft.lbf/lbm.detik
m = 26,5413 Kg/jam x 2,2046 lb/jam x 1 jam/3600 detik
= 0,0163 lb/detik
WHP = -Ws . m
= 9,1306 ft.lbf/lbm.detik . 0,0163 lb/detik
= 0,1484 ft.lbf/lbm x lbm550ft.lbf/
1HP
= 0,0003 HP
Dari Peter & Timerhausse ed.4 fig 14-36 hal 520 diperoleh efisiensi pompa
η P = 20 %
BHP = P
WHP= HP0013,0
2,0
0003,0
Dari Peter & Timerhausse ed.4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi motor
ηm = 80%
Daya Pompa actual = m
BHP
= 8,0
0013,0= 0,0017 HP
Jadi dipakai pompa berdaya 0,5 HP
Spesifikasi alat :
Fungsi : Untuk memompa larutan dari akumulator ke storage
Jenis : Sentrifugal
Bahan : Cast iron
Di opt pipa : ¾ in sch. 40
Daya : 0,5 HP
Jumlah : 1 buah
56. REBOILER I (E-128)
Fungsi : Memanaskan produk bawah dari kolom distilasi I
Type : Shell and tube type 1-2, sehingga FT = 1
Dasar Perancangan:
Campuran liquida masuk pada shell (fluida panas) dan steam masuk bagian
tube(pemanas).
Mengggunakan pipa ¾ in OD 14 BWG dengan l =16 ft. PT =1, susunan segitiga.
t1 =264,9582 0F t2 =269,0978 0F
t1 = 302 0F t1 = 302 0F
Dari tabel didapat:
OD = ¾ in a’ = 0,268 in2
ID = 0,548 in a” = 0,1963 ft2/ft
Rd min = 0,003 jam ft2 o
F/BTU
Ps = diabaikan
Pt max = 2 psi
1. Dari neraca panas didapatkan:
Q = qs + qv = m.Cp.(t2-t1) + 0,8.m.(hg-hi) = m.λ
qs = m.Cp.(t2-t1)
= 8869,9508.1.(269,0976 – 264,9582)
= 36718,4030 BTU/jam
qv = 0,8. m.(hg-hl)
= 0,8 . 8869,9508. (410 - 250)
= 4683334,0053 BTU/jam
Q = 36718,4030 + 4683334,9508
= 4720052,4083 BTU/jam
Q = M λ
M = Q/ λ
= jamlb /8629,51946,908
834720052,40
2. Logaritmic mean temperature (ΔTLMTD)
ΔTLMTD = 9311,34
0418,37
9022,32ln
0418,379022,32
ln2
1
21
t
t
tt oF
Ft = 1
ΔT = Ft x ΔTLMTD = 1 x 34,9311 = 34,9311 oF
3. Menghitung suhu Calloric
Tc = (T1 + T2)/2
= 302 oF
tc = (t1 + t2)/2
= 267,0280 oF
4. Trial Heat Flux (Q/A)
Q/A = 11000 BTU/jam.ft2
A = 0957,42911000
4083,4720052
/ AQ
Qft
2
Dimana :
I = 16 ft
a” = 0,1963 (tabel 10 Kern hal 843)
Nt = 6199,13616.1963,0
0957,429
".la
A
Nt standart = 124 (tabel 9 Kern hal 841)
UD =txIxxa"Nt
Q
standart
= 5155,609311,34161963,0124
834720052,40
xxxBTU/jam.ft
2 oF
Kesimpulan sementara Shell and Tube (type HE : 1 – 2)
Bagian Shell Bagian Tube
IDs = 15 ¼
n’ = 1
B = 15
de = 0,95
N + 1 = 12,8
do = ¾
di = 0,548
c’ = ¼
n = 2
l = 16
a’ = 0,268
a” = 0,1963
Nt = 124
PT = 1
Evaluasi Perpindahan Panas (Rd)
Bagian Shell Bagian Tube
5. -
6. -
7. Trial ho antara 150-300
ho trial = 150 BTU/j ft2 o
F
tw=tc+ )( tcTctrialhohio
trialho
= )0280,267302(1501500
1500280,267
= 270,2073 oF
tf = 2
)( twTc=3,1793
oF
T = tw – tc
= 3,1793 oF
Dari fig 15.11 Kern didapatkan :
5’.at=
21154,0144.16.2
124.268,0
144.
'.ft
n
Nta
- Gt = m/at
= 1154,0
/8629,5194 jamlb
= 45020,4775 lb/jamft2
-NRet = 42,2.014,0
4775,45020.548,0
42,2.
.Gtdi
= 64669,3203
hs = 40
hv = 250
ho =
hv
Qv
hs
Qs
Q
= 240,1904
ho koreksi > ho trial (memenuhi)
6’.-
7’. Untuk steam
hio = 1500 BTU/jam.ft2 oF
Uc = 1904,2401500
1904,240.1500.
hohio
hohio
= 207,0380 Btu/jam ft2˚F
Rd = UdkoreksiUc
UdkoreksiUc
.
= 0117,05155,60.0380,207
5155,600380,207 Jam ft
2 oF/BTU
(Rd > Rd min, memenuhi)
Evaluasi Pressure Drop
Bagian Shell Bagian tube
ΔPs diabaikan karena gas bergerak secara
beraturan
Nret = 64669,3203
f = 0,00016 (fig. 26 hal 836 Kern)
ΔPt = tsgdi
lnGtf
...10.22,5
....2/110
2
= 1.12/548,0.10.22,5
16.2.5808,45259.00016,0.5,010
2
= 0,0041 psi
ΔPn = 1442
4 2
gc
v
s
n
gc
v
2
2
(fig 27 Kern hal 837)
= 0,0612
ΔPn = 144
5,620612,0
1
2.4xx = 0,2125 psi
ΔPt = ΔPn + ΔPt
= 0,2125 + 0,0041
= 0,2166 psi (< 2 psi memenuhi)
Spesifikasi alat :
Fungsi : Memanaskan produk bawah dari kolom distilasi I
Dimensi
IDS : 15 ¼ in
do : ¾ in
di : 0,548 in
n : 2 in
Nt : 124 buah
57. POMPA (L-129)
Fungsi : Untuk mengalirkan bahan dari reboiler ke reactor II
Type : Pompa centrifugal
Jumlah : 1 buah
Dasar perencanaan :
Kapasitas : 4017,1734 kg/jam = 8856,2605 lb/jam
C6H5CH3 : 54,8726 lb/ft3
C6H5CH3 : 0,68 cp = 0,00008 lb/ft.det
f) Menghitung dimensi pipa
Q = massa
= 8726,54
2605,8856
= 161,3696 ft3/jam = 0,0448 ft
3/dtk
Aliran fluida adalah turbulen, maka digunakan :
IDopt = 3,9 x ( Qf )0,45
x ( ρ )0,13
(Timmerhouse , hal 496 )
= 3,9 x (0,0446 ft3/detik)
0,45 x (54,8726lb/ft
3)0,13
= 1,6233 in
Standarisasi (table 11, Kern hal 844) :
IDS nominal = 2 in Sch 80
OD = 2,4 in = 0,2 ft
ID = 1,939 in = 0,1616 ft
A = 2,95 in2 = 0,0205 ft
2
g) Kec. Aliran fluida dalam pipa (v)
V= A
Q
V = 0,0205
0,0446
= 2,1898 ft/s = 7883,3962 ft/jam
Pengecekan jenis aliran
NRe = IDV
= lb/ft.s 0,00008
ft 0,1616ft/s 2,1898lb/ft 54,8726 3
= 242692,0768 > 2100 ( aliran turbulen 1)
Direncanakan : bahan pipa comercial steel (Geankoplis fig. 2.10-3 )
ε = 4,6 x 10-5
m = 0,000151 ft
D
= ft 0,1065
m 10 x 4,6 -5
= 0,0014
Diperoleh : f = 0,005 ( Fig. 2.10-3 hal 88: Geankoplis)
h) Perhitungan panjang pendek pipa ekivalen
Direncanakan :
Panjang pipa lurus dianggap : 10 m = 32,8084 ft
7) Digunakan 4 buah elbow 900 (dari table 2.10-1, hal 93: Geankoplis)
Le/D = 35 in
Le = 4 x 35 x 0,1616 = 22,6207 ft
8) Digunakan 1 buah globe valve, Le/D = 300
Le = 1 x 300 x 0,1616 = 48,4731 ft
9) Digunakan 1 gate valve, Le/D = 9
Le = 1 x 9 x 0,1616 = 1,4542 ft
Panjang ekivalen (Le) = 22,6207 ft + 48,4731 ft + 1,4542 ft
= 105,3564 ft
i) Menghitung kehilangan friksi
Friktion loss pada elbow 900 dan valve :
1) Terdapat 4 buah elbow 900, Kf = 0,75 (Geankoplis,tbl 2.10-1,93)
Hf = Kf xgcxx
V
2
2
= 0,75 x 174,3212
1898,2 2
xx
= 0,2236 ft.lbf/lbm
2) Terdapat 1 buah gate Valve, Kf = 0,17
Hf = Kf xgcxx
V
2
2
= 1 x 1 x 174,3212
1898,2 2
xx
= 0,0127 ft.lbf/lbm
Terdapat 1 buah globe Valve, Kf = 6
Hf = Kf xgcxx
V
2
2
= 1 x 1 x 174,3212
1898,2 2
xx
= 0,4471ft.lbf/lbm
Total Hf = 0,2236 ft.lbf/lbm + 0,0127 ft.lbf/lbm + 0,4471ft.lbf/lbm
= 0,6864 ft.lbf/lbm
Contration losses pada tank exit :
Hc = gcxx
Vx
A
Ax
2155,0
2
2
1 = 174,3212
1898,20155,0
2
xxxx
= 0,0410 ft.lbf/lbm
Expantion loss entrance tank :
Hex = gcxx
Vx
A
A
21
2
2
1 = 174,3212
1898,201
2
xxx
= 0,0745 ft.lbf/lbm
Kehilangan pada pipa :
Ff = gcxx
Vx
di
Lxf
24
2
= 174,3212
1898,2
1616,0
3564,150007,04
2
xxxxx
= 1,3217 ft.lbf/lbm
Sehingga total frition loss yang terjadi pada system perpiaan :
F Hc + Hex + Ff
= 0,0410 ft.lbf/lbm + 0,0745 ft.lbf/lbm + 1,3217 ft.lbf/lbm
= 2,1206 ft.lbf/lbm
j) Menentukan daya motor
Direncanakan :
Z = 15 ft
P = 0 karena P1 = P2 = 1 atm
Berdasarkan persamaan Bernoulli (Geankoplis, persm.2.7-2.8,hal 97)
02
2
WsFP
gc
Zg
gc
V
Wsxx
5314,41
1
174,34
158,9
174,3212
1898,2 2
-Ws = 6,7668 ft.lbf/lbm = 20,2260 Kg/jam
WHP = 550
x Q x Ws
WHP = 550
8726,54 x 0,0216x 20,2260= 0,0905 Hp
Kapasitas pompa = 3
3
/8726,54min/60
/481,7/2605,8856
ftlbxjam
ftgalxjamlb= 20,1235 gpm
p 20% (fig. 14-37 Timmerhouse hal 520)
BHP = pompa
WHP
BHP = 2,0
0905,0 = 0,4523 Hp
m 80% (fig. 14-37 Timmerhouse hal 520)
Daya motor = 8,0
4523,0= 0,5654 ~ 1 Hp
Spesifikasi alat :
Nama : Pompa reboiler
Fungsi : Untuk mengalirkan bahan dari reboiler ke reactor II
Tipe : Pompa centrifugal
Bahan : Commercial steel
Kapasitas : 20,1235 gpm
Power motor : 1 Hp
Jumlah : 1 buah
58. REAKTOR II (R-130)
Fungsi : Untuk mereaksikan antara benzentrichloride dan H2O dan membentuk
asambenzoat dan HCl
Type : Bejana tegak dengan tutup atas berbentuk standart dished dan tutup
bawah berntuk conis
Dasar perhitungan :
Suhu : 100 0C
Tekanan : 1,4 atm = 20 psia = 5,3 psig
Direncanakan :
Bahan : High allow steel Sa 240 grade M type 316
f : 18750
E : 0,80
C : 1/16
Perhitungan :
airtasambenzoa
= 84,2486 + 62,1603
=146,4059 lb/ft3
campuran21
1
mm
m 1 +
21
2
mm
m 2
= 1603,620272,4785
1603,622486,84
0272,4785
2486,84xx
= 80,7016 lb/ft3
Bahan yang masuk = 4785,0285 kg/jam = 10549,0739 lb/jam
Rate volumetric = jftm
/7170,1307016,80
1260,10550 3
Lama operasi : ½ jam
a) Menetukan volume reactor
V liquid = 130,7170 ft3/jam x ½ jam = 65,3585 ft
3
Vraung kosong = 20% x 70,4504 ft3 = 13,0717ft
3
V total = 78,4302 ft3 + 13,0717 ft
3
= 78,4302 ft3
V vessel = 8,0
4302,7898,0378 ft
3
b) Menghitung diameter vessel
Jika Ls = 1,5 di
V reactor = V1 + V2 + V3
VT = 3di0,0847
4
Ls2diπ
60tg24
3diπ
VT = 3di0,0847
4
di1,52
diπ
60tg24
3diπ
98,0378 ft3 = 1,3377 di
3
di3 = 73,2883 ft
di = 4,848 ft = 50,2180 in
Ls = 1,5 x 50,2180 in
= 75,3270 in = 6,2773 ft
c) Menghitung Tebal Dinding Silinder (Ts)
ts = C0,6.Pif.E2
dixPi
= 16 3,5.0,60,8.187502
0960,505,3 1
= 0,008916
3in
Standarisasi :
do = di + 2 ts
= 50,2180 + (2x 3/16)
= 50,5930 in
Dari table 5-7 Brownell and Young, hal 90 diperoleh:
do = 54
icr = 3,25
r = 54
Maka :
di = do – 2 ts
= 54 – (2 x 3/16)
= 53,625 in
d) Menghitung dimensi tutup atas (Tha)
Dimensi tutup atas dan tutup bawah
r = di = 53,625 in
Tebal tutup atas :
tha = CPi0,1Ef
rPi0,885
= 16
1
3,50,18,0750.81
625,533,50,885
= 0,001016
3in
Tinggi tutup :
Table 5.6 hal 88 Brown and Young, diperoleh :
Sf = 2
Icr = 9/16
Maka:
a = indi
8125,262
625,53
2
AB = inicrdi
25,265625,02
625,53
2
BC = r – icr = 53,625 – 0,5625 = 53,0625 in
AC = ((BC)2 –(AB)
2)0.5
= ((53,0625)2 –(26,25)
2)0.5
= 46,1147 in
b = r –Ac
= 53,625 – 46,1147 = 7,5103 in
OA = ts +b + sf
= 16
3+ 7,5103 + 2
= 9,6978 in = 0,8081 ft
Jadi tinggi tutup atas= 9,6978 in = 0,8081 ft
e) Menghitung dimensi tutup bawah (Thb)
thb = Cα2
1cosP0,6EF2
D.P (Brownwl and Young, Hal 259)
= 16
1
20121cos3,50,68,0875012
625,53.3,5
= 0,0786 in ~ in16
3
Dari Brownell and Young table 5.6 hal 88 untuk ts =3/16 in, maka sf =
1,5-2, diambil harga sf = 2 in
- Tinggi tutup bawah (hb)
b = 60tg
625,532
1
α2
1tg
di2
1
19,4802 in
hb = b + sf = 19,4802 in +1,5 in = 20,9802 in
- Menetukan tinggi silinder (Ls)
Ls = 1,5 x di
= 1,5 x 50,2180
= 75,3270 in
f) Menghitung tinggi reactor
Tinggi reactor = Ls + ha + hb
= 75,3270 + 9,6978 + 20,9802
= 106,0050 in
i. PENGADUK
Perencanaan pengadukan :
- Jenis pengadukan : Proppeller with 3 blades
- Bahana impeller : High allow Steel Sa 240 grade M Type 316
- Bahan poros pengaduk : Hot Roller SAE 1020
Direncanakan
Data dari G.G Brown hal 507, dan Geankoplis tbl 34.1 hal 144 diperoleh data
sebagai berikut :
Dt/Di = 0,3- 0,5
Zi/Di = 0,75 – 1,3
Zl/Di = 0,25
W/Di = 0,10
Dimana :
Dt = diameter dalam silinder
Di = diameter impeller
Zi = tinggi impeller dari dasar tangki
Zl = tinggi liquid dalam silinder
W = lebar baffle (daun) impeller
a. Menetukan diameter impeller
Dt/Di = 0,3
Di = Dt/0,3
Di = (53625)/0,3 = 16,0875 in = 1,3406 ft
b. Menentukan tinggi impeller dari dasar tangki
Zi/Di = 0,9
Zi = 0,9 x Di
Zi = 0,9 x 19,6875 = 16,0875 in = 1,2066 ft
c. Menetukan panjang impeller
L/Di = ¼
L = ¼ . Di
L = ¼ x 16,0875 = 4,0219 in
d. Mentukan lebar impeller
W/Di = 0,10
W = 0,10 x Di
W = 0,10 x 16,0875 = 2,7349 in = 0,2279 ft
e. Menetukan tebal blades
J/Dt = 1/12
J = 1/12 x Di
J = 1/12 x 16,0875 = 5,4688 in = 0,4557 ft
f. Menentukan jumlah pengaduk
n = 22xDi
liquidH
= 26406,12
2471,4
x= 1,1815 ~ 1 buah
Menentukan daya pengaduk
Kecepatan putar (n) = 400 rpm = 6,667 rps (Perry, 6ed , hal 19-16)
Untuk menentukan alirannya menggunakan rumus :
Nre = μ
ρ2
Dn
= densitas bahan = 80,7016 lb/ft
D = Diameter impeller = 1,3406 ft
n = Putaran pengadukan, ditetapkan n= 400 rpm = 6,667 rps
= Viskositas bahan = 0,0005 lb/ft.min
Nre = 2805,19339167016,80
26406,1667,6
0,0005
Jika Nre > 10.000, maka alirannya merupakan aliran turbulent, jadi :
gc
Da.n.ρ.NP
53p (Geankoplis, hal 145)
Dimana :
P = daya pengaduk (lbf.ft/dt)
Np = power num
n = kecepatan putaran = 400 rpm = 6,667 rps
Di = diameter impeller =1,3406 ft
ρ = density = 80,7016 lb/ft
gc = gravitasi = 32,174 lb.ft/dt2.lbf
32,17
.1,3406 667,6.80,7016.5,1 53,
P
P = 4827,6707 lb.ft/dt
= 4827,6707 /550
= 8,776 Hp ~ 9 Hp
Jika effisiensi motor 80% (Peters and timmerhaus,fig 14-38, hal 521)
P = 8,0
911,25 Hp ~ 12 Hp
Menetukan poros pengaduk
1. Menentukan diameter poros
T = 16
3DxSx (Hesses, persm 16-1 hal.465)
Dimana : T = momen punter (lb/in) = N
H.63025
S = maksimum design, bearing stress yang diijinkan (lb/in2)
D = diameter poros (in)
Dimana : H : Daya motor pada poros = 1 Hp
N : Putaran pengaduk = 50 rpm
Sehingga : τ = 50
163025
= 1260,5 lb/in
Bila menggunakan Hot Roller Steel SAE 1020 (mengandung 20% carbon),
dengan batas = 36000lb/in2 maka :
S = 20 % x 3600 lb/in2 = 7200 lb/in
2
Jadi :
D =
3/1
s
16=
3/1
720014,3
5,126016
= 0,9626 in = 0,0802 ft
2. Panjang Poros
L = h + l – Zi
Dimana : L = panjang poros (ft)
l = panjang poros diatas bejana tangki
h = tinggi silinder + tinggi tutup atas
= (75,3270 in + 9,6978 in) = 85,0248 in
Maka : L = (85,0248 + 4,0219) – 14,4788
= 74,5679 in = 6,2140 ft
Spesifikasi alat :
Fungsi : Untuk mereaksikan antara benzentrichloride dan
H2O dan membentuk asambenzoat dan HCl
Bahan : High alloy steel SA 240 grade M type 316
Diameter luar tangki : 54 in
Diameter dalam tangki : 53,625 in
Tinggi tangki : 106,0050 in
Tebal tangki : 3/16 in
Tebal tutup atas : 3/16 in
Tebal tutup bawah : 3/16 in
Tinggi tutup atas (ha) : 9,6978 in
Tinggi tutup bawah (hb) : 20,9802 in
Dari perhitungan diatas dapat disimpulkan dimensi pengaduk :
Type : Proppeller with 3 blades
Di : diameter impeller : 16.0875 in = 1,3406 ft
Zi : tinggi impeller dari dasar bejana : 14,4788 in = 1,2066 ft
W : lebar impeller : 2,7349 in = 0,2279 ft
L : Panjang impeller : 4,0219 in = 0,3352 ft
J : tebal blades : 1,3406 in = 0,1117 ft
n : jumlah pengaduk : 1 buah
Daya : 1 Hp
Diameter poros : 0,9626 in = 0,0802 ft
Panjang poros : 74,5379 in = 6,2140 ft
59. COOLER (E-131)
Fungsi : Mendinginkan liquid yang akan masuk ke reaktor II
Type : DPHE
Dasar perencanaan :
Faktor kekotoran gabungan minimal (Rd) = 0,004 J.ft2.0f/Btu
a). Neraca massa dan neraca panas
Dari App. A dan App. B diperoleh :
Massa bahan masuk = 4017,1734 kg/jam = 8856,3409 lb/jam
Massa steam masuk = 1662,9679 Kg/jam = 3666,2122 lb/jam
Q = 14927,9010 kkal/jam = 592387,0310 Btu/jam
ρ C6H5CH3 = 54,1225 lb/ft3
ρ C6H5CCl3 = 54,8492 lb/ft3
ρ H2O = 62,4300 lb/ft3
m C6H5CH3 = 0,0017 lb/jam
m C6H5CCl = 8856,3363 lb/jam
m H2O = 0,0029 lb/jam
ρcampuran = 321
1
mmm
m 1 +
321
2
mmm
m 2 +
321
3
mmm
m 3
= 0029,03363,88560017,0
0017,0x 54,1225 +
0029,03363,88560017,0
3363,8856x
54,8492 + 0029,03363,88560017,0
0029,0 x 62,4300
= 54,8492 lb/ft3
b). Menentukan tLMTD
T1 = 131,721 0C = 269,0978
oF
T2 = 115 0C = 239
oF
t1 = 30 0C = 86
oF
t2 = 45 0C = 113
oF
t1 =T1 - t2 = 156,0978 oF
t2 = T2 - t1 = 153 oF
tLMTD =
2
1
21
lnt
t
tt
1530978,156ln
1530978,156154,5437
oF
t = Ft x tLMTD
= 1 x 154,5437 0F
= 154,5437 0F
c). Menentukan suhu kolorik
Tc = ½ x (T1 + T2) = ½ x (131,721 + 115) = 254,0489 0F
tc = ½ x (t1 +t2) = ½ x (30 + 45) = 99,5 0F
d). Trial ukuran DPHE
Dicaba ukuran DPHE : 2” x 1 1/4“ IPS Sch 40 dengan aliran steam di bagian
pipa (kern tabel 6.2,hal: 110 dan tabel 2.2 hal: 844)
Bagian annulus Bagian pipa (steam)
Aan = 1,19 in2 do = 1,66 in
de = 0,915 in di = 1,380 in
de’ = 0,4 in ap = 1,5 in 2
a” = 0,435 ft2/ft
Evaluasi perpindahan panas
Bagian annulus Bagian pipa(steam)
e).Gan = 6750,1071691
144
19,1
3409,8856
ana
mlb/ft
2.jam
Pada tc = 99,5 0F
Didapatkan 0,53 cp (kern fig 15 hal 823)
Nre an = 42,253,0
501071691,6712
915,0
42,2 x
xdexGan
= 63711,5938
f). JH = 180 Btu/h0f ft
2 (kern fig 24 hal 838)
g). Pada tc = 99,5 0F
k = 0,087 Btu/ j ft2 (kern, tabel 4 hal 800)
Cp = 0,56 Btu/ j ft2
(kern, fig. 3 hal 804)
ho = JH x 3
1
k
Cpxx
de
k
= 180 x 3
1
087,0
53,042,256,0
12915,0
087,0 xxx
= 415,0865 Btu/j ft2 0F
tw = tc+ )( tcTchohio
ho
= 99,5 + 0261,3291500
0865,415 + (254,0489 – 99,5)
= 254,2656 0F
e’). Gp =
144
5,1
2122,3666
pa
M
= 351956,3743 2jamft
lb
Pada Tc = 254,0489 0F
Didapatkan 0,18 cp
Nre p = 42,2
dixGp
42,218,0
3743,35195612
380,1
x
x
= 92917,7756
f’). JH = -
g’) Harga koefisien perpindahan
panas untuk steam :
hio = 1500 Btu/jam ft2 0
f
h). Uc = 1183,3250865,4151500
0865,4151500x
hohio
hioxho Btu/j ft
2 0F
i). Rd = D
D
UcxU
UUc
0,004 = D
D
Ux
U
1183,325
1183,325
UD = 141,3267 Btu/j ft2 0F
j). Q = UD.A. tLMTD
A = LMTD t DU
Q = 21225,27
5437,1543267,141
0310,592387ft
x
L = ftftft
ft
a
A3506,62
/435,0
1225,27
" 2
2
Mencari ℓ ekonomis
ℓ n =
l2x
L
(buah)
Lb =
n.2ℓ
(ft)
Abaru
=L.a”
(ft2)
UD bru=
LMTDtAbarux
Q
Rd hit=
brUcxU
brUUc
D
D
% OD
12 3 72 31,3200 122,3862 0,0051 27,3763
16 2 64 27,8400 137,6845 0,0042 4,6795
20 2 80 34,8000 110,1476 0,0060 50,0732
Dipilih DPHE dengan panjang pipa 16 ft dan jumlah hair pain 2 buah
Evaluasi penurunan tekanan ( P )
Bagian annulus Bagian pipa (steam)
1. NRean = 42,253,0
6750,107169112
4,0
42,2
,
x
xxGande
= 27852,0629
f = 0,0035 + 42,0
27852,0629
264,0
= 0,0071
2. 1442
4'2
2
xdeg
LfGanPl
144
8492,54
124,08492,5410.18,42
3506,626750,10716910071,04
28
2
xxx
xxx
= 9,2236 psi
3. V = Gan/ (3600xρ)
1. NRe p = 42,2
dixGp
42,218,0
3743,35195612
380,1
x
x
= 92917,7756
f = 0,0035 + 42,0
92917,7756
264,0
= 0,0057
2. Pp = 1442
42
2
xdig
LfGp+
2
1
2
1
144
8492,54
12
38,18492,5410.18,42
3506,623743,3519560057,04
28
2
x
xx
xx
= 1,1075 psi
= 8492,543600
6750,1071691
x
= 5,4275
1442
2
gc
VnPn
= 2144
8492,54
2,332
4275,5 2
x
= 0,3380 psi
4. Pan ( )PlPn
= (0,3380 + 9,2236)
= 9,5616 psi
Pan < 10 psi (memenuhi)
Pp < 2 psi (memenuhi)
Spesifikasi alat :
Fungsi : Mendinginkan liquid yang akan masuk ke reaktor II
Type : DPHE, 2 x 1 ¼ in Sch 40
n : 2
L : 62,3506 ft
ℓ : 16 ft
60. TANGKI PENCAMPUR (M-132)
Fungsi : Untuk mencampur antara katalis ZnCl2 dengan H2O
Type : Bejana tegak dengan tutup atas berbentuk standart dished dan tutup
bawah berntuk conis
Dasar perhitungan :
Tekanan : 1 atm
Direncanakan :
Bahan : High allow steel SA 240 grade M type 316
f : 18750
E : 0,80
C : 1/16
Perhitungan :
1603,62campuran lb/ft3
Bahan yang masuk = 767,8564 kg/jam = 1692,8162 lb/jam
Rate volumetric = jftm
/2331,271603,62
8162,1692 3
Lama operasi : 1 jam
D. Menetukan Volume Reaktor
- Bahan masuk = 767,8564 kg/jam = 1692,8162 lb/jam
- campuran = 62,1602 lb/ft
Maka : Rate volumetric = campuran
masukbahanmassa=
1602,62
8162,1692
= 27,2331 ft3/jam
V liquid = 27,2331 ft3/jam x 1 jam
= 27,2331 ft3
Diasumsikan volume ruang kosong = 20 %
V total = V liquid + V ruang kosong
= 27,2331 ft3 + 0,2 Vtotal
0,8 Vtotal = 27,2331 ft3
Vtotal = 34,0431 ft3
V ruang kosong = 0,2 x V total
= 0,2 x 34,0431 ft3
= 6,8083 ft3
E. Menetukan dimensi vessel
1. Menghitung diameter Vessel
Diasumsikan Ls = 1,5 di
Vtot = Vtutup bawah + Vsilinder + Vtutup atas
34,0431 ft3 = 3
di0,08474
Ls2
diπ3.0847,0 di
34,0431 ft3 = 3
di0,08474
1,52
diπ3.0847,0 di
34,0431 ft3 = 0,0847 di
3 +1,1775 di
3 + 0,0847 di
3
34,0431 ft3 = 1,3475 di
3
di3 = 25,2626
di = 2,9342 ft = 35,2106 in
2. Menghitung volume liquid dalam shell
V liquid dlm shell = V liquid - V tutup bawah
= 27,2331 ft3 – 0,0847.(2,9342)
3
= 27,2331 ft3 – 2,1397 ft
3
= 25,0933 ft3
3. Menghitung tinggi liquid dalam tangki
VL = Vtutup bawah + Vsilinder
27,2331 ft3 =
4
Lls2
diπ3.0847,0 di
27,2331 ft3 =
4
Lls2
(2,9342)π)9342,2.(0847,0
27,2331 ft3 = 1,9083 + 6,7586 Lls
Lls = 3,7471 ft = 44,9684 in
4. Menetukan tekanan design (Pi)
Phidrostatis = 144
1) -(Hρ=
144
1603,62 1)-(3,7471
= 1,1858 psia
Pdesign = Poperasi + Phidrostatis
= 14,70 + 1,1858
= 15,8858 psia = 1,1858 psig
5. Menetukan tebal silinder
ts = C0,6.Pif.E2
dixPi
= 16 1858,1.0,60,85.187502
2106,35 1,1858 1
= 0,013 ~ 16
3in
Standarisasi do :
do = di + 2 ts
= 35,2106 in + 2 (3/16)
= 35,5856 in
Dari Brownell and young, table 5.7 hal 90, didapatkan ;
do = 36 in
di = do – 2 ts
= 36– 2 (3/16)
= 35,625 in = 2,9688 ft
F. Menetukan dimensi tutup
r = 36 in
icr = 2 ¼ in (Brownell and young, tbl 5-7,hal 90)
sf = 2 in (Brownell and young, tbl 5-6,hal 88)
1. Menetukan tebal tutup atas (tha) dan tutup bawah (thb)
tha = CPi0,1Ef
rPi0,885
= 16
1
1858,10,185,0750.81
6250,351858,10,885
= 0,0648 ~ 16
3 in
a = inDi
8125,172
625,35
2
AB = a –icr = (17,8125– 2,¼ ) = 15,56 in
BC = r – icr = (36– 2,¼ ) = 33,75in
AC = 22 ABBC
= 22 )8125,17()75,33( = 29,9478 in
b = r – AC
= 36– 29,9478 = 6,0522 in (Brownwl and Young, Hal 87)
- Tinggi tutup atas (ha) dan tutup bawah (hb)
ha = 0,169 di = 0,169 x 35,625 = 6,0206 in
Jadi H = hb + Ls + ha
= 6,0206 + 4,2796 + 6,0206
= 16,3209 ft = 195,8506 in
Dari perhitungan diatas dapat disimpulkan dimensi dari vessel :
- Tebal silinder (ts) = 3/16 in
- Diameter luar (do) = 36 in
- Diameter dalam (di) = 35,625 in
- Tebal tutup atas (tha) = 3/16 in
- Tebal tutup bawah (thb) = 3/16 in
- Tinggi tutup atas (ha) = 6,0206 in
- Tinggi tutup bawah (hb) = 6,0206 in
- Tinggi reaktor (H) = 195,8506 in
g) Menghitung rancangan pengaduk
Menggunakan pengaduk jenis aksial turbin dengan 6 flat blades, jenis vanet
disc.
Data – data dari Mc. Cabe hal 235, direncanakan :
Da/Dt = 1/3
C/Da = 1
H/Di = 1
W/Da= 1/5
L/Da = ¼
Dimana : Dt = diameter dalam silinder
Da = diameter impeller
H = tinggi larutan dalam silinder
C = tinggi impeller dari dasar tangki
W = tinggi blade
L = lebar blade
J = Buffle
Maka untuk :
Da = Dt x 1/3 = 2,9342 x 1/3 = 0,8803 ft
C = Da x 1 = 0,8803 x 1 = 0,8803 ft
H = Dt x 1 = 2,9342 x 1 = 2,9342 ft
W = Da x 1/5 = = 0,8803 x 1/5 = 0,1496 ft
L = Da x 1/4 = = 0,8803 x 1/4 = 0,2201 ft
J = Dt x 1/12 = 2,9342 x 1/12 = 0,0734 ft
Kecepatan putaran jenis paddle 20 – 150 rpm (Satuan operasi, hal 15)
Kecepatan putar (n) = 150 rpm = 2,5 rps
Untuk menentukan alirannya menggunakan rumus :
Nre = μ
ρ2Dan
= 8027,6727
Jika Nre > 10.000, maka untuk menentukan daya pengaduk menggunakan
rumus :
gc
Da.n.ρ.pNP
53
(Geankoplis, hal 145)
Dimana : P = daya pengaduk (lbf.ft/dt)
Np = power num
n = kecepatan putaran
Dt = diameter tangki
ρ = density
gc = gravitasi
Jadi : P = 115,1595 lbf.ft/dt = 0,0203 Hp ~ 0,5 Hp
Jika effisiensi motor 80% (Peters and timmerhaus,fig 14-38, hal 521)
P = 8,0
5,00,625 Hp ~ 1 Hp
Menetukan poros pengaduk
1. Menentukan diameter poros
T = 16
3DxSx (Hesses, persm 16-1 hal.465)
Dimana : T = momen punter (lb/in) = N
H.63025
S = maksimum design, bearing stress yang diijinkan (lb/in2)
D = diameter poros (in)
Dimana : H : Daya motor pada poros = 1 Hp
N : Putaran pengaduk = 150 rpm
Sehingga : τ = 150
163025
= 3781,5 lb/in
Bila menggunakan Hot Roller Steel SAE 1020 (mengandung 20% carbon),
dengan batas = 36000 lb/in2 maka :
S = 20 % x 3600 lb/in2 = 7200 lb/in
2
Jadi : D =
3/1
s
16=
3/1
720014,3
5,378116
= 1,388 in
2. Panjang Poros
L = h + l – Zi
Dimana : L = panjang poros (ft)
h = tinggi silinder + tinggi tutup atas
l = panjang poros diatas bejana tangki
Zi = jarak impeller dari dasar tangki
Maka : h = 51,3556 in + 6,0206 in = 57,3762 in
L = (57,3762 + 2,6408) – 9,5069
= 50,5102 in = 4,2092 ft
Spesifikasi alat
Bahan : High alloy steel
Diameter tangki : 35,625 in
Tinggi tangki : 51,3556 in
Tebal tangki : 3/16 in
Tebal tutup atas : 3/16 in
Tebal tutup bawah : 3/16 in
Daya pengaduk : 1 Hp
61. HEATER (E-133)
Fungsi : Memanaskan katalis yang akan masuk ke reaktor II
Type : DPHE
Dasar perencanaan :
Faktor kekotoran gabungan minimal (Rd) = 0,0039 J.ft2.0f/Btu
a). Neraca massa dan neraca panas
Dari App. A dan App. B diperoleh :
Massa bahan masuk = 767,8564 kg/jam = 1692,8316 lb/jam
Massa steam masuk = 58,6079 Kg/jam = 129,2082 lb/jam
Q = 29602,3290 kkal/jam = 178223,2620 Btu/jam
ρ ZnCl2 = 66,0488 lb/ft3 ρ H2O = 62,4300 lb/ft
3
m ZnCl2 = 61,9944 lb/jam m H2O = 1630,8372 lb/jam
maka : ρ campuran = 62,5625 lb/ft3
b). Menentukan tLMTD
T1 = T2 = 150 0C =302
oF
t1 = 30 0C = 86
oF
t2 = 115 0C = 239
oF
t1 =T1 - t2 = 63 oF
t2 = T2 - t1 = 216 oF
tLMTD =
2
1
21
lnt
t
tt
21663ln
21663124,1738
oF
Ft = 1 (isothermal)
t = Ft x tLMTD
= 1 x 124,1738 0F = 124,1738
0F
c). Menentukan suhu kolorik
Tc = ½ x (T1 + T2) = ½ x (302 + 302) = 302 0F
tc = ½ x (t1 +t2) = ½ x (86 + 239) = 162,5 0F
d). Trial ukuran DPHE
Dicoba ukuran DPHE : 2” x 1 1/4“ IPS Sch 40 dengan aliran steam di bagian
pipa (kern tabel 6.2,hal: 110 dan tabel 2.2 hal: 844)
Bagian annulus Bagian pipa (steam)
Aan = 1,19 in2 do = 1,66 in
de = 0,915 in di = 1,380 in
de’ = 0,4 in ap = 1,5 in 2
a” = 0,435 ft2/ft
Evaluasi perpindahan panas
Bagian annulus Bagian pipa(steam)
e).Gan= 8462,204846
144
19,1
8316,1692
ana
mlb/ft
2.jam
Pada tc = 162,5 0F
Didapatkan 0,41 cp (kern fig 15 hal 823)
Nrean = 42,241,0
8426,20484612
915,0
42,2 x
xdexGan
= 15742,3624
f). JH = 90 Btu/h0f ft
2 (kern fig 24 hal 838)
g). Pada tc = 162,5 0F
k = 0,087 Btu/ j ft2 (kern, tabel 4 hal 800)
Cp = 0,53 Btu/ j ft2 (kern, fig. 3 hal 804)
ho = JH x 3
1
k
Cpxx
de
k
= 90 x 3
1
087,0
41,042,253,0
12915,0
087,0 xxx
= 206,8981 Btu/j ft2 0F
tw = tc + )( tcTchohio
ho
=162,5+9207,1601500
8981,206+(302– 162,5)
= 302,1212 0F
e’). Gp =
144
5,1
2082,129
pa
M
= 12403,9892 2jamft
lb
Pada Tc = 302 0F
Didapatkan 0,15 cp
Nrep=42,2
dixGp
42,215,0
9892,1240312
380,1
x
x
= 3929,6385
f’). JH = -
g’) Harga koefisien perpindahan
panas untuk steam :
hio = 1500 Btu/jam ft2 0
f
h). Uc = 181,81948981,2061500
8981,2061500x
hohio
hioxho Btu/j ft
2 0F
i). Rd = D
D
UcxU
UUc
0,0039 = D
D
U
U
.8194,181
8194,181
UD = 106,3834 Btu/j ft2 0F
j). Q = UD.A. tLMTD
A = LMTD t DU
Q = 24915,13
1738,1243834,106
2620,178223ft
x
L = fta
A0150,31
435,0
4915,13
"
Mencari ℓ ekonomis
ℓ n =
l2x
L
(buah)
Lb =
n.2ℓ
(ft)
Abaru
=L.a”
(ft2)
UD bru=
LMTDtAbarux
Q
Rd hit=
brUcxU
brUUc
D
D
% OD
12 2 48 20,8800 68,7391 0,0090 131,9948
16 1 32 13,9200 103,1086 0,0042 7,6550
20 1 40 17,4000 82,4869 0,0066 69,8249
Dipilih DPHE dengan panjang pipa 16 ft dan jumlah hair pain 1 buah
Evaluasi penurunan tekanan ( P )
Bagian annulus (khlorin) Bagian pipa (steam)
1. NRean = 42,241,0
8462,20484612
4,0
42,2
,
x
xxGande
= 6881,9071
f = 0,0035 + 42,0
6881,9071
264,0
= 0,01
2. 1442
4'2
2
xdeg
LfGanPl
144
5625,62
124,05625,6210.18,42
0150,318462,20484601,04
28
2
xxx
xxx
= 0,2064 psi
3. V = Gan/ (3600xρ)
1. NRe p = 42,2
dixGp
42,213,0
9892,1240312
380,1
x
x
= 3929,6385
f = 0,0035 + 42,0
3929,6385
264,0
= 0,0117
2. Pp = 1442
42
2
xdig
LfGp+
2
1
2
1
144
5625,62
12
38,15625,6210.18,42
0150,319892,124030117,04
28
2
x
xx
xx
= 0,0012 psi
= 5625,623600
8462,204846
x
= 0,9095
1442
2
gc
VnPn
= 1144
5625,62
2,332
9095,0 2
x
= 0,0054 psi
4. Pan ( )PlPn
= (0,0054 + 0,2064)
= 0,2188 psi
Pan < 10 psi (memenuhi)
Pp < 2 psi (memenuhi)
Spesifikasi Alat :
Fungsi : Memanaskan katalis sebelum masuk reaktor II
Type : DPHE, 2 x 1 ¼ in Sch 40
n : 1
L : 31,0150 ft
ℓ : 16 ft
62. TANGKI PENAMPUNG II (F-134)
Fungsi : Menyimpan hasil dari reactor II
Type : Tangki silinder dengan bagian atas berbentuk standart dish dengan
sudut puncak 120 o dan bagian bawah flat (datar)
Dasar perancangan :
Suhu : 30 oC
Massa bahan masuk : 2562,3753 Kg/jam = 5649,0638 lb/jam
Densitas produk : 80,7016 lb/ft3
Bahan : Carbon steel SA 240 Grade M Type 316
f allowble : 18750 psi (Brownell and Young, hal : 342)
Faktor korosi (C) : 1/16 in
Type pengelasan : double welded butt joint (E = 0,8)
bahan : 80,7016 lb/ft
Jumlah storage : 1 buah
Perhitungan :
a). Menghitung volume tangki
Rate volumetric = massa
= 7016,80
0638,5649= 69,9994 ft
3/jam
Vliquid = rate volumetrik x waktu tinggal
= 69,9994 ft3/jam x 24 jam
= 1679,8957 ft3
Dari Vilbrant table 2.2 untuk storage ditetapkan faktor keamanan 20 %VT
VT = VL + VRK
VT = VL + 0,2 VT
0,8 VT = 1679,8957 ft3
VT = 2099,9821 ft3
VT = 3628769,1303 in3
b). Menentukan dimensi tangki
Volume storage = V silinder + Volume tutup standar dish
Volume storage = 32 0847,04
1diLsxdix
2099,9821 ft3
= 32 0847,04
1diLsxdix
2099,9821 ft3 = 1,5708 di
3 + 0,0847di
3
di3 = 1268,4882
di = 10,8250 ft = 129,9003 in
c). Menentukan tinggi liquid dalam tangki (Lls)
V liquid = V liquid dalam silinder + V tutup bawah
1679,8957 ft3
= 4
di2Ls + 0
1679,8957 ft3
= 4
(10,8250)2 x Ls + 0
L s = 18,2633 ft = 219,1591 in
d). Menentukan tekanan design
P design = P operasi + P hidrostatik
P hidrostatik = ρ (H-1) / 144
= 80,7016 lb/ft3 (18,2633 ft – 1)/144
= 9,6748 psia
P design = 14,7 psia+ 9,6748 psia
= 24,3708 psia = 9,6748 psig
e). Menentukan tebal tangki (ts)
ts = CPifE
Pidi
6,02
= 16
1
6748,96,08,0187502
9003,1296748,9
xx
x
= 0,1044 16
3 in
Standarisasi do :
do = di + 2ts
= 129,9003 ft + 2(3/16) = 130,2753 in
Dari tabel 5-7 brownell dan young hal : 90, didapatkan :
do = 132 in = 11 ft
di baru = do – 2ts
= 132 – 2(3/16)
= 131,6250 in = 10,9688 ft
f). Cek hubungan antara Ls dengan di
VT = V silinder + Vtutup atas
VT = 32 0847,04
1diLsxdix
3628769,1303 in3= 32 )6250,,167.(0847,0
4
1Lsxdix
3628769,1303 in3= 13600,2354 in
2 Ls + 193151,7125 in
3
Ls = 252,6164 in = 21,0504 ft
Ls/di = 6250,131
6164,252
= 1,9192 > 1,5 (memenuhi)
Ls = 1,5 x di baru
= 1,5 x 131,6250 = 197,4375 in
g). Menentukan tinggi tutup atas (ha)
ha = 0,169. di
= 0,169. 131,6250
= 22,2446 in = 1,8536 ft
h). Menentukan tebal tutup atas (tha)
r = 132 in
icr = 8 3/8 in (Brownell and young, tbl 5-7,hal 90)
sf = 2 in (Brownell and young, tbl 5-6,hal 88)
Bentuk tutup atas standart dish
tha = CPi0,1Ef
rPi0,885
= 16
1
6748,90,18,087501
6250,1316748,90,885 x
= 0,1001 in~ 16
3 in (Brownwl and Young, Hal 87)
i). Menentukan tinggi storage (H)
Tinggi storage = Tinggi silinder + tinggi tutup atas
= 197,4375 in + 22,2446 in
= 219,6821 in = 18,3061 ft
Spesifikasi alat :
Nama alat : Storage dari rector II
Fungsi : Menyimpan bahan baku dari reactor II dalam bentuk liquid selama 1
hari.
Type : Bejana berbentuk silinder tegak dengan tutup atas berbentuk standart
dish dan tutup bawah datar .
Bahan : High Low alloy stell SA 240 grade M tipe - 316
Dimensi : di = 131,6250 in
ts = 3/16 in
tha = 3/16 in
Ls = 197,4375 in
Tinggi storage = 219,6821 in = 18,3061 ft
Jumlah :1 buah
63. POMPA (L-135)
Fungsi : Untuk mengalirkan bahan dari storage ke destilasi II
Type : Pompa centrifugal
Jumlah : 1 buah
Dasar perencanaan :
Kapasitas : 2562,3753 kg/jam = 5649,0638 lb/jam
Campuran : 80,7016 lb/ft3
C6H5CH3 : 0,72 cp = 0,00008 lb/ft.det
k) Menghitung dimensi pipa
Q = massa
= 7016,80
0638,5649
= 69,9994 ft3/jam = 0,0194 ft
3/dtk
Aliran fluida adalah turbulen, maka digunakan :
IDopt = 3,9 x ( Qf )0,45
x ( ρ )0,13
(Timmerhouse , hal 496 )
= 3,9 x (0,0194 ft3/detik)
0,45 x (80,7016 lb/ft
3)0,13
= 1,1720 in
Standarisasi (table 11, Kern hal 844) :
D nominal = 1 ¼ in Sch 80
OD = 1,7 in = 0,1383 ft
ID = 1,278 in = 0,1065 ft
A = 1,28 in2 = 0,0089 ft
2
l) Kec. Aliran fluida dalam pipa (v)
V= A
Q=
0,0089
0,0194
= 2,1889 ft/s = 7879,9762 ft/jam
Pengecekan jenis aliran
NRe = IDV
= lb/ft.s 0,00008
ft 0,1065ft/s 2,1889lb/ft 80,7016 3
= 159889,5911 > 2100 ( aliran turbulen 1)
Direncanakan : bahan pipa comercial steel (Geankoplis fig. 2.10-3 )
ε = 4,6 x 10-5
m = 0,00045 ft
D
= ft 0,1065
m 10 x 4,6 -5
= 0,0014
Diperoleh : f = 0,006 ( Fig. 2.10-3 hal 88: Geankoplis)
m) Perhitungan panjang pendek pipa ekivalen
Direncanakan :
Panjang pipa lurus dianggap : 10 m = 32,8084 ft
- Digunakan 4 buah elbow 900 (dari table 2.10-1, hal 93: Geankoplis)
Le/D = 35 in
Le = 4 x 35 x 0,1065 = 14,9094 ft
- Digunakan 1 buah globe valve, Le/D = 300
Le = 1 x 300 x 0,1065 = 31,9487 ft
- Digunakan 1 gate valve, Le/D = 9
Le = 1 x 9 x 0,1065 = 0,9585 ft
Panjang ekivalen (Le) = 32,8084 +14,9094 ft + 31,9487 ft + 0,9585 ft
= 80,6250 ft
n) Menghitung kehilangan friksi
Friktion loss pada elbow 900 dan valve :
1) Terdapat 4 buah elbow 900, Kf = 0,75 (Geankoplis,tbl 2.10-1,93)
Hf = Kf xgcxx
V
2
2
= 0,75 x 174,3212
1889,2 2
xx
= 0,2234 ft.lbf/lbm
2) Terdapat 1 buah gate Valve, Kf = 0,17
Hf = Kf xgcxx
V
2
2
= 1 x 1 x 174,3212
1889,2 2
xx
= 0,0127 ft.lbf/lbm
3) Terdapat 1 buah globe Valve, Kf = 6
Hf = Kf xgcxx
V
2
2
= 1 x 1 x 174,3212
1889,2 2
xx
= 0,4467 ft.lbf/lbm
Total Hf = 0,2234 ft.lbf/lbm + 0,0127 ft.lbf/lbm + 0,4467 ft.lbf/lbm
= 0,0,6228 ft.lbf/lbm
Contration losses pada tank exit :
Hc = gcxx
Vx
A
Ax
2155,0
2
2
1 = 174,3212
1889,20155,0
2
xxxx
= 0,0410 ft.lbf/lbm
Expantion loss entrance tank :
Hex = gcxx
Vx
A
A
21
2
2
1 = 174,3212
1889,201
2
xxx .
= 0,0745 ft.lbf/lbm
Kehilangan pada pipa :
Ff = gcxx
Vx
di
Lxf
24
2
= 174,3212
1889,2
1065,0
6250,80007,04
2
xxxxx = 1,3529 ft.lbf/lbm
Sehingga total frition loss yang terjadi pada system perpiaan :
F Hc + Hex + Ff
= 0,0410 ft.lbf/lbm + 0,0745 ft.lbf/lbm + 1,3529 ft.lbf/lbm
= 2,1511 ft.lbf/lbm
o) Menentukan daya motor
Direncanakan :
Z = 15 ft
P = 0 karena P1 = P2 = 1 atm
Berdasarkan persamaan Bernoulli (Geankoplis, persm.2.7-2.8,hal 97)
02
2
WsFP
gc
Zg
gc
V
Wsxx
1511,21
1
174,34
158,9
174,3212
1889,2 2
-Ws = 6,7972 ft.lbf/lbm = 20,3169 Kg/jam
WHP = 550
x Q x Ws
WHP = 550
7016,80 x 0,0216x 20,3169
= 0,0394 Hp
Kapasitas pompa = 3
3
/7016,80min/60
/481,7/0638,5649
ftlbxjam
ftgalxjamlb= 9,4077 gpm
p 20% (fig. 14-37 Timmerhouse hal 520)
BHP = pompa
WHP
BHP = 2,0
0394,0 = 0,1971 Hp
m 80% (fig. 14-37 Timmerhouse hal 520)
Daya motor = 8,0
1971,0= 0,2463 ~ 0,5 Hp
Spesifikasi alat :
Nama : Pompa
Fungsi : Untuk mengalirkan bahan dari tangki penampung II ke destilasiII
Tipe : Pompa centrifugal
Bahan : Commercial steel
Kapasitas : 9,4077 gpm
Power motor : 0,5 Hp
Jumlah : 1 buah
64. HEATER (E-136)
Fungsi : Memanaskan liquid yang akan masuk ke kolom distilasi II
Type : DPHE
Dasar perencanaan :
Faktor kekotoran gabungan minimal (Rd) = 0,0039 J.ft2.0f/Btu
a). Neraca massa dan neraca panas
Dari App. A dan App. B diperoleh :
Massa bahan masuk = 2562,3753 kg/jam = 5649,0638 lb/jam
Massa steam masuk = 3932,2719 Kg/jam = 8669,1811 lb/jam
Q = 16452,6557 kkal/jam = 65289,4191 Btu/jam
ρ C6H5CH3 = 54,1188 lb/ft3
ρ H2O = 62,4300 lb/ft3
ρ C6H5COOH = 82,4049 lb/ft3
ρ C6H5CCl3 = 54,8492 lb/ft3
ρ ZnCl2 = 66,0488 lb/ft3
m C6H5CH3 = 0,0017 lb/jam
m H2O = 19,8416 lb/jam
m C6H5COOH = 5459,4754 lb/jam
m C6H5CCl3 = 107,7508 lb/jam
m ZnCl2 = 61,9944 lb/jam
maka :
ρ campuran = 81,6296 lb/ft3
b). Menentukan tLMTD
T1 = T2 = 150 0C =302
oF
t1 = 115 0C = 239
oF
t2 = 132,5045 0C = 270,5081
oF
t1 =T1 - t2 = 31,4919 oF
t2 = T2 - t1 = 63 oF
tLMTD =
2
1
21
lnt
t
tt
634919,31ln
634919,3145,4397
oF
Ft = 1 (isothermal)
t = Ft x tLMTD
= 1 x 49,4397 0F = 49,4397
0F
c). Menentukan suhu kolorik
Tc = ½ x (T1 + T2) = ½ x (302 + 302) = 302 0F
tc = ½ x (t1 +t2) = ½ x (239 + 270,5081) = 254,7541 0F
d). Trial ukuran DPHE
Dicaba ukuran DPHE : 2” x 1 1/4“ IPS Sch 40 dengan aliran steam di bagian
pipa (kern tabel 6.2,hal: 110 dan tabel 2.2 hal: 844)
Bagian annulus Bagian pipa (steam)
Aan = 1,19 in2 do = 1,66 in
de = 0,915 in di = 1,380 in
de’ = 0,4 in ap = 1,5 in 2
a” = 0,435 ft2/ft
Evaluasi perpindahan panas
Bagian annulus Bagian pipa(steam)
e).Gan= 1902,683584
144
19,1
0638,5649
ana
mlb/ft
2.jam
Pada tc = 254,7541 0F
Didapatkan 0,19 cp (kern fig 15 hal 823)
Nre an = 42,219,0
2683584,19012
915,0
42,2 x
xdexGan
= 113360,7971
f). JH = 200 Btu/h0f ft
2 (kern fig 24 hal 838)
g). Pada tc = 254,7541 0F
k = 0,087 Btu/ j ft2 (kern, tabel 4 hal 800)
Cp = 0,53 Btu/ j ft2 (kern, fig. 3 hal 804)
ho = JH x 3
1
k
Cpxx
de
k
= 200 x 3
1
087,0
19,042,253,0
12915,0
087,0 xxx
= 213,0685 Btu/j ft2 0F
tw = tc+ )( tcTchohio
ho
=254,7541+0685,2131500
0685,213+(302– 254,7541)
= 302,1224 0F
e’). Gp =
144
5,1
1811,8669
pa
M
= 832241,3871 2jamft
lb
Pada Tc = 302 0F
Didapatkan 0,13 cp
Nrep=42,2
dixGp
42,213,0
3871,83224112
380,1
x
x
= 304220,4689
f’). JH = -
g’) Harga koefisien perpindahan
panas untuk steam :
hio = 1500 Btu/jam ft2 0
f
h). Uc = 186,56530685,2131500
0685,2131500x
hohio
hioxho Btu/j ft
2 0F
i). Rd = D
D
UcxU
UUc
0,0039 = D
D
U
U
.5653,186
5653,186
UD = 107,9907 Btu/j ft2 0F
j). Q = UD.A. tLMTD
A = LMTD t DU
Q = 23052,13
4397,459907,107
4191,65289ft
x
L = fta
A5866,30
435,0
3052,13
"
Mencari ℓ ekonomis
ℓ n =
l2x
L
(buah)
Lb =
n.2ℓ
(ft)
Abaru
=L.a”
(ft2)
UD bru=
LMTDtAbarux
Q
Rd hit=
brUcxU
brUUc
D
D
% OD
12 2 48 20,8800 68,8140 0,0092 135,1764
16 1 32 13,9200 103,2210 0,0043 10,9718
20 1 40 17,4000 82,5768 0,0067 73,0741
Dipilih DPHE dengan panjang pipa 16 ft dan jumlah hair pain 1 buah
Evaluasi penurunan tekanan ( P )
Bagian annulus Bagian pipa (steam)
1. NRean = 42,219,0
1902,68358412
4,0
42,2
,
x
xxGande
= 49556,6326
f = 0,0035 + 42,0
49556,6326
264,0
= 0,0063
2. 1442
4'2
2
xdeg
LfGanPl
1. NRe p = 42,2
dixGp
42,213,0
3871,83224112
380,1
x
x
= 304220,4689
f = 0,0035 + 42,0
9304220,468
264,0
144
6296,81
124,06296,8110.18,42
5866,301902,6835840063,04
28
2
xxx
xxx
= 1,1024 psi
3. V = Gan/ (3600xρ)
= 6297,813600
1902,683584
x
= 2,3262
1442
2
gc
VnPn
= 1144
6296,81
2,332
3262,2 2
x
= 0,0462 psi
4. Pan ( )PlPn
= (0,0462 + 1,1024)
= 1,1486 psi
Pan < 10 psi (memenuhi)
= 0,0048
2. Pp = 1442
42
2
xdig
LfGp+
2
1
2
1
144
6296,81
12
38,16296,8110.18,42
5866,304689,3042200048,04
28
2
x
xx
xx
= 1,7353 psi
Pp < 2 psi (memenuhi)
Spesifikasi Heater :
Fungsi : Memanaskan liquid sebelum masuk ke kolom distilasi II
Type : DPHE, 2 x 1 ¼ in Sch 40
n : 1
L : 30,5866 ft
ℓ : 16 ft
65. SCRUBER II (D-137)
Fungsi : Memisahkan HCl yang terikut dalam campuran gas keluar
Tipe : Vertical tray tower
Bahan : High Alloy Steel SA 240 Grade M type 316
Jumlah : 1 buah
Dasar Perancangan :
Massa gas masuk : 2222,6519 kg/jam
Tekanan operasi : 1 atm = 14,7 psia
Suhu gas masuk : 115 0C = 239,0 F
Suhu gas keluar : 48,5079 0C = 119,3143 F
Volume gas keluar :
P.V = n. R .T
V = P
TRn ..
1
0,23910.057,825,36 3 xx715,8242 m
3/jam = 0,1988 m/s
HCl pada 30 0C = 1495,8447 kg/m
3
BM gas = 2222,6519/ 36,5 = 60,9007 g/mL
gas pada 100 0C =
PoxTix
PixToxgasBM
359
= 13143,119359
10,2395,36
xx
xx= 0,3398
Usg = Ksb
5,0
g
gL (pers. 4-87 Ulrich, hal:197)
Usg = 0,04 x
5,0
3846,0
3398,08447,1495= 2,6537 m/s
D =
5,0
..
.4
Usgg
V (pers. 4-88 Ulrich, hal:197)
D =
5,0
6537,2.3398,0.14,3
1988,0.4= 0,5300 m = 20,8670 in
- Jumlah Stage (N) = 2
- Menetukan tinggi scruber
Hg = (N.Ht)/ s
Ht = 0,5 . D 0,3
= 0,5 x (0,5300)0,3
= 0,4133 m = 16,2714 in
Dari fig. 4-31 Ulrich hal:196 diperoleh :
(m.M. L)/ L = (1,7839 x 18 x 0,075)/ 1495,9962 = 0,0016
s = 0,3
Hg = (2 x 0,48147)/ 0,3
= 3,2098
- Menetukan tebal silinder:
f = 18750
E = 0,8 (double welded butt join)
C = 1/16
ts = 16
1
).6,0.(.2
.
PiEf
diPi
= 16
1
)7,14.6,08,0.18750(.2
8670,207,14 x
= 0,0727 in ~ 16
2
Standarisasi do :
Do = di + 2 ts
= 20,8670 in + (2 x 16
2)
= 21,1170 in ~ 22 in
Do standar : 22 in
Standarisasi Di
Di = Do – 2 x ts
= 22 in – (2 x 16
2)
= 21,75 in
- Menetukan tebal tutup
Tutup atas dan bawah berbentuk standart dished
tha = thb = 16
1
.1,0.
..885,0
PiEf
rPi
= 16
1
7,141,08,018750
75,217,14885,0
xx
xx
= 0,0719 in ~ 16
3
tha = thb = 16
3in
Menetukan tinggi tutup atas dan bawah :
Ha = hb = 0,169.Di
= 0,168 x 21,75
= 3,6758 in
Spesifikasi alat :
Nama alat : Scrubber
Fungsi : Memisahkan HCl yang terikut dalam campuran gas keluar
Type : Vertical tray tower
Bahan : High Allloy Steel SA 240 Grade M type 316
ts : 2/16 in
Do : 22 in
di : 21,5222 in
tha = thb : 3/16 in
Ha = hb : 3,6758 in
Jumlah stage : 2 buah
66. DESTILASI II (D-140)
Fungsi : Untuk memisahkan asam benzoat dari toluen, benzentrichlorid, air dan
zink khlorid
Type : Sieve tray
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA 135 Grade B
Bentuk : Silinder tegak tutup atas dan tutup bawah standard dished
Feed rate : 2562,3753 Kg/jam
Bottom rate : 37,1228 Kg/jam
Distilat rate : 2525,2525 Kg/jam
Dari neraca panas diperoleh:
Aliran liquid bagian atas (L) = 0,3290 Kgmol/jam
= 0,7254 lbmol/jam
Aliran uap bagian atas (V) = 23,7581 Kgmol/jam
= 52,3775 lbmol/jam
Aliran liquid bagian bawah (L’) = 0,6185 Kgmol/jam
= 1,3636 lbmol/jam
Aliran uap bagian bawah (V`) = 21,5235 Kgmol/jam
= 47,4511 lbmol/jam
Tahap perancangan:
1. Perancangan kolom distilasi
2. Jumlah plate yang dibutuhkan untuk mendapatkan hasil yang dikehendaki
3. Ukuran diameter kolom
4. Menentukan type tray
5. Menentukan detail tray
Perhitungan:
Dari neraca panas:
Rm = 0,0094
10094,0
0094,0
1Rm
Rm= 0,0093
Dari fig. 11.7-3 Geankoplis ha 688, didapatkan
35,0actN
Nm
1. Menentukan jumlah plate
Penentuan jumlah plate minimum (Nm) dengan menggunakan metode Fenske
(persamaan 11.7-12 Geankoplis 3th
, hal 683)
Relative volality ( ) dari light key, dihitung dari temperatur dew point top dan
bubble point bottom, dimana:
LK = ( LD x LW)1/2
= (2,7709 x 3,0096)
1/2
= 2,8878
Nm =avL,
LWHWHDLD
α log
.W).W/X.D).(X.D/X(Xlog
= 8878,2log
)]2843,0.0176,0/2843,0.0001,0).(9702,20.0136,0/9702,20.0097,0log[(
= 4,6793 5
N
N
N
NN minmin
1
35,01
min
N
NN
N – 5 = 0,35 (N + 1)
N – 5 = 0,35 N + 0,35
N = 8,2308 8 buah
Jumlah plate actual ditentukan dengan Gilliand Corelation antara plate actual
dengan refluks minimal dan plate teoritis, sehingga:
N = 8
2. Menentukan letak umpan masuk
Penentuan letak umpan masuk menggunakan metode Kirk Bride’s (persamaan
11.7-21, Geankoplis 3th
halaman 687 )
])log[(206,0logHD
LW
LF
HF
X
X
D
Wx
X
X
Ns
Ne
=0136,0
0175,0
2525,2525
1228,37
0235,0
0097,0log206,0
= -0,4452
6407,0Ns
Ne
Ne + Ns = 8
0,6407Ns + Ns = 8
Ns = 4,8759 5
Ne + Ns = 8
Ne = 3
Jadi feed masuk pada plate ke -3 dari atas atau ke- 5 dari bawah.
3. Menghitung BM rata – rata
Enriching
Bagian atas
BM Liquid = XD1.BMD1+XD2.BMD2+XD3.BMD3.+XD4.BMD4
= (3,9735E-7 x 92) + (0,0236 x 18) + (0,9645 x122) +
(0,0199 x 195,5)
= 120,4212 lb/lbmol
BM Uap = YD1.BMD1+YD2.BMD2+YD3.BMD3+YD4.BMD4
= (6,2794E-7 x 92) + (0,0585 x 18) + (0,9309 x 122) +
(0,0106 x 195,5)
= 116,7018 lb/lbmol
Bagian Bawah
BM Liquid = XF1.BMF1+XF2.BMF2+XF3.BMF3+XF4.BMF4+XF5.BMF5
= (3,9599E-7 x 92) + (0,0235 x 18) + (0,9550 x 122) +
(0,0118 x 195,5) + (0,0097 x 136,5)
= 120,5568 lb/lbmol
BM Uap = YF1.BMF1+YF2.BMF2+YF3.BMF3+YF4.BMF4+YF5.BMF5
= (7,0942E-7 x 92) + (0,0676 x 18) + (0,9200 x 122) +
(0,0120 x 195,5) + (0,0004 x 136,5)
= 115,8630 lb/lbmol
Exhausting
Bagian Atas
BM Liquid = BM liquid bagian bawah enriching
= 120,5568 lb/lbmol
BM Uap = BM uap bagian bawah enriching
= 115,8630 lb/lbmol
Bagian Bawah
BM Liquid = XB1.BMB1+XB2.BMB2+XB3.BMB3+XB4.BMB4+XB5.BMB5
= (2,9599E-7 x 92) + (0,0176 x 18) + (0,2568 x 122) +
(0,0001 x 195,5) + (0,7256 x 136,5)
= 130,5531 lb/lbmol
BM Uap = YB1.BMB1+YB2.BMB2+YB3.BMB3+YB4.BMB4+YB5.BMB5
= (9,9622E-7 x 92) + (0,1065 x 18) + (0,8642 x 122) +
(0,0002 x 195,5) + (0,0936 x 136,5)
= 120,1484 lb/lbmol
4. Perhitungan beban distilasi
Uap liquid
lbmol/jam BM lb/jam lbmol/jam BM lb/jam
Enriching
Atas 52.3775 116.7018 6112.5505 0.7254 120.4212 87.3569
Bawah 52.3775 115.8630 6068.6131 0.7254 120.5568 87.4552
Exhausting
Atas 47.4511 115.8630 5497.8284 1.3636 120.5568 164.3945
Bawah 47.4511 120.1484 5701.1802 1.3636 130.5531 178.0258
Perhitungan beban distilasi terletak pada exhausting bagian bawah
L = 178,0258 lb/jam, BM = 130,5531 lb/lbmol
V = 5701,1802 lb/jam, BM = 120,1484 lb/lbmol
Densitas campuran:
To = 298,15 K
Ti = Suhu feed masuk Kolom distilasi = 405,6545 K
Vo = 359 (volume udara dalam keadaan standar)
Pi = Po = 1 atm
V = 3/2460,016545,405359
115,2981484,120ftlb
xx
xx
VoxTixPo
BMxToxPi
toluen = 54,1188 lb/ft3
air = 62,43 lb/ft3
asambenzoat = 82,4049 lb/ft3
benzentrichlorid = 54,8492 lb/ft3
zinkchlorid = 66,0488 lb/ft3
L = (3,9599E-7 x 54,1188) + (0,0235 x 62,43) + (0,9550 x 82,4049)+
(0,0118 x 54,8492) + (0,0097 x 66,0488)
= 62,8459 lb/ft3
Volumetrik flow rate :
QV =ik
jamx
V
V det3600
1
= ikftik
jamx
ftlb
jamlbdet/4381,6
det3600
1
/2460,0
/1802,5701 3
3
QL = 3
48,7
60
1
ft
galx
menit
jamx
L
L
= gpmft
lbx
menit
jamx
ftlb
jamlb3531,0
48,7
60
1
/8459,62
/0258,17833
Menentukan Surface Tension ( )
=
4
5,18
VL
= cmdyne /7441,385,18
2640,08459,624
5. Menentukan diameter dan tray spacing
G = C )( VLV
C = konstanta Ludwig fig 8-38 hal 56
d = 1,13G
Vm
Misal Lw/d = 60 % didapat Ad = 5% At (Ludwig gbr 8.69 hal 88)
Harga shell = ( x dT/12)h1 (h1= $3,0/ft2)
Harga tray = {(1-0,5) /4 d2)h2 (h2=$1,5/ft
2)
Harga downcomer = (0,6 d T/12)h3 (h3= $0,7 /ft2)
Harga total = harga shell + Harga tray + Harga downcomer
Dengan cara tersebut didapatkan harga pada tabel berikut untuk T=12-24 in
T
(in) C
G
(lb/ft2)
d
(ft)
Harga
shell
($)
Harga
tray
($)
Harga
downcomer
($)
Harga total
($)
12 330 1294.9464 2.3710 22.3350 6.2886 0.42 29.0436
15 470 1844.3176 1.9867 23.3940 4.4154 0.525 28.3344
18 590 2315.2072 1.7732 25.0558 3.5174 0.63 29.2031
20 640 2511.4112 1.7026 26.7302 3.2426 0.70 30.6727
24 690 2707.6152 1.6397 30.8922 3.0076 0.84 34.7398
Diambil T = 15 in dengan d = 1,9867 ft karena harga per unit murah
6. Menentukan type aliran
Karena Lmax = 1,3 x 0,3531 gpm
= 0,3991 gpm
Dari fig. 8.63 hal 96 Ludwig, type aliran adalah Reverse Flow
Evaluasi Hasil Rancangan
1. Pengecekan terhadap liquid head (hd)
Qmax = 1,3 x L = 1,3 x 0,3991 gpm = 0,4509 gpm
Qmin = 0,7 x L = 0,7 x 0,3991 gpm = 0,2793 gpm
d = 1,9867 ft = 23,8410 in
T = 15 in = 1,25 ft
L = 0,3531 gpm
V = 5701,1802 lb/jam
how max =
3/2
98,2
max
Lw
Q How min =
3/2
98,2
min
Lw
Q
hw = 1,5 – 2 (diambil 2)
hlmax = hw + how max
hlmin = hw + how min
lw/d % 55 60 65 70 75 80
lw (in) 13.1125 14.3046 15.4966 16.6887 17.8807 19.0728
how max 0.0511 0.0482 0.0457 0.0435 0.0415 0.0398
how min 0.0371 0.0350 0.0332 0.0316 0.0302 0.0289
hw (in) 2 2 2 2 2 2
hl max (in) 2.0511 2.0482 2.0457 2.0435 2.0415 2.0398
hl min (in) 2.0371 2.0350 2.0332 2.0316 2.0302 2.0289
Diambil optimalisasi diameter Kolom distilasi sesuai dengan Lw/d 80 %,
maka:
hw- hc = 0,25 in
untuk hw = 1,5 in, maka hc = 1,25 in
untuk hw = 2 in, maka hc = 1,75 in
untuk hc = 1,25 in
Adc = 1656,0144
25,10728,19
144
xlxhc
Ad = 14 % At = 0,14 (0,25 d2) = 0.4338 ft
2
Ap = 0,25 ft2 (karena Adc < Ad)
hd = 0,03 10008,0100
max
xAp
QL in memenuhi
Kesimpulan sementara:
d = 1,9867 ft
T = 15 in
hw = 2 in
hd = 0,0008 in
2. Pengecekan harga tray spacing
Untuk lw/d = 80 %, pada gambar 8.69 Ludwig didapatkan harga
Wd = 19,5 %d = 4,6490 in
r = d/2 = 1,9867/2 = 0,9934 ft
x = ftWsWdd
3560,012
36490,49934,0
122
Aa = )sin(2 1222
r
xrxrx
= )9934,0
3560,0sin9934,03560,09934,03560,0(2 1222
= 42,1051
Untuk bentuk maka Ao/Aa =0,9065/n2
Sehingga:
n 2.5 3 3.5 4 4.5
Ao 6.1069 4.2409 3.1158 2.3855 1.8849
Untuk n = 4,5 Vo max :
V = dtftVm
/4381,63600.2460,0
1802,5701
3600.
3
Vo max = 1,3 x 6,4381 = 8,3696 ft3/dt
Uo max = 4404,48849,1
3696,8max
Ao
Vft/dt
Ac = At – (2 Ad) = 0,25 d2 – 2 x 0,4338 = 2,2309 ft
2
hp =
22
14,02
14,112Ac
Ao
Ac
Aor
gc
Uo
L
V
=
22
2309,2
8849,11
2309,2
8849,19934,04,0
2,32.2
4404,414,1
8459,62
2460,012
= 1,4187 in
hr = inL
4965,08458,62
2,312,31
hl = how + hw
= 0,0398 + 2
= 2,0398
ht = hp + hr + hl
= 3,9550
hb = ht + hl + hd
= 5,9956
Pengecekan 5,0hwT
hb
5,0215
9956,5
0,3527 0,5 (memenuhi)
3. Pengecekan stabilitas tray dan weeping
Syarat hpm hpw
Uo min = 3910,28849,1
4381,07,0min x
Ao
Vft/det
hpm =
22
14,02
14,112Ac
Ao
Ac
Aor
gc
Uo
L
V
= 0,4114 ft = 4,9362 in
hpw = 0,2 + 0,5 hl
= 0,2 + 0,5(2,0398)
= 1,2199 in
Syarat stabil hpm hpw
4,9362 1,2199 (memenuhi)
4. Pengecekan pada entrainment
Syarat tidak terjadi entraintment e0/e 1 dimana e0 = 0,1
Uc = det/7516,32309,2
3696,8maxft
Ac
V
Tc = T – 2,5(hl)
= 15 – 2,5(2,0398)
= 9,9006 in
e = 0,22 0186,09006,9
7516,3
7361,38
7322,0
732,32,3
Tc
Uc
eo/e = 10186,0
1,0
= 5,38337 1 (memenuhi)
5. Pelepasan uap dalam downcomer
Syarat pelepasan uap dalam downcomer: wl/wd 0,6 in
wl = )(8,0 hbhwThow
= 0,6695 in
wd = 19,5 % d (Ludwig fig 8.48 , lw/d = 80%).
= 3,9840 in
6,01680,09840,3
6695,0
wd
wl (memenuhi)
Menentukan dimensi kolom
1. Menentukan tinggi kolom
Jumlah tray aktual = 8
Jumlah tray total = tray aktual + 1tray kondensor + 1 tray reboiler
= 8 + 1 + 1
= 10
Jarak antar tray (T) = 15 in
Tinggi shell = (10 x 15 in) = 150 in = 12,5 ft
Diameter kolom distilasi (di) = 1,9867 ft = 23,8410 in
2. Penentuan tinggi tutup atas dan tutup bawah (standard dished)
V dish = 0,0847 di3 = 0,6642 ft
3
Tinggi tutup (la=lb) = 0,169 d = 0,3894 ft
Tinggi tangki total = la + lb + ls
= (0,3894 + 0,3894 + 12,5)ft
= 13,2788 ft = 159,3457in
3. Menentukan volume kolom distilasi
Volume liquid selama waktu tinggal 1 jam
V liquida = L
F= 3
38876,891
/8459,62
/0638,5649ftjamx
ftlb
jamlb
Kolom distilasi diisi 80% maka:
V kolom = 3595,1128,0
8876,89 ft
3
V liquid dalam shell = V liq – V dish
= 89,8876 – 0,6642 = 89,2234 ft3
Vls = 0,25 di2 hl
hl = 7954,289867,1..25,0
2234,89
25,0 22di
Vls ft
4. Menentukan tekanan design
P design = P operasi
= 14,7 psig
5. Menentukan tebal tangki (ts)
Berdasarkan Brownell & Young hal 254 & 335 bahan yang digunakan Carbon
Steel SA 135 Grade B, F= 12750, C= 1/16
ts =16
1
)6,0(2 piFxE
pixdi
= 16
1
)7,146,08,012750(2
8410,237,14
xx
x
= 16
3
16
16797,0 x
Standardisasi do = di + 2ts = 24,2160 in
Pendekatan ke do = 26 in
di = do – 2ts
= 26 - 2(3/16)
= 25,6250 in = 2,1354 ft
6. Menentukan tebal tutup atas dan bawah standar dished (tha dan thb)
r = d = 25,6250 in =2,1354 ft
16
3
16
160952,0
16
1
)7,141,085,012750(
6250,257,14885,0
1,0
885,0
x
xx
xx
piFxE
xpixrtha
Spesifikasi alat :
Fungsi : Untuk memisahkan asam benzoat dari toluen, benzentrichlorid, air dan
zink khlorid
Type : Sieve tray
Dimensi ukuran :
Jumlah plate yang dikehendaki : 10 buah
Ukuran diameter kolom : 2,1354 ft = 25,6250 in = 0,6509 m
Jarak antar tray (tray spacing) : 15 in = 1,25 ft = 0,3810 m
Type aliran : Reverse Flow
Tinggi tangki distilasi : 13,2788 ft = 159,3457 in = 4,0474 m
Volume kolom distilasi : 112,3595 ft3 = 194157,216 in
3
Tebal tangki dan tebal tutup atas dan bawah : 3/16 in
P design : 14,7 psig
67. REBOILER (E-141)
Fungsi : Memanaskan produk bawah dari kolom distilasi II
Type : Shell and tube type 1-2, sehingga FT = 1
Dasar Perancangan:
Campuran liquida masuk pada shell (fluida panas) dan steam masuk bagian
tube(pemanas).
Mengggunakan pipa ¾ in OD 14 BWG dengan l =16 ft. PT =1, susunan segitiga.
t1 = 270,5081 0F t2 =319,4272 0F
t1 = 338 0F t1 = 338 0F
Dari tabel didapat:
OD = ¾ in a’ = 0,302 in2
ID = 0,62 in a” = 0,1963 ft2/ft
Rd min = 0,003 jam ft2 o
F/BTU
Ps = diabaikan
Pt max = 2 psi
1. Dari neraca panas didapatkan:
Q = qs + qv = m.Cp.(t2-t1) + 0,8.m.(hg-hi) = m.λ
qs = m.Cp.(t2-t1)
= 162,2350.1.(319,4272 – 270,5081)
= 7936,3987 BTU/jam
qv = 0,8. m.(hg-hl)
= 0,8 . 162,2350. (400 - 120)
= 71383,4178 BTU/jam
Q = 7936,3987 + 71383,4178
= 793190,8164 BTU/jam
Q = M λ
M = Q/ λ
= jamlb /7391,9006,880
4793190,816
2. Logaritmic mean temperature (ΔTLMTD)
ΔTLMTD = F
t
t
tt o9127,37
5728,18
4919,67ln
5728,184919,67
ln2
1
21
Ft = 1 : ΔT = Ft x ΔTLMTD = 1 x 37,9127 = 37,9127 oF
3. Menghitung suhu Calloric
Tc = (T1 + T2)/2
= 338 oF
tc = (t1 + t2)/2
= 294,9677 oF
4. Trial Heat Flux (Q/A)
Q/A = 12000 BTU/jam.ft2
A = 0992,6612000
8164,793190
/ AQ
Qft
2
Dimana : I = 16 ft
a” = 0,1963 (tabel 10 Kern hal 843)
Nt = 0453,2116.1963,0
0992,66
".la
A
Nt standart = 20 (tabel 9 Kern hal 841)
UD =txIxxa"Nt
Q
standart
= 0784,579127,37141963,020
4793190,816
xxxBTU/jam.ft
2 oF
Kesimpulan sementara Shell and Tube (type HE : 1 – 2)
Bagian Shell Bagian Tube
IDs = 8
n’ = 1
B = 8
de = 0,95
N + 1 = 24
do = ¾
di = 0,548
c’ = ¼
n = 4
l = 16
a’ = 0,268
a” = 0,1963
Nt = 20
PT = 1
Evaluasi Perpindahan Panas (Rd)
Bagian Shell Bagian Tube
5. -
6. -
7. Trial ho antara 150-300
ho trial = 150 BTU/j ft2 o
F
tw = tc+ )( tcTctrialhohio
trialho
= )9677,249338(1501500
1509677,294
= 298,8797 oF
tf = 2
)( twTc= 3,9120
oF
T = tw – tc
= 3,9120 oF
Dari fig 15.11 Kern didapatkan :
5’.at= 20093,0144.16.4
20.268,0
144.
'.ft
n
Nta
- Gt = m/at
= 20093,0
/7391,900
ft
jamlb
= 96796,8393 lb/jamft2
-NRet = 42,2.0145,0
8393,96796.548,0
42,2.
.Gtdi
= 134247,1031
6’.-
7’. Untuk steam
hio = 1500 BTU/jam.ft2 oF
hs = 40
hv = 250
ho =
hv
Qv
hs
Qs
Q
= 163,0149
ho koreksi > ho trial (memenuhi)
Uc = 0149,1631500
0149,163.1500.
hohio
hohio
= 147,0356 Btu/jam ft2˚F
Rd = UdkoreksiUc
UdkoreksiUc
.
= 0107,00784,57.0356,147
0784,570356,147 Jam ft
2 oF/BTU
(Rd > Rd min memenuhi)
Evaluasi Pressure Drop
Bagian Shell Bagian tube
ΔPs diabaikan karena gas bergerak secara
beraturan
Nret = 134247,1031
f = 0,0012 (fig. 26 hal 836 Kern)
ΔPt = tsgdi
lnGtf
...10.22,5
....2/110
2
= 1.12/548,0.10.22,5
16.4.8393,96795.0012,0.5,010
2
= 0,2883 psi
ΔPn = 1442
4 2
gc
v
s
n
gc
v
2
2
(fig 27 Kern hal 837)
= 0,0052
ΔPn = 144
5,620052,0
1
4.4xx = 0,0361 psi
ΔPt = ΔPn + ΔPt
= 0,0361 + 0,2883
= 0,3194 psi (< 2 psi memenuhi)
Spesifikasi alat :
Fungsi : Memanaskan produk bawah dari kolom distilasi II
Type : Shell and tube type 1-2, sehingga FT = 1
Dimensi
IDS : 8 in
do : ¾ in
di : 0,548 in
n : 4 in
Nt : 20 buah
68. KONDENSOR II (E-142)
Fungsi : Mengembunkan produk atas yang keluar dari kolom distilasi II
Type : Shell and tube
T1 = 127,5570 oC = 261,6062 oF T2 = 127,5570 oC = 261,6062 oF
t1 = 30 oC = 86 oF
t2 = 45 oC = 113 oF
Dasar perancangan :
1. Rd minimal = 0,0029 Jam ft2 oF/BTU
2. ΔP uap maksimal = 2 psi
3. ΔP air maksimal = 10 psi
4. Dicoba menggunakan bahan dengan ukuran ¾ in OD 16 BWG PT 1 in
1. Neraca massa dan panas
Dari neraca massa dan panas didapatkan :
Massa uap masuk (m) = 2560,7184 kg/jam = 5645,4111 lb/jam
Massa air masuk (M) = 97,4913 kg/jam = 214,9312 lb/jam
Panas yang diserap oleh air (Q) = 2651158 BTU/jam
Suhu air masuk (t1) = 30 oC = 86
oF
Suhu air keluar (t2) = 45 oC = 113
oF
Suhu bahan masuk (T1) = 127,5570 oC = 261,6026
oF
Suhu bahan keluar (T2) = 127,5570 oC = 261,6026
oF
2. Logaritmic mean temperature (ΔTLMTD)
ΔTLMTD = F
t
t
tt o7271,161
6026,175
6026,148ln
6026,1756026,148
ln2
1
21
t = ΔTLMTD x FT = 161,7271 x 1 =161,7271 oF
3. Menghitung suhu Calloric
Tc = (T1 + T2)/2
= 261,6026 oF
tc = (t1 + t2)/2
=99,5 oF
4. Merancang jumlah pipa
Menentukan harga UD trial.
Dari tabel 8, Kern hal 840 didapat UD = 75-150
Dicoba UD = 75 BTU/jam ft 2 o
F
5704,2187271,161.75
2651158
. tUD
QA
Menentukan ukuran pipa.
Diambil ukuran pipa 1” OD, 16 BWG, l= 16 ft, susunan Δ (tabel 10,hal 843,
Kern)
a” = 0,1963 ft/ft2
Nt = buahla
A5907,69
16.1963,0
5704,218
".
Ntstandar = 52 IDS = 10 n = 2
UDkoreksi = 3712,1007552
5907,69
standardNt
hitungNt xxUDtrial (memenuhi)
Kesimpulan sementara Shell and Tube (type HE : 1 – 2)
Shell Tube IDs = 10
n’ = 1
do = ¾ in
di = 0,62 in
B = 10
de = 0,95
N + 1 = 19,2
c’ = 1- ¾ = ¼
n = 2
l = 16 ft
a’ = 0,302 in2
a” = 0,1963 ft2/ft
Nt = 52
PT = 1
Evaluasi Perpindahan Panas
Bagian Shell Bagian tube
5. as = 144.'.
'..
Ptn
BcIDs
= 21736,0144.1.1
10.4/1.10ft
Gs = 2
s ft0,1736
lb/jam4111,5645
a
M
= 32517,5678 lb/jft2
- Nres = 42,2.011,0
5678,32517.95,0
42,2.
.Gsde
= 96705,7645
6.-
7. Trial ho antara 150-300
ho trial = 200 BTU/j ft2o
F
tw = tc + )( tcTctrialhohio
trialho
= )5,996026,261(2004667,335
2005,99
= 157,8663 oF
tf = 2
)( twTc= 209,7344
oF
sf = 0,88 (tabel 6 Kern)
kf = 0,075 (tabel 4 Kern)
f = 0,13 (fig. 14 Kern)
ho koreksi (gbr 12.9 hal 274)
3264,2552.16
4110,5645
."
3/23/2Ntl
MG
ho = 250
ho koreksi > ho trial (memenuhi)
5’.at=20545,0
144.2
52.1963,0
144.
'.ft
n
Nta
- Gt = m/at
= 0545,0
/9312,214 jamlb
= 3941,6827 lb/jamft2
NRet =42,2.43,0
6827,3941).12/62,0(
42,2.
.Gtdi
= 195,7079
6’.-
7’. ύ = .3600
Gt
5,62.3600
6827,3941
= 0,0175
hi = 430 (fig. 25 Kern hal 835)
hi koreksi = η x hi
= 1 x 430 = 430
hio = hi. di/do
= 350 . (0,62/0,75) = 355,4667
Uc = 2504667,355
250.4667,355.
hohio
hohio= 146,7738 Btu/jam ft
2˚F
Rd = UdkoreksiUc
UdkoreksiUc
.
= 0031,03712,1007738,146
3712,1007738,146
x Jam ft
2 oF/BTU
Rd > Rd ketetapan (0,0031 > 0,0029) maka memenuhi
Evaluasi Pressure Drop
Bagian Shell Bagian tube
NRes = 96705,7645
f = 0,0014 (fig. 29 Kern hal 839)
ΔPs = 2
1x
tsgde
NIDsGsf
...10.22,5
)1.(..10
2
= 1.0036,0.12/95,010.22,5
)2,19.(10.5678,32517.0014,0
2
110
2
x
= 0,0003 psi (<2 psi memenuhi)
Nret = 195,7079
f = 0,0025 (fig. 26 kern hal 836)
ΔPt = tsgdi
lnGtf
...10.22,5
...10
2
= 1.1.12/62,0.10.22,5
16.2.6827,3941.0025,010
2
= 0,0005 psi
ΔPn = 1442
4 2
gc
v
s
n
gc
v
2
2
(fig 27 Kern hal 837)
= 0,009
ΔPn = 144
5,62009,0
1
4.2xx = 0,0313
ΔP = ΔPn + ΔPt
= 0,0313 + 0,0005
= 0,0317 psi (< 10 psi memenuhi)
Spesifikasi alat :
Fungsi : Mengembunkan produk atas yang keluar dari kolom distilasi II
Dimensi
IDS : 10 in
do : ¾ in
di : 0,62 in
n : 2
Nt : 52 buah
69. AKUMULATOR (F-143)
Fungsi : Menampung sementara distilat dari kolom distilasi II
Type : Silinder horisontal, tutup samping berbentuk standar dished
Jumlah : 1 buah
Dasar Perhitungan:
P = 1 atm = 14,7 psia
Residence time = 10 menit (Ulrich tabel 4-27 hal 249)
Bahan konstruksi = Carbon steel SA-135 Grade A
Pengelasan = Double Welded Butt Joint dengan E = 0,85
Allowable stress f = 18750 psi (Brownell)
1. Menentukan Volume tangki
Rate massa (Q) = 2560,7184 kg/jam = 5645,4111 lb/jam
ρdestilat = 80,9652 lb/ft3
Rate Volumetrik = jamftftlb
jamlb/7264,69
/9652,80
/4111,5645 3
3
VL = menitxmenit
jamx
jam
ft10
60
17264,69
3
= 11,6211 ft3
VT = 80 % Vtangki
VT = 8,0
6211,11= 14,5263 ft
3
2. Menentukan dimensi tangki :
VT = V silinder + V tutup
14,5263 = 32 )000049,0(24
dilsdi
14,5263 = 1,1776 di3+ 9,8 . 10
-5 di
3
di = 2,3106 ft = 27,7269 in
3. Menentukan tinggi tangki yang terisi liquid
VL = V1 + V2
11,6211 = 0,0847 di3 + π/4 di
2 H
11,6211 = 0,0847 (2,3106)3 + π/4 (2,3106)
2 H
H = 2,5236 ft = 30,2833 in
4. Menentukan tekanan design
Tekanan hidrostatik (Pb) = 144
)1(H
= psi8567,0144
)15236,2(9652,80
Tekanan design (Pi) = tekanan operasi + tekanan hidrostatik
= 14,7 + 0,8567 = 15,5567 psia = 0,8567 psig
5. Menentukan tebal tangki
ts = cpifE
pixdi
)6,0(2
= 16
1
)8567,06,08,018750(2
7269,278567,0
xx
x
= 0,0633 x 16
16 16
3
do = di + 2ts
= 27,7269 + 2(3/16) in
= 28,1019 in
Do standart = 30 (tabel 5.7. Brownel hal 89)
di = do + 2ts
= 30 – 2(3/16)
= 29,625 in = 2,4688 ft
Maka tinggi shell = 1,5 di
= 1,5 x 29,625 = 44,4375 in = 3,7031 ft
6. Menentukan tebal tutup bawah dan atas
th = 16
1
8567,01,08,018750
625,298567,0885,0
1,0
885,0
xx
xxc
pifE
xpixdi
= 0,0640 x 16
16 16
3
7. Menentukan tinggi tangki
Tinggi tutup (h) = 0,169 di
= 0,169 x 29,625
= 5,0066 in = 0,4172 ft
Maka tinggi tangki = 2ha + Ls
= 2(0,4172) + 3,7031
= 4,5376 ft = 54,451 in
Spesifikasi alat :
Nama alat : Akumulator distilat
Type : Silinder horisontal, tutup samping standar dished
Bahan Konstruksi : Carbon steel SA-135 Grade A
di : 29,625 in = 2,4688 ft
do : 28,1019 in
ts : 3/16 in
Jumlah : 1 buah
31. Pompa (L-144)
Fungsi : Untuk memompa larutan dari akumulator ke kristalizer
Jumlah : 1 buah
Jeis : Sentrifugal
Bahan : Cast iron
Proses berlangsung secara kontinyu
ρ=4110,5645
)7508,107.8492,54()0281,5460.4040,82()8416,19.43,62()0017,0.1188,54(
= 80,9652 lb/ft3
μ = 8,7733.10-4
lb/ft.detik
Rate volumetrik = 3/9652,80
/4111,5645
ftlb
jamlb
= 69,7264 ft3/jam x
menit
jam
60
1x 7,481 gal/ft
3= 8,6937 gpm
1. Perhitungan diameter pipa
Dianggap alirannya turbulen , untuk menentukan diameter pipa digunakan
fig.14.2 Peter-Timerhausse ed. 4 hal 498 maka didapatkan Do ¾ in sch. 40.
Dari tabel 11 Kern hal 844 diperoleh :
Do = 2,38 in = 0,1983 ft
A = 03,35 in2 = 0,0233 ft
2
maka:
v = 3600detik
1jamx
ft0233,0
/jamft69,72642
3
= 0,8326 ft/detik
NRe = μ
ρ.D.v =
410.3733,8
8326,0.1983,0.9652,80
= 15234,4838 (> 1200 turbulen)
Jadi benar jika alirannya turbulen.
2. Perhitungan power pompa
0)()(..2
1 1221
2
1
2
2 WsFPP
zzgc
gvv
gc
diasumsikan :
α = 1
v1 = 0
z2-z1 = 30 ft
P2 = P1
Sehingga :
000302,32
8,9)08326,0(
2,32.1.2
1 2 Ws
-Ws = 9,1412 ft.lbf/lbm.detik
m = 2560,7184 Kg/jam x 2,2046 lb/jamx 1 jam/3600 detik
= 1,5682 lb/detik
WHP = -Ws . m
= 9,1412 ft.lbf/lbm.detik . 1,5682 lb/detik
= 14,3348 ft.lbf/lbm x lbm550ft.lbf/
1HP
= 0,0261 HP
Dari Peter & Timerhausse ed.4 fig 14-36 hal 520 diperoleh efisiensi pompa
η P = 20 %
BHP = P
WHP
= HP1303,02,0
0261,0
Dari Peter & Timerhausse ed.4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi motor
ηm = 80%
Daya Pompa actual = m
WHP
= 8,0
0261,0= 0,1629 HP
Jadi dipakai pompa berdaya 0,5 HP
Spesifikasi alat :
Fungsi : Untuk memompa larutan dari akumulator ke kristalizer
Jenis : Sentrifugal
Bahan : Cast iron
Di opt pipa : ¾ in sch. 40
Daya : 0,5HP
Jumlah : 1 buah
70. KRISTALIZER (X-150)
Fungsi : Untuk memisahkan Kristal asam benzoate dengan mother liquor
Type : Sweson – Walker Crystalizer
Bahan Konstruksi : Carbon Steel SA-240 grade M Type 316
Dasar Perencanaan :
Rate masuk :
m C6H5CH3 = 0,0008 kg/jam = 0,0017 lb/jam
m H2O = 8,9100 kg/jam = 19,6432 lb/jam
m C6H5COOH = 2467,4716 kg/jam = 5439,8372 lb/jam
m C6H5CCl3 = 48,8701 kg/jam = 107,7400 lb/jam
C6H5CH3 = 54,1225 lb/ft3
H2O = 62,4300 lb/ft3
C6H5COOH = 82,4049 lb/ft3
C6H5CCl3 = 54,8492 lb/ft3
Perhitungan :
campuran = 81,8011 lb/ ft3
Rate volumetrik (Q)= densitas
kapasitas =
3/8011,81
/2221,5567
ftlb
jamlb
= 68,0580 ft3/jam
Suhu larutan masuk kristalizer = 127,5570 0C = 261,6026
0F
Suhu larutan keluar kristalizer = 30 0C = 86
0F
Suhu air pendingin masuk = 30 0C = 86
0F
Suhu air pendingin keluar = 45 0C = 113
0F
a) Menghitung t LMTD
t LMTD =
2
1
21
lnt
t
tt=
)86133(
)866026,261(ln
)86133()866026,261( = 29,7129
0F
b) Dimensi Sweson – Walker Crystalizer (badger dan Banchero, hal 524)
Diameter (D) = 24 in = 2 ft
Panjang (P) = 10 – 40 ft, diambil panjag tangki kristalizer = 20 ft
Putaran pengaduk = 5 - 30 rpm, diambil = 20 rpm
c) Menentukna jumlah kristalizer berdasarkan jumlah panas
Range UD = 5 – 75 Btu/J.ft2.0F
Diambil UD = 10 Btu/J.ft2.0F
Q = 1411,5791 Kkal/jam = 5601,5693 Btu/jam
A = LMTDD txU
Q =
7129,2910
5693,5601
x= 18,8523 ft
2
A = ½ x x 2 x L
L = 214,3
21
8523,18
xx= 6,0039 ft
Jumlah kristalizer yang dibutuhkan = panjang
L
= ft
ft
20
0039,6= 0,3002 buah ~ 1 buah
d) Menentukan jumlah cristalizer berdasarkan volume liquid
Volume liquid = rate volumertik
Q =V = densitas
kapasitas
8011,81
2221,556730,8706 ft
3/jam
V = ½ x ( )4/( x D2 x L
L = 22)
414,3(
21
8706,30
xx= 19,6628 ft
Jumlah kristalizer yang dibutuhkan = panjang
L
= ft
ft
20
6628,19= 0,9831 buah ~ 1 buah
Spesifikasi alat:
Nama : Kristalizer
Fungsi : Untuk memisahkan Kristal asam benzoat dengan mother liquor
Type : Swenson – Walker Crystalizer
Bahan Konstruksi : Carbon Steel SA-240 grade M Type 316
Diameter centrifuge (D) : 2 ft
Panjang centrifuge (P) : 20 ft
Putaran : 20 rpm
Jumlah : 1 buah
71. CENTRIFUGE (H-151)
Fungsi : Untuk memisahkan Kristal asam benzoate dengan mother liquor
Type : Centrifugal basket centrifuge
Bahan Konstruksi : Carbon Steel SA-240 grade M Type 316
Dasar Perencanaan :
Rate masuk :
m C6H5CH3 = 0,0008 kg/jam = 0,0017 lb/jam
m H2O = 8,9100 kg/jam = 19,6432 lb/jam
m C6H5COOH = 2467,4716 kg/jam = 5439,8372 lb/jam
m C6H5CCl3 = 48,8701 kg/jam = 107,7400 lb/jam
C6H5CH3 = 54,1225 lb/ft3
H2O = 62,4300 lb/ft3
C6H5COOH = 82,4049 lb/ft3
C6H5CCl3 = 54,8492 lb/ft3
Perhitungan :
campuran = 81,8011 lb/ ft3
Rate volumetrik (Q)= densitas
kapasitas =
3/8011,81
/2221,5567
ftlb
jamlb = 68,0580 ft
3/jam
Dari Hugot hal 771 pers 35-21 didapat:
Vt = 390 x D2 x H
Dimana :
Vt = Kapasitas maksimal
D = Diameter centrifuge (in)
H = Tinggi centrifuge (in)
Dari Hugot hal 719 tabel 36.2, didapatkan dimensi standart centrifuge adalah:
D = 54 in = 4,5 ft
H = 42 in = 3,5 ft
Putaran = 1000 rpm
Power = 26,4 Hp
Maka : Vt = 390 x (4,5)2 x 3,5 = 27641,2500 ft
3
Kapasitas centrifuge setiap putaran = Vt/ campuran
= 27641,2500/ 81,8011
= 337,9081 lb
Dari Hugot hal 769 didapat waktu cycle pada umumnya antara 2-6 menit.
Ditetapkan waktu cycle 6 menit,sehingga dalam 1 jam terdapat 10 putaran
Kapasitas centrifuge =337,9081 x 10 = 3379,081 lb/jam
Jumlah centrifuge yang dibutuhkan = centrifuge kapasitas
massa rate
= 081,3379
2221,5567= 1,6476 ≈ 2 buah
Spesifikasi alat:
Nama : Centrifuge
Fungsi : Untuk memisahkan Kristal asam benzoat dengan mother liquor
Type : Centrifugal basket centrifuge
Bahan Konstruksi : Carbon Steel SA-240 grade M Type 316
Diameter centrifuge (D) : 4,5 ft
Tinggi centrifuge (H) : 3,5 ft
Putaran : 1000 rpm
Power : 26,4 Hp
Jumlah : 2 buah
72. VIBRATION CONVEYOR (J-152)
Fungsi : Untuk mengangkut dan mengeringkan produk Kristal asam benzoat dari
Centrifuge menuju ke Bucket elevator.
Type : Vibrating Conveyor
Dasar perancangan :
Kapasitas = 2362,9346 Kg/jam = 5209,3729 lb/jam
campuran = 81,8011 lb/ ft3
Dengan faktor keamanan 20 % maka kapasitas pemilihan adalah :
Massa yang diangkut = 1,2 x 2362,9346
= 2835,5215 kg/jam
= 6251,2475 lb/jam = 1,7365 lb/s
Karena kapasitas yang diangkut dibawah 32 ton/jam, maka dipilih :
Lebar belt = 14 in
Volume = bahan
kapasitas =
3/8011,81
/3729,5209
ftlb
jamlb= 63,6834 ft
3/jam
Panjang belt (L) = jarak antara belt dengan gudang produk kristal asam benzoate
adalah :
L = 40 m = 131,232 ft = 1574,78400 in
Daya = 0,0027 x m0.82
x 131,232 ft
= 0,0027 x (1,7365)0.82
x 131,232 ft
= 0,5571 hp
Digunakan effisiensi motor 80 % maka :
Daya motor = daya
= 8,0
5571,0= 0,6964 hp 1 hp
Kecepatan belt = 200 ft/menit = 61 m/menit
Spesifikasi peralatan :
Fungsi : Untuk mengangkut dan mengeringkan produk Kristal asam
benzoat dari Centrifuge menuju ke Bucket elevator.
Type : Vibrating Conveyor
Bahan konstruksi : Carbon steel SA 240 grade A type 410
Dimensi : Panjang = 1574,78400 in
Lebar = 14 in
Kecepatan belt : 200 ft/menit
Daya motor : 1 hp
Kapasitas : 2362,9346 Kg/jam
Jumlah : 1 buah
73. BUCKET ELEVATOR (J-145)
Fungsi : Untuk mengangkut produk Kristal asam benzoat dari Vibrating
Conveyor menuju ke bin produk
Type : Centrifugal-Discharge Bucket on Belt Elevator
Dasar perancangan :
Kebutuhan Kristal asam benzoat = 2362,9346 kg/jam
= 5209,3729 lb/jam
Suhu operasi = 300C
Tekanan = 1 atm
campuran = 81,8011 lb/ ft3
Direncanakan sebuah bucket elevator dengan type “ centrifugal-Discharge Bucket
on Belt Elevator”
Ukuran bucket = (6 x 4x 41/4) in
Backet spacing = 12 in
Tinggi Bucket elevator = 25 ft
Bahan konstruksi = Carbon steel
Perhitungan :
Dengan faktor keamana 20 % maka kapasitas pemilihan adalah :
M = 1,2 x 2362,9346= 2835,5215 kg/jam = 3 ton/jam
Dengan data sesuai perancangan, maka diperoleh data-data dari Perry 7th
ed, tabel
21-8 hal 21-5 dalah sebagai berikut :
Kapasitas (untuk 100 lb/jam) = 14 ton /jam
Size of lumps = ¾ = 19 mm
Head shaft = 43 rpm
Bucket speed = 225 ft/menit
Diameter shaft :
Head = 1 15/16 in
Tail = 1 11/16 in
Diameter dari pully :
Head = 20 in
Tail = 14 in
Lebar belt = 7 in
Maka untuk kapasitas 3000 kg/jam = 3 ton/jam diperlukan :
Kecepatan bucket = 2258011,81
100
14
8xx
= 157,1757 ft/menit = 47,9071 m/menit
Daya total = 5,0100
9071,47 = 0,9791 hp
Efisiensi motor = 80 %
Daya motor = 8,0
9791,0= 1,2239 hp 1,5 hp
Spesifikasi peralatan :
Fungsi : Untuk mengangkut produk Kristal asam benzoate dari Vibrating
Conveyor menuju ke bin produk
Type : Centrifugal-Discharge Bucket on Belt Elevator
Kapasitas : 3 ton/jam
Kecepatan : 157,1757 ft/menit
Daya : 1,5 hp
Jumlah : 1 buah
74. BIN PRODUK (F-154)
Fungsi : Menampung produk sebelum dikemas
Type : Tangki silinder dengan bagian bawah berbentuk conis dengan sudut
puncak 60 dan bagian atas flat (datar)
Dasar perancangan :
Suhu : 30 C
Massa bahan masuk : 2362,9346 kg/jam = 5209,9346 lb/jam
Densitas produk : 81,8011 lb/ft3
Direncanakan bin digunakan untuk menampung bahan selama 1 jam
Bahan : Carbon steel SA 240 Grade M Type 316
f allowble : 18750 psi (Brownell and Young, hal : 254)
Faktor korosi (C) : 1/16 in
Type pengelasan : double welded butt joint(E = 0,8)
Perhitungan :
a). Menentukan diameter tangki
Bahan yang ditampung = 5209,3729 lb/jam x 1 jam = 5209,3729 lb
Volume bahan = m
= 3lb/ft 81,8011
lb 5209,3729 = 63,6834 ft
3
Volume bahan mengisi 80% dari volume bin, maka :
Volume bin = %80
benzoat asamvolume =
%80
ft 63,6834 3
= 79,6042 ft3
Ls = 1,5 di
Volume bin = Lsdi42/1tg.24
di. 23
79,6042 ft3 = )di5,1(di
430tg.24
di. 2
o
3
79,6042 ft3 = 0,2266di
3 + 1,1775di
3
79,6042 ft3 = 1,4041di
3
di = 3,8416 ft = 56,6941 in
b). Menentukan tekanan design (Pi) :
Volume bahan dalam shell = volume bahan – volume conis
= 63,6834 ft3-
o
2
3024.tg
π(di)
= 63,6834 ft3-
o
2
3024.tg
ft)π(3,8416
= 59,4009 ft3
Tinggi produk dalam shell (H) = 2dπ1/4
shelldalambahanvolume
= 2)8416,3.(.4/1
59,4009 = 5,1274 ft
Tekanan hidrostatik = 144
1) (5,1274 lb/ft81,8011
144
1)(Hρ 3
= 2,3446 psi
Tekanan design = 2,3446+ 14,7 = 17,0446 psia
= 17,0446 – 14,7 = 2,3446 psig
c). Menentukan tebal silinder
ts = C)pi.6,0E.f(2
di.pi
ts = 16
1
))2,3446).(6,0()8,0)(18750((2
)0993,46()2,3446(
ts = 0,0658 16
3 in
Standarisasi do :
do = di + 2.ts
do = 46,0993 + 2(3/16)
do = 46,4743 in
Dari tabel 5-7 Brownell and Young, hal : 90 didapat harga :
do = 48
di baru = 48- 2.ts
di baru = 48 – 2 (3/16)
di baru = 47,6250 in = 3,9688 ft
d). Cek hubungan Ls dengan di
Volume bin = Lsdi430tg.24
di. 2
o
3
79,6042 ft3= Ls) (3,9688
4
π
3024.tg
) π.(3,9688 2
o
3
79,6042 ft3 = 4,7219 + 12,3645 Ls
79,6042 ft3 = 12,3645 Ls
Ls = 6,0562 ft
= 72,6747 in
Ls/di = 9688,3
0562,6
= 1,5260 > 1,5 ( memenuhi )
e). Menentukan tebal tutup bawah berbentuk conis
thb = C30cos)pi.6,0E.f(2
di.pio
thb =16
1
30cos)) 3446,2)(6,0()8,0)(18750((2
) 6250,47)( 3446,2(o
thb = 0,0695 16
2 in
f).Menentukan tinggi bin :
Tinggi shell = Ls = 6,0562 ft = 72,6747 in
Tinggi tutup bawah berbentuk conis :
tg 1/2 = h
di.2/1
h = 1/2 tg
.2/1 di =
o30tg
) 01/2(47,625
h = 13,7482 in = 1,1457 ft
Tinggi bin = tinggi shell + tinggi tutup bawah
= 6,0562 + 1,1457
= 7,2019 ft = 86,4229 in
Spesifikasi peralatan :
Nama : Bin produk Kristal asam benzoat
Fungsi : Menampung produk sebelum dikemas
Type : Tangki silinder dengan bagian bawah berbentuk conis dengan
sudut puncak 60 dan bagian atas flat (datar)
Bahan Konstruksi : Carbon Steel 240 grade M type 316
Jumlah : 1 buah
Kapasitas : 85,0725 ft3
Dimensi : Diameter Dalam (di) = 3,9688 ft = 47,6250 in
Tebal Tutup Bawah (thb) = 3/16 in
Tebal Silinder (ts) = 3/16 in
Tinggi tutup bawah (h) = 13,7482 in = 1,1457 ft
Tinggi bin (H) = 7,2019 ft = 86,4229 in
75. MESIN PENGEMAS (P-155)
Fungsi : Untuk mengemas produk Kristal asam benzoat dari bin produk kedalam
fiber drum
Kapasitas bahan masuk : 2362,9346 kg/jam = 5209,3729 lb/jam
Kapasitas mesin : 5209,3729 lb/jam x 2 jam = 10418,7458 lb
Densitas bahan : 81,8011 lb/ft3
Volume mesin = 3lb/ft8011,81
lb 10418,7458= 127,3668 ft
3
Spesifikasi Peralatan :
Nama : Mesin pengemas
Fungsi : Untuk mengemas produk Kristal asam benzoat dari bin produk
kedalam fiber drum
Bahan konstruksi : Carbon steel
Kapasitas bahan masuk : 5209,3729 lb/jam
Kapasitas mesin : 10418,7458 lb
Jumlah : 1 buah
76. GUDANG (F-156)
Fungsi : Untuk menyimpan produk Kristal asam benzoat
Dasar perancangan :
Suhu gudang : 30 C
Tekanan : 1 atm
Waktu tinggal : 30 hari
Massa produk : 2362,9346 kg/jam = 5209,3729 lb/jam
= 125024,9491 lb/hari
Densitas produk : 81,8011 lb/ft3
Volume produk mengisi gudang diasumsikan : 80% dari volume gudang
Perhitungan :
Volume produk = produk
tinggalwaktuxprodukmassa
= 3lb/ft 81,8011
)har(30xlb/hari)91(125024,94 i
= 45852,0542 ft3 = 1298,5302 m
3
Produk mengisi 40% volume gudang
Volume gedung = 0,4 x 1298,5302 m3
= 519,4121 m3
Ditetapkan : Panjang = 2 x lebar gudang
Tinggi = 6 m
Maka : 519,4121 = p x l x t
519,4121 = 2l x l x 6
l2 = 43,2843
l = 6,5791 m 7 m
p = 2 x 7= 14 m
Spesifikasi alat :
Nama : Gudang produk
Fungsi : Untuk menyimpan produk Kristal asam benzoat
Bahan : Beton
Ukuran : Panjang = 14 m = 551,1811 in
Lebar = 7 m = 275,5907 in
Tinggi = 6 m = 236,2205 in
Jumlah : 1 buah
77. STORAGE HCl (F-157)
Fungsi : Untuk menampung hasil samping HCl dalam bentuk liquid selama 2
hari..
Type : Bejana berbentuk silinder tegak dengan tutup atas conis dan tutup bawah
datar.
Dasar perencanaan :
Tekanan : 1 atm = 14,7 psia
Temperatur : 30º C
Jumlah storage: 2 buah
Bahan konstruksi : Low alloy stell SA 240 grade M type 316
Pengelasan : Double welded but joint E = 0,8
Faktor korosi (C) : 2/16 in
Allowable stress (f ) : 18750 Psig
Waktu tinggal : 2 hari = 48 jam (Brownell & Young, hal 251-346)
ρ HCl = 14,6339 lb/ft3
ρ H2O = 62,1603 lb/ft3
ρ C6H5 = 11,421 lb/ft3
ρ Cl2 = 97,3876 lb/ft3
m HCl = 4468,6558 kg/jam
m H2O = 63001,3488 lb/ft3
m C6H5 = 17,7480 lb/ft3
m Cl2 = 9,4441 lb/ft3
Rate vol. camp. = HCl
+ OH2 + 56 HC
+ 2Cl
= 6338,14
6558,4468 +
1603,62
3488,63001+
421,11
7480,17 +
3876,97
4441,9
= 1320,5446 ft3/jam
ρcampuran = totalm
m1 1 + totalm
m2 2 + totalm
m3 3 +totalm
m33
= 1967,67497
6558,4468x 14,6339 +
1967,67497
3488,63001 x 62,1603
1967,67497
7480,17x 11,421 +
1967,67497
4441,9x 97,3876
= 59,0054 lb/ft3
Perhitungan :
a). Menghitung volume tangki
Vliquid = rate volumetrik x waktu tinggal
= 1320,5446 ft3/jam x 48
= 63386,1388 ft3
Bahan baku masing – masing tangki = 8
1388,63386
= 7923,2674 ft3
Dari Vilbrant table 2.2 untuk storage ditetapkan faktor keamanan 20 %VT
VT = VL + VRK
VT = VL + 0,2 VT
0,8 VT = 7923,2676 ft3
VT = 9904,0845 ft3
VT = 17114258,0160 in3
b). Menentukan dimensi tangki
Volume storage = V silinder + Volume tutup atas standart dish
Volume storage = 32 0847,04
1diLsxdix
9904,0842 ft3 = 32 0847,0
4
1diLsxdix
9904,0842 ft3
= 1,5708 di3 + 0,0847 di
3
di3 = 5982,5335 ft
3
di = 18,1869 ft = 218,2428 in
c). Menentukan tinggi liquid dalam tangki (Lls)
V liquid = V liquid dalam silinder + V tutup bawah
7923,2676 ft3
= 4
di2Ls + 0
7923,2676 ft3
= 4
(18,1536)2 x Ls + 0
Ls = 30,5153 ft = 366,1833 in
d). Menentukan tekanan design
P design = P operasi + P hidrostatik
P hidrostatik = ρ (H-1) / 144
= 59,0054 lb/ft3 (30,5153 ft – 1)/144
= 12,0942 psia
P design = 14,7 psia+ 12,0942 psia
= 26,7902 psia = 12,0942 psia
e). Menentukan tebal tangki (ts)
ts = CPifE
Pidi
6,02
= 16
1
0942,126,08,0185002
2428,2180942,12
xx
x
= 0,1505 16
3 in
Standarisasi do :
do = di + 2ts
= 218,2428 ft + 2(0,1875)
= 218,6178 in
Dari tabel 5-7 brownell dan young hal : 90, didapatkan :
do = 228 in = 19 ft
di baru = do – 2ts
= 228 – 2(0,1875)
= 227,625 in = 18,9687 ft
f). Cek hubungan antara Ls dengan di
VT = V silinder + Vtutup atas
VT = 32 0847,04
1diLsxdix
17114257,4834 in3= 32 )6250,227(0847,0)6250,227(
4
1Lsxx
17114257,4834 in3= 40673,3154 in
2 Ls + 890851,5112 in
3
Ls = 398,8710 in = 33,2379 ft
Ls/di = 6250,227
8710,398
= 1,7523 >1,5 (memenuhi)
Ls = 1,5 x di baru
= 1,5 x 227,6250
= 341,4375 in
g). Menentukan tinggi tutup atas
ha = 0,169 . d
= 0,169 x 227,6250
= 38,4686 in = 3,2056 ft
h). Menentukan tebal tutup atas (tha)
tha = CPifE
rxPix
)1,0(
855,0
= 16
1
)0942,121,08,018750(
)6250.2271401,12855,0(
xx
xx
= 0,2460 16
4 in
i). Menentukan tinggi storage
Tinggi storage = Tinggi silinder + tinggi tutup atas
= 341,4375 in + 38,4686 in
= 379,9061 in = 33,2379 ft
Spesifikasi alat :
Nama alat : Storage HCl
Fungsi : Menyimpan hasil samping HCl dalam bentuk liquid selama 2 hari.
Type : Bejana berbentuk silinder tegak dengan tutup atas berbentuk
standart dish dan tutup bawah datar .
Bahan : Low alloy stell SA 240 grade M type 316
Dimensi : ha = 38,4686 in = 3,2056ft
ts = 3/16 in = 0,0208 ft
tha = 4/16 in = 0,0208 ft
Ls = 341,4375 in = 28,4531 ft
do = 228 in = 19 ft
di = 227,6250 in = 18,9583 ft
Tinggi storage = 379,9061 in = 31,6285 ft
Jumlah : 8 buah
APPENDIKS D
UTILITAS
Unit utilitas merupakan sarana yang sangat penting bagi kelangsungan
proses produksi. Unit utilitas yang diperlukan pada pra rencana pabrik Asam
benzoat ini meliputi :
- Penyediaan steam
- Unit penyediaan air
- Unit penyediaan listrik
- Unit penyediaan bahan bakar
1. Penyediaan Steam
Pada pra rencana pabrik Asam benzoat ini, kebutuhan air pengisi boiler
atau air umpan boiler berdasarkan pada kebutuhan steam. Adapun kebutuhan
steam tersebut digunakan sebagai media pada peralatan sebagai berikut :
Tabel D.1 Tabel kebutuhan steam
Nama Alat Kebutuhan (kg/jam)
Heater (E-117) 93,0506
Heater (E-115) 74,2640
Reaktor I (R-110) 258,7542
Heater (E-123) 45,3964
Reboiler I (E-128) 6,3453
Heater (E-133) 58,6079
Reaktor II (R-130) 492,3930
Heater (E-136) 3932,2791
Reboiler II (E-141) 2,3112
Total 4963,4019
Diperkirakan faktor kehilangan (10%) = 496,3402 kg/jam
Diperkirankan faktor keamanannya (15%) = 744,5103 kg/jam
Jadi jumlah steam yang harus dihasilkan oleh boiler adalah :
= 4963,4019 + 496,3402 + 744,5103
= 6204,2523 kg/jam = 13678,0188 lb/jam
Direncanakan steam yang digunakan adalah saturated steam dengan kondisi :
Suhu : 150 oC = 302
oF
Tekanan (P) : 4,6978 atm = 69,0379 psia = 476 Kpa
Karena kebutuhan steam tertinggi adalah 170 oC, maka digunakan saturated steam
dengan kondisi :
Suhu : 250 oC = 482
oF
Tekanan (P) : 577,16 psi = 3979,3792 Kpa = 39,2734 atm = 39,7938 bar
Air umpan boiler masuk pada suhu 30oC = 86
oF
Dasar perhitungan
Karena suhu steam dibawah 400 OC dan tekanan dibawah 45 bar (44,4116
atm), maka dipilih boiler dengan jenis Water Tube dengan efisiensi 85%.
(Ulrich, hal 109)
Hp = 5,34fg
fgs
H
HHm (Savern, pers 172, hal 140)
Dimana :
ms = massa steam yang dihasilkan
= jamlbjamlb
/7868,1609185,0
/0188,13678
Hg = entalphi steam pada suhu 482 oF
Hf = entalphi air masuk pada 86 oF
Hfg = entalphi uap air pada 86 oF
34,5 = angka penyesuaian pada penguapan 34,5 Hp/ lb air/ jam pada 86oF
menjadi uap kering.
Dari Kern, table 7 hal 816 – 819 didapatkan :
Hg pada 482`oF = 1203,52 Btu/lb
Hf pada 86oF = 466,72 Btu/lb
Hfg pada 86oF = 736,88 Btu/lb
Sehingga : Hp = 34,588,736
72,46652,12037868,16091
= 466,3780 Hp ≈ 466, 5 Hp
Untuk kapasitas boiler (Q) :
Q = 1000
HHm fgs (Savern, pers 171, hal 140)
Q = 1000
72,46652,12037868,16091
= 11856,4285 lb/jam = 3,2935 lb/detik
Faktor evaporasi = 3,2556
HH fg (Savern, pers 171, hal 140)
= 3,2556
72,46652,1203 = 0,2882
Jumlah air yang dibutuhkan = faktor evaporasi x rate steam
= 0,2882 x 16091,7868
= 4638,1209 lb/jam
Kebutuhan bahan bakar untuk boiler dipilih jenis fuel oil 33O API dengan
heating value sebesar 130.000 btu/gal (Perry’s, 7th
edition hal 27-10) atau
sekitar 16313,2137 btu/lb.
Diperkirakan effisiensi boiler 85 %, maka kebutuhan bahan bakar boiler :
Kebutuhan bahan bakar = v
fgs
Heffisiensi
HHm
=Btu/lb16313,21370,85
Btu/lb72,46652,1203lb/jam7868,16091
= 855,0577 lb/jam = 387,8481 kg/jam
Jumlah perpindahan panas boiler dan jumlah tube dapat dihitung sebagai berikut :
Heating Surface dari boiler = 10 ft2/ Hp boiler
Total Heating Surface = 10 x 466,5 Hp = 4665 ft2
Direncanakan panjang tube standard = 16 ft
Ukuran pipa yang digunakan (NPS) = 4 in
Luas permukaan linear feed = 1,178 ft3/ft (Kern table 10, hal
844)
Jumlah tube yang dibutuhkan :
Nt = A / (at x L) = 4665 / (1,178 x 16) = 247,5064 tube ≈ 248 tube
Spesifikasi boiler :
Type : Water tube boiler
Kapasitas boiler : 11856,4285 lb/jam
Bahan bakar : fuel oil 33oAPI
Effisiensi : 85%
Heating surface : 4665 ft2
Jumlah tube : 248 tube
Ukuran tube : 4 in
Panjang tube : 16 ft
Jumlah boiler : 1
2. Unit Penyediaan Air
Untuk memenuhi kebutuhan air pada pabrik, maka direncanakan diambil
dari air sungai. Pengambilan air sungai ditampung dalam bak penampung air
sungai untuk mengalami pengolahan selanjutnya dan dipergunakan sebagai air
sanitasi. Sedangkan untuk air proses, air pendingin dan air umpan boiler akan
diolah lebih lanjut sesuai dengan kebutuhan masing – masing.
2.1. Air sanitasi
Air sanitasi digunakan untuk memenuhi kebutuhan karyawan,
laboratorium, perkantoran, taman dan kebutuhan yang lain.
Air sanitasi yang digunakan harus memenuhi syarat kualitas air sebagai berikut :
a. Syarat fisik
- Suhu : berada dibawah suhu kamar
- Warna : tidak berwarna / jernih
- Rasa : tidak berasa
- Bau : tidak berbau
- pH : netral
b. Syarat kimia
- Tidak mengandung logam berat seperti Pb, As, Cr, Cd, Hg
- Tidak mengandung zat – zat kimia beracun.
c. Syarat mikrobiologis
- Tidak mengandung kuman maupun bakteri, terutama bakteri pathogen
yang dapat merubah sifat – sifat fisik air.
Kebutuhan air sanitasi pada pra rencana pabrik Asam Benzoat adalah :
1. Untuk kebutuhan karyawan
Menghitung jumlah karyawan :
Kapasitas produksi = thhari
thton
/300
/000.20= 66,6667 ton/hari
Dari gambar 6-35 hal 235 (Vilbrantd and Dryen,1959) didapatkan jumlah
karyawan 45 orang.jam/hari.tahap proes.
Karena jumlah proses keseluruhan dibagi menjadi 5 tahap, maka :
Jumlah karyawan proses = 5 tahapan proses x 45 orang.jam/hari.tahap proses
= 225 orang.jam/.hari
Karena setiap karyawan shiff bekerja selama 8 jam/ hari, maka :
Jumlah karyawan tiap shiff = ./29125,28/8
/.225shiftorang
harijam
harijamorang
Karena satu hari terdapat 4 shift kerja, maka:
Karyawan Proses = 29 orang /shift x 4 shift = 116 orang
Asumsi karyawan non proses = 81 orang
Total jumlah karyawan = 116 orang + 81 orang = 197 orang
Jadi jumlah karyawan total yang diperlukan pada pabrik Asam Benzoat ini
adalah 197 orang
Menurut standart WHO kebutuhan air untuk tiap orang = 120 L/hari/orang
Pemakaian air sanitasi untuk 197 karyawan adalah :
= 120 L/orang. Hari x 197 = 23640 L/hari = 985 L/jam
Densitas air = 995,372 kg/m3 = 0,995372 kg/L
Kebutuhannya = 985 L/jam x 0,995372 kg/L = 980,4414 kg/jam
2. Untuk laboratorium, taman dan keperluan lain
Direncanakan kebutuhan air untuk laboratorium, taman dan pemadaman
kebakaran adalah sebesar 50 % dari kebutuhan karyawan.
Sehingga kebutuhan air untuk laboratorium, kebakaran dan taman :
= 50 % x 980,4414 kg/jam = 490,2207 kg/jam
Jadi kebutuhan air untuk karyawan, laboratorium, taman dan pemadaman
kebakaran adalah :
= (980,4414 + 490,2207 ) kg/jam = 1470,6621 kg/jam
Kebutuhan air sanitasi adalah = (100 % + 40 %) x 1470,6621 kg/jam
= 2058,9270 kg/jam
2.2. Air Umpan Boiler
Air umpan boiler adalah air yang dibutuhkan untuk bahan baku steam
yang berfungsi sebagai pemanas. Air umpan boiler disediakan 20% dari
kebutuhan steam. Sehingga kebutuhan air untuk umpan boiler adalah :
Kebutuhan air umpan boiler = 1,2 x 6204,2523 kg/jam = 7445,1028 kg/jam
2.3. Air Pendingin
Air berfungsi sebagai pendingin pada alat perpindahan panas. Hal ini
disebabkan karena :
- Air merupakan materi yang banyak didapat
- Mudah dikendalikan dan dikerjakan
- Dapat menyerap panas
- Tidak mudah menyusut karena pendinginan
- Tidak mudah terkondensasi
Tabel D.2 Tabel kebutuhan air pendingin
Nama alat Kg/jam
Kondensor I (E-125) 33,6329
Cooler (E-131) 1662,9679
Kondensor II (E-142) 97,4913
Kristalizer (X-150) 9795,9493
Total 11590,0414
2.4. Air Proses
Air proses yang dibutuhkan digunakan pada alat-alat sebagai berikut :
Tabel D.3. Kebutuhan Air Proses pada Peralatan
Nama alat Kg/jam
Scruber I (D-124) 59698,4113
Scruber II (D-137) 3302,6032
Reaktor II (R-130) 739,7349
Total 63740,7493
Jadi jumlah kebutuhan air yang harus disupply dalam Pra Rencana Pabrik
Asam Benzoat ini adalah :
Tabel D.4. Kebutuhan Total Air
N
o
.
Keterangan Jumlah (kg/jam)
1
. Air sanitasi 2058,9270
2
. Air umpan boiler
7445,1028
3
. Air Pendingin
11590,0414
4
. Air Proses
63740,7493
J u m l a h 84834,8205
Untuk memenuhi kebutuhan air, maka pada pra rencana pabrik Asam
benzoat ini menggunakan air sungai. Sebelum digunakan, air sungai tersebut
masih perlu diproses (water treatment) untuk memenuhi air sanitasi, air pemanas,
air pendingin dan juga air proses.
Peralatan yang digunakan dalam pengolahan air sebagai berikut :
1. Pompa Air Sungai (L-211)
Fungsi : Untuk memompa air dari sungai ke bak sedimentasi
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
A. Dasar perancangan
Rate Air = 84834,8205 kg/jam
= 187028,5420 lb/jam = 51,9524 lb/detik
air = 62,1582 lb/ft3
air = 0,8 cp = 5,3758 . 10 -4
lb/ft.detik
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) = 3/1582,62
/5420,187028
ftlb
jamlb
= 3008,9122 ft3/jam = 50,1482 ft
3/menit
= 0,8358 ft3/detik = 375,1371 gpm
Dari Timmerhaus ed. 4 hal 496 didapat:
Diopt = 3,9 (Qf) 0,45
(ρ)0,13
= 3,9 (0,8358) 0,45
(62,1582)0,13
= 6,1541
8 in IPS Sch 40” (Geankoplis App. A.5 hal 892)
OD = 8,625 in = 0,7188 ft
A = 0,3474 ft2
ID = 7,981 in = 0,6651 ft
Kecepatan aliran fluida dalam pipa (v2)
v2 = sftft
sft
A
Q/4059,2
3474,0
/8358,02
3
Menentukan NRe
NRe = 0562,18501710.3758,5
4059,26651,001582,624
xxDv
Karena 185017,0562 > 2100 maka benar bahwa aliran turbulen
Dipilih pipa Cast iron (fig 2.10-3 Geankoplis, hal 88)
ε = 2,6 . 10-4
m
001,06651,0
/2808,3.10.6,2 4
ft
mftm
D
Diperoleh f = 0,0053
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Dari tabel 2.10-1 Geankoplis hal 93 didapat :
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
Le = (1x 9 x 0,6651)+(4 x 35 x 0,6651)
= 99,0974 ft
Δl = 200 + 99,0974 ft
= 299,0974 ft
Menghitung friksi pipa
Ff = 4.f.gc
v
D
L
2.
2
= 4 . 0,0053 . 174,32.2
4059,2.
0,6651
299,0974 2
= 0,8576
Menghitung friksi pompa
Kc =0,55 1
21A
A
Δ1 = luas sungai ≈ 0
Δ2 = luas penampang pipa = 0,3474 ft2
Kc = 0,55 (1-0) = 0,55
hc = Kc. lbmlbfftsft
gc
v/.0019,0
174,32.2
)/4059,2(55,0
.2
22
2
Menghitung friksi
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
ΣKf = 0,17 + (4 . 0,75) + 6 = 9,17
hf = lbmlbfftsft
gc
vKf /.8249,0
174,32.2
)/4059,2(17,9
2.
22
Menghitung friksi ekspansi
Kex = (1 - 2
)2
= (1-0)2 = 1
hex =kex . lbmlbfftsft
gc
v..09,0
174,32.2
)/4059,2(1
2
22
sehingga:
ΣF = (0,8576 + 0,0019 + 0,8249 + 0,09)ft.lbf.lbm
= 1,17743 ft.lbf.lbm
Direncanakan
ΔZ1 = tinggi titik 1 dari datum = 0
ΔZ2 = tinggi titik 2 dari datum = 30
Jadi ΔZ = ΔZ1 – ΔZ2 = 30 ft – 0 ft = 30 ft
P1 = tekanan operasi sungai = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
P2 = tekanan operasi bak sedimentssi = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
v1 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 0 ft/s
v2 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 2,4059 ft/s
0)()(2
1 12
12
2
1
2
2 sWFPP
zzgc
gvv
gc
Wsx
7743,1)1582,62
8.21168,2116()
174,32
30(174,32)04059,2(
174,322
1 22 =0
-Ws = 31,8643 ft lbf.lbm
Tenaga penggerak Pompa
WHP = 0099,3550
1582,62/4974,1)8643,31( 3 xsftxHp
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-37 hal 520 diperoleh efisiensi
pompa = P = 63 %
BHP = HpHpP
WHP57776,4
63,0
0099,3
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi
pompa = P = 87 %
Daya Pompa Aktual = HPBHP
64914,587,0
5
Spesifikasi Pompa Air sungai :
Fungsi : Untuk memompa air sungai ke bak sedimentasi
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
Bahan pipa : Cast Iron
Dimensi Pompa:
Kapasitas : 0,8358 ft3/s
Ukuran Pipa : 8 in IPS Sch 40”
Panjang pipa : 299,0974 ft
daya pompa : 6 HP
n : 1 buah
2. Bak Sedimentasi (F-212)
Fungsi : Untuk mengendapkan partikel diskrit (partikel yang bisa
mengendap dengan sendirinya) yang ada pada air sungai
sebelum dialirkan ke dalam bak skimmer.
Bahan konstruksi : Beton bertulang.
A. Dasar Perancangan :
Rate air : 84834,8205 kg/jam = 187028,5420 lb/jam
ρ air : 62,1852 lb/ft3 = 995,68 kg/m
3
B. Perhitungan :
Menetukan volume liquida
Rate volumetrik (Q) = airρ
AirKapasitas
= 3kg/m 995,68
kg/jam84834,8205
= 85,2029 m3/jam = 0,0237 m
3/s
Waktu pengendapan 3,5 jam
Volume air = 85,2029 m3/jam x 3,5 jam
= 298,2102 m3
Menentukan volume bak
Asumsi : volume air 80% dari volume bak.
Volume bak = 8,0
m2102,298 3
= 372,7628 m3
Menentukan dimensi bak
I
II
t
t' = 0,25 t
P
L
T
Volume I = Volume persegi panjang
= P x L x t
Volume II = Volume segi tiga
= ½ x P x L x t’
dimana t’ = 0,25 t (asumsi)
Dengan asumsi perbandingan rasio:
P : L : t = 5 : 3 : 2
Maka :
Volume bak = Volume I + Volume II
372,7628 = (P x L x t) + (1/2 x P x L x t’)
= ((5X) x (3X) x (2X)) + (1/2 x (5X) x (3X) x (0,25 x
(2X)))
= 33,75 X3
372,7638 m3 = 33,75 X
3
X3 = 11,0448 m
x = 2,2270 m
Jadi ukuran bak sedimentasi :
Panjang (P) = 5 x 2,2270 m
= 11,1350 m
Lebar (L) = 3 x 2,2270 m
= 6,6810 m
Tinggi (t) = 2 x 2,2270 m
= 4,4540 m
Tinggi (t’) = 0,25 x 4,4540 m
= 1,1135 m
Tinggi (T) = 4,4540 m + 1,1135 m
= 5,5675 m
Spesifikasi Bak Sedimentasi :
Fungsi : Untuk mengendapkan lumpur yang terikut
Bahan konstruksi : Beton bertulang
Bentuk : Persegi panjang
Panjang : 11,1350 m
Lebar : 6,6810 m
Tinggi : 5,5675 m
Jumlah : 1 buah
3. Pompa Sedimentasi (L-213)
Fungsi : Untuk memompa air dari bak sedimentasi ke bak skimer
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
A. Dasar perancangan
Rate Air = 84834,8205 kg/jam
= 187028,5420 lb/jam = 51,9524 lb/detik
air = 62,1582 lb/ft3
air = 0,8 cp = 5,3758 .10 -4
lb/ft.detik
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) = 3/1582,62
/5420,187028
ftlb
jamlb
= 3008,9122 ft3/jam = 50,1482 ft
3/menit
= 0,8358 ft3/detik = 375,1371 gpm
Dari Timmerhaus ed. 4 hal 496 didapat:
Diopt = 3,9 (Qf) 0,45
(ρ)0,13
= 3,9 (0,8358) 0,45
(62,1582)0,13
= 6,1541
8 in IPS Sch 40” (Geankoplis App.A.5 tabel A.5-1 hal 892)
OD = 8,625 in = 0,7188 ft
A = 0,3474 ft2
ID = 7,981 in = 0,6651 ft
Kecepatan aliran fluida dalam pipa (v2)
v2 = sftft
sft
A
Q/4059,2
3474,0
/8358,02
3
Menentukan NRe
NRe = 0562,18501710.3758,5
4059,26651,001582,624
xxDv
Karena 185017,0562 > 2100 maka benar bahwa aliran turbulen
Dipilih pipa Cast iron (fig 2.10-3 Geankoplis, hal 88)
ε = 2,6 . 10-4
m
001,06651,0
/2808,3.10.6,2 4
ft
mftm
D
Diperoleh f = 0,0053
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Dari tabel 2.10-1 Geankoplis hal 93 didapat :
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
Le = (1x 9 x 0,6651)+(4 x 35 x 0,6651)
= 99,0974 ft
Δl = 200 + 99,0974 ft
= 299,0974 ft
Menghitung friksi pipa
Ff = 4.f.gc
v
D
L
2.
2
= 4 . 0,0053 . 174,32.2
4059,2.
0,6651
299,0974 2
= 0,8576
Menghitung friksi pompa
Kc =0,55 1
21A
A
Δ1 = luas sungai ≈ 0
Δ2 = luas penampang pipa = 0,3474 ft2
Kc = 0,55 (1-0) = 0,55
hc = Kc. lbmlbfftsft
gc
v/.0019,0
174,32.2
)/4059,2(55,0
.2
22
2
Menghitung friksi
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
ΣKf = 0,17 + (4 . 0,75) + 6 = 9,17
hf = lbmlbfftsft
gc
vKf /.8249,0
174,32.2
)/4059,2(17,9
2.
22
Menghitung friksi ekspansi
Kex = (1 - 2
)2 = (1-0)
2
= 1
hex =kex . lbmlbfftsft
gc
v..09,0
174,32.2
)/4059,2(1
2
22
sehingga:
ΣF = (0,8576 + 0,0019 + 0,8249 + 0,09)ft.lbf.lbm
= 1,17743 ft.lbf.lbm
Direncanakan
ΔZ1 = tinggi titik 1 dari datum = 0
ΔZ2 = tinggi titik 2 dari datum = 30
Jadi ΔZ = ΔZ1 – ΔZ2 = 30 ft – 0 ft = 30 ft
P1 = tekanan operasi sungai = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
P2 = tekanan operasi bak sedimentssi = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
v1 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 0 ft/s
v2 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 2,4059 ft/s
0)()(2
1 12
12
2
1
2
2 sWFPP
zzgc
gvv
gc
Wsx
7743,1)1582,62
8.21168,2116()
174,32
30(174,32)04059,2(
174,322
1 22 =0
-Ws = 31,8643 ft lbf.lbm
Tenaga penggerak Pompa
WHP = 0099,3550
1582,62/4974,1)8643,31( 3 xsftxHp
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-37 hal 520 diperoleh efisiensi
pompa = P = 63 %
BHP = HpHpP
WHP57776,4
63,0
0099,3
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi
pompa = P = 87 %
Daya Pompa Aktual = HPBHP
64914,587,0
5
Spesifikasi Pompa Bak Sedimentasi :
Fungsi : Untuk memompa air dari bak sedimentasi ke bak skimer
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
Bahan pipa : Cast Iron
Dimensi Pompa:
Kapasitas : 0,8358 ft3/s
Ukuran Pipa : 8 in IPS Sch 40”
Panjang pipa : 299,0974 ft
daya pompa : 6 HP
n : 1 buah
4. Bak Skimer (F-214)
Fungsi : Untuk memisahkan kotoran yang terapung
Bahan konstruksi : Beton bertulang.
A. Dasar Perancangan :
Rate air : 84834,8205 kg/jam = 187028,5420 lb/jam
ρ air : 62,1852 lb/ft3 = 995,68 kg/m
3
B. Perhitungan :
Menetukan volume liquida
Rate volumetrik (Q) = airρ
AirKapasitas
= 3kg/m 995,68
kg/jam84834,8205
= 85,2029 m3/jam
= 0,0237 m3/s
Waktu pengendapan 3,5 jam
Volume air = 85,2029 m3/jam x 3,5 jam
= 298,2101 m3
Menentukan volume bak
Asumsi : volume air 80% dari volume bak.
Volume bak = 8,0
m2101,298 3
= 372,7627 m3
Menentukan dimensi bak
Volume = Volume persegi panjang
= P x L x t
Dengan asumsi perbandingan rasio:
P : L : t = 5 : 3 : 2
Maka :
Volume bak = Volume
372,7627 = (P x L x t)
= ((5X) x (3X) x (2X))
= 30 X3
372,7627 m3 = 30 X
3
X3 = 12,4254 m
x = 2,3162 m
Jadi ukuran bak sedimentasi:
Panjang (P) = 5 x 2,3162 m
= 11,5808 m
Lebar (L) = 3 x 2,3126 m
= 6,9485 m
Tinggi (t) = 2 x 2,3216 m
= 4,6323 m
Spesifikasi Bak Skimer :
Fungsi : Untuk memisahkan kotoran yang terapung
Bahan konstruksi : Beton bertulang
Bentuk : Persegi panjang
Panjang : 11,5808 m
Lebar : 6,9485 m
Tinggi : 4,6323 m
Jumlah : 1 buah
5. Pompa Skimer (L-215)
Fungsi : Untuk memompa air dari bak skimer ke tangki clarifier
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
A. Dasar perancangan
Rate Air = 84834,8205 kg/jam
= 187028,5420 lb/jam = 51,9524 lb/detik
air = 62,1582 lb/ft3
air = 0,8 cp = 5,3758 . 10 -4
lb/ft.detik
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) = 3/1582,62
/5420,187028
ftlb
jamlb
= 3008,9122 ft3/jam = 50,1482 ft
3/menit
= 0,8358 ft3/detik = 375,1371 gpm
Dari Timmerhaus ed. 4 hal 496 didapat:
Diopt = 3,9 (Qf) 0,45
(ρ)0,13
= 3,9 (0,8358) 0,45
(62,1582)0,13
= 6,1541
8 in IPS Sch 40” (Geankoplis App. A.5 tabel A.5-1 hal 892)
OD = 8,625 in = 0,7188 ft
A = 0,3474 ft2
ID = 7,981 in = 0,6651 ft
Kecepatan aliran fluida dalam pipa (v2)
v2 = sftft
sft
A
Q/4059,2
3474,0
/8358,02
3
Menentukan NRe
NRe = 0562,18501710.3758,5
4059,26651,001582,624
xxDv
Karena 185017,0562 > 2100 maka benar bahwa aliran turbulen
Dipilih pipa Cast iron (fig 2.10-3 Geankoplis, hal 88)
ε = 2,6 . 10-4
m
001,06651,0
/2808,3.10.6,2 4
ft
mftm
D
Diperoleh f = 0,0053
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Dari tabel 2.10-1 Geankoplis hal 93 didapat :
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
Le = (1x 9 x 0,6651)+(4 x 35 x 0,6651)
= 99,0974 ft
Δl = 200 + 99,0974 ft
= 299,0974 ft
Menghitung friksi pipa
Ff = 4.f.gc
v
D
L
2.
2
= 4 . 0,0053 . 174,32.2
4059,2.
0,6651
299,0974 2
= 0,8576
Menghitung friksi pompa
Kc =0,55 1
21A
A
Δ1 = luas sungai ≈ 0
Δ2 = luas penampang pipa = 0,3474 ft2
Kc = 0,55 (1-0) = 0,55
hc = Kc. lbmlbfftsft
gc
v/.0019,0
174,32.2
)/4059,2(55,0
.2
22
2
Menghitung friksi
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
ΣKf = 0,17 + (4 . 0,75) + 6 = 9,17
hf = lbmlbfftsft
gc
vKf /.8249,0
174,32.2
)/4059,2(17,9
2.
22
Menghitung friksi ekspansi
Kex = (1 - 2
)2 = (1-0)
2
= 1
hex =kex . lbmlbfftsft
gc
v..09,0
174,32.2
)/4059,2(1
2
22
sehingga:
ΣF = (0,8576 + 0,0019 + 0,8249 + 0,09)ft.lbf.lbm
= 1,17743 ft.lbf.lbm
Direncanakan
ΔZ1 = tinggi titik 1 dari datum = 0
ΔZ2 = tinggi titik 2 dari datum = 30
Jadi ΔZ = ΔZ1 – ΔZ2 = 30 ft – 0 ft = 30 ft
P1 = tekanan operasi sungai = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
P2 = tekanan operasi bak sedimentssi = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
v1 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 0 ft/s
v2 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 2,4059 ft/s
0)()(2
1 12
12
2
1
2
2 sWFPP
zzgc
gvv
gc
Wsx
7743,1)1582,62
8.21168,2116()
174,32
30(174,32)04059,2(
174,322
1 22 =0
-Ws = 31,8643 ft lbf.lbm
Tenaga penggerak Pompa
WHP = 0099,3550
1582,62/4974,1)8643,31( 3 xsftxHp
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-37 hal 520 diperoleh efisiensi
pompa = P = 63 %
BHP = HpHpP
WHP57776,4
63,0
0099,3
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi
pompa = P = 87 %
Daya Pompa Aktual = HPBHP
64914,587,0
5
Spesifikasi Pompa Bak Skimer :
Fungsi : Untuk memompa air dari bak skimer ke tangki clarifier
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
Bahan pipa : Cast Iron
Dimensi Pompa:
Kapasitas : 0,8358 ft3/s
Ukuran Pipa : 8 in IPS Sch 40”
Panjang pipa : 299,0974 ft
daya pompa : 6 HP
n : 1 buah
6. Tangki Clarifier (H-210)
Fungsi : Sebagai tempat terjadinya koagulasi dan flokulasi yaitu dengan jalan
penambahan alum atau Al2(SO4)3.18 H2O
Bahan : HAS SA 240 Grade B
A. Dasar perancangan
Rate air : 84834,8205 kg/jam = 187028,5420 lb/jam
ρ air : 62,1582 lb/ft3 = 995,68 kg/m
3
B. Perhitungan
Menetukan volume liquida
Rate volumetrik (Q) = airρ
AirKapasitas =
3kg/m 995,68
kg/jam84834,8205
= 85,2029 m3/jam
Waktu pengendapan (2 – 6 jam) dipilih waktu 6 jam
(Tex Book Of Water Supply and Sanitary Enginering, hal 128)
Volume air = 85,2029 m3/jam x 6 jam
= 511,2174 m3
Menentukan volume bak
Asumsi : volume air 80% dari volume bak.
Volume bak = 8,0
m2174,511 3
= 639,0217 m3
Untuk water treatment penambahan alum sebagai koagulan bisa
ditambahkan dalam range 20 – 70 ppm.
(Tex Book Of Water Supply and Sanitary Enginering, hal 128)
Kebutuhan alum = 30% dari volume air dengan konsentrasi 70 ppm
atau 70 mg tiap 1 L air (0,07 kg/m3).
Jadi kebutuhan alum = (30 % x 639,0217 m3) x 0,07 kg/m
3
= 10,7356 kg/jam
Kebutuhan alum tiap hari = hari1
jam24 x 10,7356 Kg/jam
= 257,6536 Kg/hari
Menentukan Dimensi Tangki (di)
Volume Total = Volume Tutup Bawah + Volume Silinder
30217,639 m = Ls4
diπ
α1/2tg24
diπ 23
dimana: Ls = 1,5 di
= 0,0755 di3 + 1,1775 di
3
di = 7,9895 m
maka Ls = 1,5 x 7,9895 = 11,9843 m
Tinggi tutup bawah berbentuk conis (hb):
tg ½ α = h
xdi5,0
tg ½ . 120º = h
x 9895,75,0
h = 3,4595 m
Tinggi total (H) = Ls + hb
= 11,9843 m + 3,4595 m
= 15,4438 m
Tinggi liquid dalam silinder (Lls)
VL = α1/2tg
di
4
3
x + (0,25 . π . di2 . Lls )
511,2174 m3 = 88,6308 Lls
Lls = 5,7679 m
Menentukan Pengaduk
Jenis pengaduk : Flat Six Blade Turbin with 4 baffle
Data-data dari tabel 3.4-1 Geankoplis hal 144 :
Da/Dt = 0,3 – 0,5
C/Dt = 0,33
H/Dt = 1
W/Da = 0,2
L/Da = 0,25
J/Da = 0,0833
Dimana :
Dt = diameter luar tangki
Da = diameter pengaduk
C = tinggi pengaduk dari tangki dasar
H = tinggi larutan dalam tangki
W = lebar daun pengaduk.
L = panjang daun pengaduk
J = lebar baffle
Menentukan diameter pengaduk.
Da/Dt = 0,5
Da = 0,5 Dt
= 0,5 x 7,9899 m = 3,9948 m
Menentukan tinggi pengaduk dari dasar tangki.
C/Dt = 0,33
C = 0,33 Dt
= 0,33 x 7,9899 m = 2,6365 m
Menentukan lebar daun pengaduk.
W/Da = 0,2
W = 0,2 Da
= 0,2 x 3,9948 = 0,7990 m
Menentukan panjang daun pengaduk
L/Da = 0,25
L = 0,25 Da
= 0,25 x 3,9948 m = 0,9987 m
Menentukan lebar baffle
J/Da = 0,0833
J = 0,0833 Da
= 0,0833 x 3,9948 m = 0,3328 m
Menentukan Daya Pengaduk
Besarnya kecepatan putaran pengaduk pada tangki clarifier sebesar
8 rpm. (Stanley M. Walas, hal 320)
Kecepatan putar (N) = 8 rpm
air = 0,8 cp = 8.10-3
kg/m.s
ρ air = 995,68 kg/m3
NRe = μ
.N.ρD2
a (Perry, 6
ed, hal. 19-8 )
NRe = μ
.N.ρD2
a
= 3
2
10.8
995,68 x )60/8(x)9948,3(
= 264820,4858 (aliran turbulen >> 4000)
Dari Geankoplis fig. 3.4-4 hal. 145, diperoleh Np = 5
Maka, P = Np . ρ . N3 . Da
5
= 5 x 995,68 x (8/60) 3 x 3,9948
5
= 12005,0399 W = 12,0050 Kw = 16,0990 Hp ≈ 16,5 Hp
Spesifikasi Tangki Clarifier :
Fungsi : Sebagai tempat terjadinya flokulasi yaitu
dengan jalan penambahan alum.
Bahan Konstruksi : HAS SA 240 Grade B.
Diameter tangki : 7,9895 m
Tinggi silinder : 11,9843 m
Tinggi tutup bawah : 3,4595 m
Tinggi tangki : 15,4438 m
Diameter pengaduk : 3,9948 m
Tinggi pengaduk : 2,6365 m
Lebar daun pengaduk : 0,7990 m
Panjang daun pengaduk : 0,9627 m
Lebar baffle : 0,3328 m
Daya pengaduk : 16,5 Hp
Jumlah : 1 buah
7. Bak Air Clarifier (F-216)
Fungsi : Untuk menampung air dari tangki clarifier sebelum masuk
sand filter
Bahan konstruksi : Beton bertulang
A. Dasar Perancangan :
Rate air : 151988,3283 kg/jam = 335076,5083 lb/jam
ρ air : 62,1852 lb/ft3 = 995,68 kg/m
3
B. Perhitungan :
Menetukan volume liquida
Rate volumetrik (Q) = airρ
AirKapasitas =
3kg/m 995,68
kg/jam84834,8205
= 85,2029 m3/jam = 0,0237 m
3/s
Waktu pengendapan 3,5 jam
Volume air = 85,2029 m3/jam x 3,5 jam
= 298,2101 m3
Menentukan volume bak
Asumsi : volume air 80% dari volume bak.
Volume bak = 8,0
m2101,298 3
= 372,7627 m3
Menentukan dimensi bak
Volume = Volume persegi panjang
= P x L x t
Dengan asumsi perbandingan rasio:
P : L : t = 5 : 3 : 2
Maka :
Volume bak = Volume
372,7627 = (P x L x t)
= ((5X) x (3X) x (2X))
= 30 X3
372,7627 m3 = 30 X
3
X3 = 12,4254 m
x = 2,3162 m
Jadi ukuran bak sedimentasi:
Panjang (P) = 5 x 2,3162 m
= 11,5808 m
Lebar (L) = 3 x 2,3126 m
= 6,9485 m
Tinggi (t) = 2 x 2,3216 m = 4,6323 m
Spesifikasi Bak Air Clarifier :
Fungsi :Untuk menampung air dari tangki clarifier sebelum
masuk sand filter
Bahan konstruksi : Beton bertulang
Bentuk : Persegi panjang
Panjang : 11,5808 m
Lebar : 6,9485 m
Tinggi : 4,6323 m
Jumlah : 1 buah
8. Pompa Clarifier (L-217)
Fungsi : Untuk memompa air dari bak clarifier ke sand filter
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
A. Dasar perancangan
Rate Air = 84834,8205 kg/jam
= 187028,5420 lb/jam = 51,9524 lb/detik
air = 62,1582 lb/ft3
air = 0,8 cp = 5,3758 . 10 -4
lb/ft.detik
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) = 3/1582,62
/5420,187028
ftlb
jamlb
= 3008,9122 ft3/jam= 50,1482 ft
3/menit
= 0,8358 ft3/detik = 375,1371 gpm
Dari Timmerhaus ed. 4 hal 496 didapat:
Diopt = 3,9 (Qf) 0,45
(ρ)0,13
= 3,9 (0,8358) 0,45
(62,1582)0,13
= 6,1541
8 in IPS Sch 40” (Geankoplis App. A.5 tabel A.5-1 hal 892)
OD = 8,625 in = 0,7188 ft
A = 0,3474 ft2
ID = 7,981 in = 0,6651 ft
Kecepatan aliran fluida dalam pipa (v2)
v2 = sftft
sft
A
Q/4059,2
3474,0
/8358,02
3
Menentukan NRe
NRe = 0562,18501710.3758,5
4059,26651,001582,624
xxDv
Karena 185017,0562 > 2100 maka benar bahwa aliran turbulen
Dipilih pipa Cast iron (fig 2.10-3 Geankoplis, hal 88)
ε = 2,6 . 10-4
m
001,06651,0
/2808,3.10.6,2 4
ft
mftm
D
Diperoleh f = 0,0053
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Dari tabel 2.10-1 Geankoplis hal 93 didapat :
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
Le = (1x 9 x 0,6651)+(4 x 35 x 0,6651)
= 99,0974 ft
Δl = 200 + 99,0974 ft
= 299,0974 ft
Menghitung friksi pipa
Ff = 4.f.gc
v
D
L
2.
2
= 4 . 0,0053 . 174,32.2
4059,2.
0,6651
299,0974 2
= 0,8576
Menghitung friksi pompa
Kc =0,55 1
21A
A
Δ1 = luas sungai ≈ 0
Δ2 = luas penampang pipa = 0,3474 ft2
Kc = 0,55 (1-0) = 0,55
hc = Kc. lbmlbfftsft
gc
v/.0019,0
174,32.2
)/4059,2(55,0
.2
22
2
Menghitung friksi
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
ΣKf = 0,17 + (4 . 0,75) + 6 = 9,17
hf = lbmlbfftsft
gc
vKf /.8249,0
174,32.2
)/4059,2(17,9
2.
22
Menghitung friksi ekspansi
Kex = (1 - 2
)2= (1-0)
2
= 1
hex =kex . lbmlbfftsft
gc
v..09,0
174,32.2
)/4059,2(1
2
22
sehingga:
ΣF = (0,8576 + 0,0019 + 0,8249 + 0,09)ft.lbf.lbm
= 1,17743 ft.lbf.lbm
Direncanakan
ΔZ1 = tinggi titik 1 dari datum = 0
ΔZ2 = tinggi titik 2 dari datum = 30
Jadi ΔZ = ΔZ1 – ΔZ2 = 30 ft – 0 ft = 30 ft
P1 = tekanan operasi sungai = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
P2 = tekanan operasi bak sedimentssi = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
v1 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 0 ft/s
v2 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 2,4059 ft/s
0)()(2
1 12
12
2
1
2
2 sWFPP
zzgc
gvv
gc
Wsx
7743,1)1582,62
8.21168,2116()
174,32
30(174,32)04059,2(
174,322
1 22 =0
-Ws = 31,8643 ft lbf.lbm
Tenaga penggerak Pompa
WHP = 0099,3550
1582,62/4974,1)8643,31( 3 xsftxHp
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-37 hal 520 diperoleh efisiensi
pompa = P = 63 %
BHP = HpHpP
WHP57776,4
63,0
0099,3
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi
pompa = P = 87 %
Daya Pompa Aktual = HPBHP
64914,587,0
5
Spesifikasi Pompa Clarifier :
Fungsi : Untuk memompa air dari bak clarifier ke sand filter
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
Bahan pipa : Cast Iron
Dimensi Pompa:
Kapasitas : 0,8358 ft3/s
Ukuran Pipa : 8 in IPS Sch 40”
Panjang pipa : 299,0974 ft
daya pompa : 6 HP
n : 1 buah
9. Sand Filter (H-218)
Fungsi : Tempat untuk menghilangkan warna, rasa dan bau air sungai
Tipe : Tangki silinder dengan tutup atas dan bawah flat
Bahan Konstruksi : HAS SA 240 Grade B
A. Dasar Perhitungan
Rate air : 84834,8205 kg/jam = 187028,5420 lb/jam
ρ air : 62,1582 lb/ft3 = 995,68 kg/m
3
B. Perhitungan
Menetukan volume liquida
Rate volumetrik (Q) = airρ
AirKapasitas =
3kg/m 995,68
kg/jam 84834,8205
= 85,2029 m3/jam
Waktu pengendapan 3,5 jam
Volume air = 85,2029 m3/jam x 3,5 jam
= 298,2101 m3
Direncanakan volume liquid = 80 % volume bak, sehingga:
Volume tangki = 0,8
m2101,298 3
= 372,7627 m3
Volume ruang kosong = 20 % volume tangki
Volume ruang kosong = (20 %) x (372,7627 m3) = 74,5525 m
3
Porositas = padatanVkosongruangV
kosongruangV
Diasumsikan porositas bad sebesar 0,4 maka
Volume padatan = 111,8288 m3
Volume total tangki = Volume padatan + Volume air
= 111,8288 m3 + 298,2101 m
3
= 410,0389 m3
Menentukan dimensi tangki
Volume silinder = ¼ . Di2 . Ls
Diasumsikan Ls = 1,5 Di
372,7627 m3 = ¼ . (Di)
2 . 1,5 Di
Di = 6,8154 m
Jadi tinggi silinder (Ls) = 1,5 x 6,8154 m = 10,2231 m
Menentukan tinggi tutup atas dan bawah (h)
h = 1/2tan
Di 1/2 =
20)1 x (1/2tan
(6,8154) 1/2 = 1,9674 m
Jadi tinggi total tangki = Ls + 2h
= 10,2231 m + 2(1,9674) m
= 14,1578 m
Spesifikasi Sand Filter:
Fungsi : Tempat untuk menghilangkan warna, rasa dan
bau air sungai
Tipe : Tangki silinder dengan tutup atas dan bawah
plat
Bahan Konstruksi : HAS SA 240 Grade B.
Tinggi (H) : 14,1578 m
Diameter (Di) : 6,8154 m
Jumlah : 1 buah
10. Bak air bersih (F-219)
Fungsi : Untuk menampung air dari sand filter sebelum masuk
kation exchanger
Bahan konstruksi : Beton bertulang
A. Dasar Perancangan :
Rate air : 84834,8205 kg/jam = 187028,5420 lb/jam
ρ air : 62,1852 lb/ft3 = 995,68 kg/m
3
B. Perhitungan :
Menetukan volume liquida
Rate volumetrik (Q) = airρ
AirKapasitas =
3kg/m 995,68
kg/jam84834,8205
= 85,2029 m3/jam = 0,0237 m
3/s
Waktu pengendapan 3,5 jam
Volume air = 85,2029 m3/jam x 3,5 jam
= 298,2101 m3
Menentukan volume bak
Asumsi : volume air 80% dari volume bak.
Volume bak = 8,0
m2101,298 3
= 372,7627 m3
Menentukan dimensi bak
Volume = Volume persegi panjang
= P x L x t
Dengan asumsi perbandingan rasio:
P : L : t = 5 : 3 : 2
Maka :
Volume bak = Volume
372,7627 = (P x L x t)
= ((5X) x (3X) x (2X))
= 30 X3
372,7627 m3 = 30 X
3
X3 = 12,4254 m
x = 2,3162 m
Jadi ukuran bak sedimentasi:
Panjang (P) = 5 x 2,3162 m
= 11,5808 m
Lebar (L) = 3 x 2,3126 m
= 6,9485 m
Tinggi (t) = 2 x 2,3216 m
= 4,6323 m
Spesifikasi Bak Air Bersih
Fungsi : Untuk menampung air dari sand filter sebelum
masuk kation exchanger
Bahan konstruksi : Beton bertulang
Bentuk : Persegi panjang
Panjang : 11,5808 m
Lebar : 6,9485 m
Tinggi : 4,6323 m
Jumlah : 1 buah
11. Pompa Ke Bak Khlorinasi (L-223)
Fungsi : Untuk memompa air dari bak air bersih ke vessel chlorinasi
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
A. Dasar perancangan
Rate Air = 2058,9270 kg/jam
= 4539,1516 lb/jam = 1,2609 lb/detik
air = 62,1582 lb/ft3
air = 0,8 cp = 5,3758 . 10 -4
lb/ft.detik
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) = 3/1582,62
/1516,4539
ftlb
jamlb
= 73,0258 ft3/jam = 1,2171 ft
3/menit
= 0,0203 ft3/detik = 9,1045 gpm
Dari Timmerhaus ed. 4 hal 496 didapat:
Diopt = 3,9 (Qf) 0,45
(ρ)0,13
= 3,9 (0,0203) 0,45
(62,1582)0,13
= 1,1546 in
1 ¼ in IPS Sch 40” (Geankoplis App. A.5 hal 892) diperoleh:
OD = 1,660 in = 0,1383 ft
A = 0,0104 ft2
ID = 1,380 in = 0,1150 ft
Kecepatan aliran fluida dalam pipa (v2)
v2 = sftft
sft
A
Q/9505,1
0104,0
/0203,02
3
Menentukan NRe
NRe = 6309,2593510.3758,5
9505,11150,01582,624
xxDv
Karena 25935,6309 > 2100 maka benar bahwa aliran turbulen
Dipilih pipa Cast iron (fig 2.10-3 Geankoplis, hal 88)
ε = 2,6 . 10-4
m
0074,01150,0
/2808,3.10.6,2 4
ft
mftm
D
Diperoleh f = 0,009
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Dari tabel 2.10-1 Geankoplis hal 93 didapat :
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
Le = (1x 9 x 0,1150)+(4 x 35 x 0,1150)
= 17,1350 ft
Δl = 200 + 17,1350 ft
= 217,1350 ft
Menghitung friksi pipa
Ff = 4.f.gc
v
D
L
2.
2
= 4 . 0,009 . 174,32.2
9505,1.
0,1150
217,1350 2
= 4,0187
Menghitung friksi pompa
Kc =0,55 1
21A
A
Δ1 = luas sungai ≈ 0
Δ2 = luas penampang pipa = 0,0104 ft2
Kc = 0,55 (1-0) = 0,55
hc = Kc. lbmlbfftsft
gc
v/.0015,0
174,32.2
)/9505,1(55,0
.2
22
2
Menghitung friksi
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
ΣKf = 0,17 + (4 . 0,75) + 6 = 9,17
hf = lbmlbfftsft
gc
vKf /.5421,0
174,32.2
)/9505,1(17,9
2.
22
Menghitung friksi ekspansi
Kex = (1 - 2
)2 = (1-0)
2
= 1
hex =kex . lbmlbfftsft
gc
v..0591,0
174,32.2
)/9505,1(1
2
22
sehingga:
ΣF = (4,0187 + 0,0015 + 0,5421 + 0,0591)ft.lbf.lbm
= 4,6214 ft.lbf.lbm
Direncanakan
ΔZ1 = tinggi titik 1 dari datum = 0
ΔZ2 = tinggi titik 2 dari datum = 30
Jadi ΔZ = ΔZ1 – ΔZ2 = 30 ft – 0 ft = 30 ft
P1 = tekanan operasi sungai = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
P2 = tekanan operasi bak sedimentssi = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
v1 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 0 ft/s
v2 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 1,9505 ft/s
0)()(2
1 12
12
2
1
2
2 sWFPP
zzgc
gvv
gc
Wsx
6214,4)1582,62
8.21168,2116()
174,32
30(174,32)09505,1(
174,322
1 22 =0
-Ws = 35,8682 ft lbf.lbm
Tenaga penggerak Pompa
WHP = 0822,0550
1582,62/4974,1)6882,35( 3 xsftxHp
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-37 hal 520 diperoleh efisiensi
pompa = P = 48 %
BHP = HpHpP
WHP5,01713,0
48,0
0822,0
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi
pompa = P = 80 %
Daya Pompa Aktual = HPBHP
16250,08,0
5,0
Spesifikasi Pompa Ke Bak Chlorinasi
Fungsi : Untuk memompa air dari bak air bersih ke vessel
chlorinasi
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
Bahan pipa : Cast Iron
Dimensi Pompa:
Kapasitas : 0,0203 ft3/s
Ukuran Pipa : 1 ¼ in IPS Sch 40”
Panjang pipa : 217,1350 ft
daya pompa : 1 HP
n : 1 buah
12. Bak Khlorinasi (F-224)
Fungsi : Untuk menampung air bersih yang digunakan sebagai
air sanitasi.
Bahan konstruksi : Beton bertulang
A. Dasar Perancangan :
Rate air : 2058,9270 kg/jam = 4539,1516 lb/jam
ρ air : 62,1852 lb/ft3 = 995,68 kg/m
3
B. Perhitungan :
Menetukan volume liquida
Rate volumetrik (Q) = airρ
AirKapasitas =
3kg/m 995,68
kg/jam2058,9270
= 2,0679 m3/jam
Waktu pengendapan 3,5 jam
Volume air = 2,0679 m3/jam x 3,5 jam
= 6,2036 m3
= 6203,5804 L
Kebutuhan clorin = 30 mg/L x 6203,5804 L
= 186107,4124 mg = 186,1074 g
Menentukan volume bak
Asumsi : volume air 80% dari volume bak.
Volume bak = 8,0
m2036,6 3
= 7,7545 m3
Menentukan dimensi bak
Volume = Volume persegi panjang
= P x L x t
Dengan asumsi perbandingan rasio:
P : L : t = 5 : 3 : 2
Maka :
Volume bak = P x L x t
7,7545 = ((5X) x (3X) x (2X))
= 30 X3
X3 = 0,2585 m
x = 0,6370 m
Jadi ukuran bak sedimentasi:
Panjang (P) = 5 x 0,6370 m
= 3,1850 m
Lebar (L) = 3 x 0,6370 m
= 1,9110 m
Tinggi (t) = 2 x 0,6370 m
= 1,2740 m
Spesifikasi Bak Chlorinasi :
Fungsi : Untuk menampung air bersih yang digunakan
sebagai air sanitasi.
Bahan konstruksi : Beton bertulang
Bentuk : Persegi panjang
Panjang : 3,1850 m
Lebar : 1,9110 m
Tinggi : 1,2740 m
Jumlah : 1 buah
13. Pompa Air Sanitasi (L-225)
Fungsi : Untuk memompa air dari bak klorinasi ke bak air sanitasi
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
A. Dasar perancangan
Rate Air = 2058,9270 kg/jam
= 4539,1516 lb/jam = 1,2609 lb/detik
air = 62,1582 lb/ft3
air = 0,8 cp = 5,3758 . 10 -4
lb/ft.detik
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) = 3/1582,62
/1516,4539
ftlb
jamlb
= 73,0258 ft3/jam = 1,2171 ft
3/menit
= 0,0203 ft3/detik = 9,1045 gpm
Dari Timmerhaus ed. 4 hal 496 didapat:
Diopt = 3,9 (Qf) 0,45
(ρ)0,13
= 3,9 (0,0203) 0,45
(62,1582)0,13
= 1,1546 in
1 ¼ in IPS Sch 40” (Geankoplis App. A.5 hal 892) diperoleh:
OD = 1,660 in = 0,1383 ft
A = 0,0104 ft2
ID = 1,380 in = 0,1150 ft
Kecepatan aliran fluida dalam pipa (v2)
v2 = sftft
sft
A
Q/9505,1
0104,0
/0203,02
3
Menentukan NRe
NRe = 6309,2593510.3758,5
9505,11150,01582,624
xxDv
Karena 25935,6309 > 2100 maka benar bahwa aliran turbulen
Dipilih pipa Cast iron (fig 2.10-3 Geankoplis, hal 88)
ε = 2,6 . 10-4
m
0074,01150,0
/2808,3.10.6,2 4
ft
mftm
D
Diperoleh f = 0,009
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Dari tabel 2.10-1 Geankoplis hal 93 didapat :
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
Le = (1x 9 x 0,1150)+(4 x 35 x 0,1150)
= 17,1350 ft
Δl = 200 + 17,1350 ft
= 217,1350 ft
Menghitung friksi pipa
Ff = 4.f.gc
v
D
L
2.
2
= 4 . 0,009 . 174,32.2
9505,1.
0,1150
217,1350 2
= 4,0187
Menghitung friksi pompa
Kc =0,55 1
21A
A
Δ1 = luas sungai ≈ 0
Δ2 = luas penampang pipa = 0,0104 ft2
Kc = 0,55 (1-0) = 0,55
hc = Kc. lbmlbfftsft
gc
v/.0015,0
174,32.2
)/9505,1(55,0
.2
22
2
Menghitung friksi
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
ΣKf = 0,17 + (4 . 0,75) + 6 = 9,17
hf = lbmlbfftsft
gc
vKf /.5421,0
174,32.2
)/9505,1(17,9
2.
22
Menghitung friksi ekspansi
Kex = (1 - 2
)2 = (1-0)
2
= 1
hex =kex . lbmlbfftsft
gc
v..0591,0
174,32.2
)/9505,1(1
2
22
sehingga:
ΣF = (4,0187 + 0,0015 + 0,5421 + 0,0591)ft.lbf.lbm
= 4,6214 ft.lbf.lbm
Direncanakan
ΔZ1 = tinggi titik 1 dari datum = 0
ΔZ2 = tinggi titik 2 dari datum = 30
Jadi ΔZ = ΔZ1 – ΔZ2 = 30 ft – 0 ft = 30 ft
P1 = tekanan operasi sungai = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
P2 = tekanan operasi bak sedimentssi = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
v1 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 0 ft/s
v2 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 1,9505 ft/s
0)()(2
1 12
12
2
1
2
2 sWFPP
zzgc
gvv
gc
Wsx
6214,4)1582,62
8.21168,2116()
174,32
30(174,32)09505,1(
174,322
1 22 =0
-Ws = 35,8682 ft lbf.lbm
Tenaga penggerak Pompa
WHP = 0822,0550
1582,62/4974,1)6882,35( 3 xsftxHp
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-37 hal 520 diperoleh efisiensi
pompa = P = 48 %
BHP = HpHpP
WHP5,01713,0
48,0
0822,0
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi
pompa = P = 80 %
Daya Pompa Aktual = HPBHP
16250,08,0
5,0
Spesifikasi Pompa Air Sanitasi
Fungsi : Untuk memompa air dari bak klorinasi ke bak air sanitasi
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
Bahan pipa : Cast Iron
Dimensi Pompa:
Kapasitas : 0,0203 ft3/s
Ukuran Pipa : 1 ¼ in IPS Sch 40”
Panjang pipa : 217,1350 ft
daya pompa : 1 HP
n : 1 buah
14. Bak Air Sanitasi (F-226)
Fungsi : Untuk menampung air sanitasi
Bahan konstruksi : Beton bertulang
A. Dasar Perancangan :
Rate air : 2058,9270 kg/jam = 4539,1516 lb/jam
ρ air : 62,1852 lb/ft3 = 995,68 kg/m
3
B. Perhitungan :
Menetukan volume liquida
Rate volumetrik (Q) = airρ
AirKapasitas =
3kg/m 995,68
kg/jam2058,9270
= 2,0679 m3/jam
Waktu pengendapan 3 jam
Volume air = 2,0679 m3/jam x 3 jam
= 6,2036 m3
Menentukan volume bak
Asumsi : volume air 80% dari volume bak.
Volume bak = 8,0
m2036,6 3
= 7,7545 m3
Menentukan dimensi bak
Volume = Volume persegi panjang
= P x L x t
Dengan asumsi perbandingan rasio:
P : L : t = 5 : 3 : 2
Maka :
Volume bak = P x L x t
7,7545 = ((5X) x (3X) x (2X))
= 30 X3
X3 = 0,2585 m
x = 0,6370 m
Jadi ukuran bak sedimentasi:
Panjang (P) = 5 x 0,6370 m
= 3,1850 m
Lebar (L) = 3 x 0,6370 m
= 1,9110 m
Tinggi (t) = 2 x 0,6370 m
= 1,2740 m
Spesifikasi Bak Air Sanitasi :
Fungsi : Untuk menampung air bersih yang digunakan
sebagai air sanitasi.
Bahan konstruksi : Beton bertulang
Bentuk : Persegi panjang
Panjang : 3,1850 m
Lebar : 1,9110 m
Tinggi : 1,2740 m
Jumlah : 1 buah
15. Pompa air bersih (L-221)
Fungsi : Untuk memompa air bersih ke kation exchanger
Type : Centrifugal pump
Bahan konstruksi : Cast Iron
A. Dasar perancangan
Rate Air = 71185,8521 kg/jam
= 156937,7533 lb/jam = 43,5938 lb/detik
air = 62,1582 lb/ft3
air = 0,8 cp = 5,3758 . 10 -4
lb/ft.detik
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) = 3/1582,62
/7533,156937
ftlb
jamlb
= 2524,8121 ft3/jam = 42,0802 ft
3/menit
= 0,7013 ft3/detik = 314,7817 gpm
Dari Timmerhaus ed. 4 hal 496 didapat:
Diopt = 3,9 (Qf) 0,45
(ρ)0,13
= 3,9 (0,7013) 0,45
(62,1582)0,13
= 5,6870 in
6 in IPS Sch 40” (Geankoplis App. A.5 hal 892) diperoleh:
OD = 6,625 in = 0,5521 ft
A = 0,1006 ft2
ID = 6,065 in = 0,5054 ft
Kecepatan aliran fluida dalam pipa (v2)
v2 = sftft
sft
A
Q/4962,3
2006,0
/7013,02
3
Menentukan NRe
NRe = 6171,20431610.3758,5
4962,35054,01582,624
xxDv
Karena 204316,6171 > 2100 maka benar bahwa aliran turbulen
Dipilih pipa Cast iron (fig 2.10-3 Geankoplis, hal 88)
ε = 2,6 . 10-4
m
0017,05054,0
/2808,3.10.6,2 4
ft
mftm
D
Diperoleh f = 0,005
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Dari tabel 2.10-1 Geankoplis hal 93 didapat :
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
Le = (1x 9 x 0,5054)+(4 x 35 x 0,5054)
= 75,3071 ft
Δl = 200 + 75,3071 ft
= 275,3071 ft
Menghitung friksi pipa
Ff = 4.f.gc
v
D
L
2.
2
= 4 . 0,005 . 174,32.2
4962,3.
0,5054
275,3071 2
= 2,2350
Menghitung friksi pompa
Kc =0,55 1
21A
A
Δ1 = luas sungai ≈ 0
Δ2 = luas penampang pipa = 0,2006 ft2
Kc = 0,55 (1-0) = 0,55
hc = Kc. lbmlbfftsft
gc
v/.0027,0
174,32.2
)/4962,3(55,0
.2
22
2
Menghitung friksi
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
ΣKf = 0,17 + (4 . 0,75) + 6 = 9,17
hf = lbmlbfftsft
gc
vKf /.7419,1
174,32.2
)/4962,3(17,9
2.
22
Menghitung friksi ekspansi
Kex = (1 - 2
)2= (1-0)
2
= 1
hex =kex . lbmlbfftsft
gc
v..1900,0
174,32.2
)/4962,3(1
2
22
sehingga:
ΣF = (2,2350 + 0,0027 + 1,7419 + 0,1900)ft.lbf.lbm
= 4,1696 ft.lbf.lbm
Direncanakan
ΔZ1 = tinggi titik 1 dari datum = 0
ΔZ2 = tinggi titik 2 dari datum = 30
Jadi ΔZ = ΔZ1 – ΔZ2 = 30 ft – 0 ft = 30 ft
P1 = tekanan operasi sungai = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
P2 = tekanan operasi bak sedimentssi = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
v1 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 0 ft/s
v2 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 3,4962 ft/s
0)()(2
1 12
12
2
1
2
2 sWFPP
zzgc
gvv
gc
Wsx
1696,4)1582,62
8.21168,2116()
174,32
30(174,32)04962,3(
174,322
1 22 =0
-Ws = 35,5471 ft lbf.lbm
Tenaga penggerak Pompa
WHP = 8175,2550
1582,62/7013,0)5471,35( 3 xsftxHp
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-37 hal 520 diperoleh efisiensi
pompa = P = 83 %
BHP = HpHpP
WHP5,33946,3
83,0
8175,2
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi
pompa = P = 85 %
Daya Pompa Aktual = HPBHP
5,41176,485,0
5,3
Spesifikasi Pompa Air Bersih :
Fungsi : Untuk memompa air bersih ke kation exchanger
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
Bahan pipa : Cast Iron
Dimensi Pompa:
Kapasitas : 0,7013 ft3/s
Ukuran Pipa : 6 in IPS Sch 40”
Panjang pipa : 275,3071 ft
daya pompa : 4,5 HP
n : 1 buah
16. Tangki kation exchanger (D-220A)
Fungsi : Untuk menghilangkan ion-ion positif yang dapat
menyebabkan kasadahan air.
Bahan konstruksi : High Alloy Steel SA 240 Grade B
Dasar perhitungan
Rate aliran = 71185,8521 kg/jam = 156937,7533 lb/jam = 43,5938 lb/dt
Densitas T= 30oC = 995,68 kg/m3 = 62,1582 lb/ft
3
Viskositas ( ) air T= 30oC = 0,8 cp = 5,3758 .10-4
lb/ft.dt
Rate volumetrik (Qf) =3/ft1582,62
/7533,156937
lb
jamlb = 2524,8121 ft
3/jam
= 42,0802 ft3/menit = 314,7817 gpm
= 0,7013 ft3/dt
Diketahui dari (Stainley M.Walas “Chemical Process Equipment”)
- Tangki berbentuk silinder
- Laju air = (6 - 8) gpm/ ft2
- Resin yang digunakan Polystiren Phosphonat, dimana:
Densitasnya : 0,74 kg/L = 0,00074 kg/m3
- Tinggi bed : (1-3) m
Luas penampang tangki = 2
24636,52
/6
7817,314
airkecepatan
rft
ftgpm
gpmvolumetrikate
Volume bed = luas penampang tangki x tinggi bed
= 52,4636 ft2 x (3 x 3,2808) ft
= 516,3727 ft3 = 14,6220 m
3
Banyaknya bed = volume bed x berat jenis bed
= 14,6220 m3 x 0,00074 kg/m
3
= 0,0108 kg
Menentukan dimensi tangki kation exchanger
Luas penampang tangki = 4
Di2
52,4636 ft2 = 0,785 . Di
2
Di = 8,1730 ft = 2,4912 m = 98,0765
Dimana : Ls = 1,5 Di
Jadi tinggi silinder : 1,5 x Di = 1,5 x 2,4912 m = 3,7367 m = 12,2596 ft
Menentukan tekanan design (Pdesign) :
P design = P operasi + P hidrostatik
P hidrostatik = psiaH
8602,4144
)12596,12(1582,62
144
)1.(
P design = (14,7 + 4,8602 ) psia – 14,7 = 4,8602 psig
Menentukan tebal silinder (ts) :
Bahan : HAS SA 240 grade B
Dengan nilai f = 18750 dan pengelasan double welded, E = 0,8
CP0,6Ef2
DPt
i
iis =
16
1
8602,46,08,0187502
0765,988602,4
= 0,0784 in x 16
16
= 16
3
16
2543,1in in
Menentukan dimensi tutup bawah = tutup atas (standart dished) :
Di = r = 8,1730 ft = 98,0765 in
OD = Di + 2 ts = 98,0765 in + 2 . (3/16) = 98,4515 in
Didapatkan : sf = 1,5 sampai 2 in, diambil 2 in
Icr = 9/16 in
Tebal tutup (thb = tha) :
tha = thb = CPi0,1Ef
rPi0,885
= 16
1
8602,40,18,0750.81
0765,988602,40,885
= 0,0906 in x 16
16
= 16
3
16
4500,1in in
Tinggi tutup (ha = hb) :
r = Di = 8,1730 ft = 98,0765 in
a = Di / 2 = 98,0765 in / 2 = 49,0382 in
AB = a – icr = 49,0382 in – 9/16 in = 48,4757 in
BC = r – icr = 98,0765 in – 9/16 in = 97,5140 in
AC = inABBC 6114,844757,485140,97 2222
b = inABBCr 4651,134757,485140,9722
jadi : ha = hb = b + tha + sf
= 13,4651 in + 3/16 + 2
= 15,6526 in = 0,3976 m
Spesifikasi tangki kation exchanger :
Bahan konstruksi : High Alloy Steel SA 240 Grade B
Diameter dalam tangki : 2,4912 m
Diameter luar tangki : 2,5007 m
Tinggi silinder : 3,7367 m
Tebal silinder : 3/16 in
Tebal tutup bawah = tutup atas : 3/16 in
Tinggi tutup bawah = tutup atas : 0,3976 m
Tinggi tangki : 4,5319 m
Banyaknya tangki kation : 1 buah
17. Tangki Anion Exchanger (D-220B)
Fungsi : Untuk menghilangkan ion-ion negatif yang dapat
menyebabkan kasadahan air.
Bahan konstruksi : High Alloy Steel SA 240 Grade B
Dasar perhitungan
Rate aliran = 71185,8521 kg/jam = 156937,7533 lb/jam
= 43,5938 lb/dt
Densitas T= 30oC = 995,68 kg/m3 = 62,1582 lb/ft
3
Viskositas ( ) air T= 30oC = 0,8 cp = 5,3758 .10-4
lb/ft.dt
Rate volumetrik (Qf) =3/ft1582,62
/7533,156937
lb
jamlb = 2524,8121 ft
3/jam
= 42,0802 ft3/menit = 314,7817 gpm
= 0,7013 ft3/dt
Diketahui dari (Stainley M.Walas “Chemical Process Equipment”)
- Tangki berbentuk silinder
- Laju air = (6 - 8) gpm/ ft2
- Resin yang digunakan Polystiren Phosphonat, dimana:
Densitasnya : 0,74 kg/L = 0,00074 kg/m3
- Tinggi bed : (1-3) m
Luas penampang tangki = 2
24636,52
/6
7817,314
airkecepatan
rft
ftgpm
gpmvolumetrikate
Volume bed = luas penampang tangki x tinggi bed
= 52,4636 ft2 x (3 x 3,2808) ft
= 516,3727 ft3 = 14,6220 m
3
Banyaknya bed = volume bed x berat jenis bed
= 14,6220 m3 x 0,00074 kg/m
3
= 0,0108 kg
Menentukan dimensi tangki anion exchanger
Luas penampang tangki = 4
Di2
52,4626 ft2 = 0,785 . Di
2
Di = 8,1730 ft = 2,4912 m = 98,0765 in
Dimana : Ls = 1,5 Di
Jadi tinggi silinder : 1,5 x Di = 1,5 x 2,4912 m = 3,7367 m = 12,2596 ft
Menentukan tekanan design (Pdesign) :
P design = P operasi + P hidrostatik
P hidrostatik = psiaH
8602,4144
)12596,12(1582,62
144
)1.(
P design = (14,7 + 4,8602 ) psia – 14,7 = 4,8602 psig
Menentukan tebal silinder (ts) :
Bahan : HAS SA 240 grade B
Dengan nilai f = 18750 dan pengelasan double welded, E = 0,8
CP0,6Ef2
DPt
i
iis =
16
1
8602,46,08,0187502
0765,988602,4
= 0,0784 in x 16
16
= 16
3
16
2543,1in in
Menentukan dimensi tutup bawah = tutup atas (standart dished) :
Di = r = 8,1730 ft = 98,0765 in
OD = Di + 2 ts = 98,0765 in + 2 . (3/16) = 98,4515 in
Didapatkan : sf = 1,5 sampai 2 in, diambil 2 in
Icr = 9/16 in
Tebal tutup (thb = tha) :
tha = thb = CPi0,1Ef
rPi0,885
= 16
1
8602,40,18,0750.81
0765,988602,40,885
= 0,0906 in x 16
16
= 16
3
16
4500,1in in
Tinggi tutup (ha = hb) :
r = Di = 8,1730 ft = 98,0765 in
a = Di / 2 = 98,0765 in / 2 = 49,0382 in
AB = a – icr = 49,0382 in – 9/16 in = 48,4757 in
BC = r – icr = 98,0765 in – 9/16 in = 97,5140 in
AC = inABBC 6114,844757,485140,97 2222
b = inABBCr 4651,134757,485140,9722
jadi : ha = hb = b + tha + sf
= 13,4651 in + 3/16 + 2
= 15,6526 in = 0,3976 m
Spesifikasi tangki anion exchanger :
Bahan konstruksi : High Alloy Steel SA 240 Grade B
Diameter dalam tangki : 2,4912 m
Diameter luar tangki : 2,5007 m
Tinggi silinder : 3,7367 m
Tebal silinder : 3/16 in
Tebal tutup bawah = tutup atas : 3/16 in
Tinggi tutup bawah = tutup atas : 0,3976 m
Tinggi tangki : 4,5319 m
Banyaknya tangki anion : 1 buah
18. Bak air lunak (F-222)
Fungsi : Untuk menampung air untuk umpan boiler dan air proses
Bahan konstruksi : Beton bertulang
Bahan konstruksi : Beton bertulang
A. Dasar Perancangan :
Rate air : 71185,8521 kg/jam = 156937,7533 lb/jam
ρ air : 62,1852 lb/ft3 = 995,68 kg/m
3
B. Perhitungan :
Menetukan volume liquida
Rate volumetrik (Q) = airρ
AirKapasitas =
3kg/m 995,68
kg/jam71185,8521
= 71,4947 m3/jam
Waktu pengendapan 3 jam
Volume air = 71,4947 m3/jam x 3 jam
= 214,4841 m3
Menentukan volume bak
Asumsi : volume air 80% dari volume bak.
Volume bak = 8,0
m4841,214 3
= 268,1052 m3
Menentukan dimensi bak
Volume = Volume persegi panjang
= P x L x t
Dengan asumsi perbandingan rasio:
P : L : t = 5 : 3 : 2
Maka :
Volume bak = P x L x t
268,1052 = ((5X) x (3X) x (2X))
= 30 X3
X3 = 8,9368 m
x = 2,0752 m
Jadi ukuran bak sedimentasi:
Panjang (P) = 5 x 2,0752 m
= 10,3760 m
Lebar (L) = 3 x 2,0752 m
= 6,2256 m
Tinggi (t) = 2 x 2,0752 m
= 4,1504 m
Spesifikasi Bak Air Lunak
Fungsi : Untuk menampung air untuk umpan boiler dan air
proses
Bahan konstruksi : Beton bertulang
Bentuk : Persegi panjang
Panjang : 10,3760 m
Lebar : 6,2256 m
Tinggi : 4,1504 m
Jumlah : 1 buah
19. Pompa air proses (L-234)
Fungsi : Untuk memompa air bersih ke peralatan
Type : Centrifugal pump
Bahan konstruksi : Cast Iron
A. Dasar perancangan
Rate Air = 63740,7493 kg/jam
= 140524,1308 lb/jam = 39,0345 lb/detik
air = 62,1582 lb/ft3
air = 0,8 cp = 5,3758 . 10 -4
lb/ft.detik
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) = 3/1582,62
/1308,140524
ftlb
jamlb
= 2260,7500 ft3/jam = 37,6792 ft
3/menit
= 0,6280 ft3/detik = 281,8597 gpm
Dari Timmerhaus ed. 4 hal 496 didapat:
Diopt = 3,9 (Qf) 0,45
(ρ)0,13
= 3,9 (0,6280) 0,45
(62,1582)0,13
= 5,4112 in
6 in IPS Sch 40” (Geankoplis App. A.5 hal 892) diperoleh:
OD = 6,625 in = 0,5521 ft
A = 0,2006 ft2
ID = 6,065 in = 0,5054 ft
Kecepatan aliran fluida dalam pipa (v2)
v2 = sftft
sft
A
Q/1305,3
2006,0
/6280,02
3
Menentukan NRe
NRe = 7893,18294710.3758,5
1305,35054,01582,624
xxDv
Karena 182947,7893 > 2100 maka benar bahwa aliran turbulen
Dipilih pipa Cast iron (fig 2.10-3 Geankoplis, hal 88)
ε = 2,6 . 10-4
m
0017,05054,0
/2808,3.10.6,2 4
ft
mftm
D
Diperoleh f = 0,006
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Dari tabel 2.10-1 Geankoplis hal 93 didapat :
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
Le = (1x 9 x 0,5054)+(4 x 35 x 0,5054)
= 75,3071 ft
Δl = 200 + 75,3071 ft
= 275,3071 ft
Menghitung friksi pipa
Ff = 4.f.gc
v
D
L
2.
2
= 4 . 0,006 . 174,32.2
1305,3.
0,5054
275,3071 2
= 1,9911
Menghitung friksi pompa
Kc =0,55 1
21A
A
Δ1 = luas sungai ≈ 0
Δ2 = luas penampang pipa = 0,2006 ft2
Kc = 0,55 (1-0) = 0,55
hc = Kc. lbmlbfftsft
gc
v/.0024,0
174,32.2
)/1305,3(55,0
.2
22
2
Menghitung friksi
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
ΣKf = 0,17 + (4 . 0,75) + 6 = 9,17
hf = lbmlbfftsft
gc
vKf /.3966,1
174,32.2
)/1305,3(17,9
2.
22
Menghitung friksi ekspansi
Kex = (1 - 2
)2 = (1-0)
2
= 1
hex =kex . lbmlbfftsft
gc
v..1523,0
174,32.2
)/1305,3(1
2
22
sehingga:
ΣF = (1,9911 + 0,0024 + 1,3966 + 0,1523)ft.lbf.lbm
= 3,5424 ft.lbf.lbm
Direncanakan
ΔZ1 = tinggi titik 1 dari datum = 0
ΔZ2 = tinggi titik 2 dari datum = 30
Jadi ΔZ = ΔZ1 – ΔZ2 = 30 ft – 0 ft = 30 ft
P1 = tekanan operasi sungai = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
P2 = tekanan operasi bak sedimentssi = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
v1 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 0 ft/s
v2 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 3,1305 ft/s
0)()(2
1 12
12
2
1
2
2 sWFPP
zzgc
gvv
gc
Wsx
5424,3)1582,62
8.21168,2116()
174,32
30(174,32)01305,3(
174,322
1 22 =0
-Ws = 34,8823 ft lbf.lbm
Tenaga penggerak Pompa
WHP = 4757,2550
1582,62/6280,0)8823,34( 3 sxftxHp
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-37 hal 520 diperoleh efisiensi
pompa = P = 83 %
BHP = HpHpP
WHP39827,2
83,0
4757,2
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi
pompa = P = 85 %
Daya Pompa Aktual = HPBHP
45294,385,0
3
Spesifikasi Pompa Air Bersih
Fungsi : Untuk memompa air bersih ke peralatan
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
Bahan pipa : Cast Iron
Dimensi Pompa:
Kapasitas : 0,6280 ft3/s
Ukuran Pipa : 6 in IPS Sch 40”
Panjang pipa : 275,3071 ft
daya pompa : 4 HP
n : 1 buah
20. Pompa air pendingin (L-241)
Fungsi : Untuk memompa air bersih ke bak air pendingin
Type : Centrifugal pump
Bahan konstruksi : Cast Iron
A. Dasar perancangan
Rate Air = 11590,0414 kg/jam
= 25551,6370 lb/jam = 7,0977 lb/detik
air = 62,1582 lb/ft3
air = 0,8 cp = 5,3758 . 10 -4
lb/ft.detik
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) = 3/1582,62
/6370,25551
ftlb
jamlb
= 411,0743 ft3/jam = 6,8512 ft
3/menit
= 0,1142 ft3/detik = 51,2508 gpm
Dari Timmerhaus ed. 4 hal 496 didapat:
Diopt = 3,9 (Qf) 0,45
(ρ)0,13
= 3,9 (0,1142) 0,45
(62,1582)0,13
= 2,5125 in
3 in IPS Sch 40” (Geankoplis App. A.5 hal 892) diperoleh:
OD = 3,500 in = 0,2917 ft
A = 0,0513 ft2
ID = 3,068 in = 0,2557 ft
Kecepatan aliran fluida dalam pipa (v2)
v2 = sftft
sft
A
Q/2259,2
0513,0
/1142,02
3
Menentukan NRe
NRe = 0920,6580110.3758,5
2259,22557,01582,624
xxDv
Karena 65801,0920 > 2100 maka benar bahwa aliran turbulen
Dipilih pipa Cast iron (fig 2.10-3 Geankoplis, hal 88)
ε = 2,6 . 10-4
m
0033,02557,0
/2808,3.10.6,2 4
ft
mftm
D
Diperoleh f = 0,007
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Dari tabel 2.10-1 Geankoplis hal 93 didapat :
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
Le = (1x 9 x 0,2557)+(4 x 35 x 0,2557)
= 38,0943 ft
Δl = 200 + 38,0943 ft
= 238,0943 ft
Menghitung friksi pipa
Ff = 4.f.gc
v
D
L
2.
2
= 4 . 0,007 . 174,32.2
2259,2.
0,2557
238,0943 2
= 2,0077
Menghitung friksi pompa
Kc =0,55 1
21A
A
Δ1 = luas sungai ≈ 0
Δ2 = luas penampang pipa = 0,2006 ft2
Kc = 0,55 (1-0) = 0,55
hc = Kc. lbmlbfftsft
gc
v/.0017,0
174,32.2
)/2259,2(55,0
.2
22
2
Menghitung friksi
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
ΣKf = 0,17 + (4 . 0,75) + 6 = 9,17
hf = lbmlbfftsft
gc
vKf /.7060,0
174,32.2
)/2259,2(17,9
2.
22
Menghitung friksi ekspansi
Kex = (1 - 2
)2 = (1-0)
2
= 1
hex =kex . lbmlbfftsft
gc
v..0770,0
174,32.2
)/2259,2(1
2
22
sehingga:
ΣF = (2,0077 + 0,0017 + 0,7060 + 0,0770)ft.lbf.lbm
= 2,7925 ft.lbf.lbm
Direncanakan
ΔZ1 = tinggi titik 1 dari datum = 0
ΔZ2 = tinggi titik 2 dari datum = 30
Jadi ΔZ = ΔZ1 – ΔZ2 = 30 ft – 0 ft = 30 ft
P1 = tekanan operasi sungai = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
P2 = tekanan operasi bak sedimentssi = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
v1 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 0 ft/s
v2 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 2,2259 ft/s
0)()(2
1 12
12
2
1
2
2 sWFPP
zzgc
gvv
gc
Wsx
7925,2)1582,62
8.21168,2116()
174,32
30(174,32)02259,2(
174,322
1 22 =0
-Ws = 34,0571 ft lbf.lbm
Tenaga penggerak Pompa
WHP = 4395,0550
1582,62/6280,0)0571,34( 3 xsftxHp
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-37 hal 520 diperoleh efisiensi
pompa = P = 48 %
BHP = HpHpP
WHP19156,0
48,0
4395,0
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi
pompa = P = 86 %
Daya Pompa Aktual = HPBHP
5,11628,186,0
1
Spesifikasi Pompa Air Bersih
Fungsi : Untuk memompa air bersih ke bak air pendingin
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
Bahan pipa : Cast Iron
Dimensi Pompa:
Kapasitas : 0,1142 ft3/s
Ukuran Pipa : 3 in IPS Sch 40”
Panjang pipa : 238,0943 ft
daya pompa : 1,5 HP
n : 1 buah
21. Bak air pendingin (F-242)
Fungsi : Untuk menampung air pendingin
Bahan konstruksi : Beton bertulang
A. Dasar Perancangan :
Rate air : 11590,0414 kg/jam = 25551,6370 lb/jam
ρ air : 62,1852 lb/ft3 = 995,68 kg/m
3
B. Perhitungan :
Menetukan volume liquida
Rate volumetrik (Q) = airρ
AirKapasitas
= 3kg/m 995,68
kg/jam11590,0414
= 11,6403 m3/jam
Waktu pengendapan 3 jam
Volume air = 11,6403 m3/jam x 3 jam
= 34,9210 m3
Menentukan volume bak
Asumsi : volume air 80% dari volume bak.
Volume bak = 8,0
m9210,34 3
= 43,6512 m3
Menentukan dimensi bak
Volume = Volume persegi panjang
= P x L x t
Dengan asumsi perbandingan rasio:
P : L : t = 5 : 3 : 2
Maka :
Volume bak = P x L x t
43,6512 = ((5X) x (3X) x (2X))
= 30 X3
X3 = 1,4550 m
x = 1,1332 m
Jadi ukuran bak sedimentasi:
Panjang (P) = 5 x 1,1332 m
= 5,6658 m
Lebar (L) = 3 x 1,1332 m
= 3,3995 m
Tinggi (t) = 2 x 1,1332 m
= 2,2663 m
Spesifikasi Bak Air Pendingin
Fungsi : Untuk menampung air pendingin
Bahan konstruksi : Beton bertulang
Bentuk : Persegi panjang
Panjang : 5,6658 m
Lebar : 3,3995 m
Tinggi : 2,2663 m
Jumlah : 1 buah
22. Pompa air pendingin ke peralatan (L-243)
Fungsi : Untuk memompa air pendingin ke peralatan
Type : Centrifugal pump
Bahan konstruksi : Cast Iron
A. Dasar perancangan
Rate Air = 11590,0414 kg/jam
= 25551,6370 lb/jam = 7,0977 lb/detik
air = 62,1582 lb/ft3
air = 0,8 cp = 5,3758 . 10 -4
lb/ft.detik
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) = 3/1582,62
/6370,25551
ftlb
jamlb
= 411,0743 ft3/jam
= 6,8512 ft3/menit
= 0,1142 ft3/detik
= 51,2508 gpm
Dari Timmerhaus ed. 4 hal 496 didapat:
Diopt = 3,9 (Qf) 0,45
(ρ)0,13
= 3,9 (0,1142) 0,45
(62,1582)0,13
= 2,5125 in
3 in IPS Sch 40” (Geankoplis App. A.5 hal 892) diperoleh:
OD = 3,500 in = 0,2917 ft
A = 0,0513 ft2
ID = 3,068 in = 0,2557 ft
Kecepatan aliran fluida dalam pipa (v2)
v2 = sftft
sft
A
Q/2259,2
0513,0
/1142,02
3
Menentukan NRe
NRe = 0920,6580110.3758,5
2259,22557,01582,624
xxDv
Karena 65801,0920 > 2100 maka benar bahwa aliran turbulen
Dipilih pipa Cast iron (fig 2.10-3 Geankoplis, hal 88)
ε = 2,6 . 10-4
m
0033,02557,0
/2808,3.10.6,2 4
ft
mftm
D
Diperoleh f = 0,007
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Dari tabel 2.10-1 Geankoplis hal 93 didapat :
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
Le = (1x 9 x 0,2557)+(4 x 35 x 0,2557)
= 38,0943 ft
Δl = 200 + 38,0943 ft
= 238,0943 ft
Menghitung friksi pipa
Ff = 4.f.gc
v
D
L
2.
2
= 4 . 0,007 . 174,32.2
2259,2.
0,2557
238,0943 2
= 2,0077
Menghitung friksi pompa
Kc =0,55 1
21A
A
Δ1 = luas sungai ≈ 0
Δ2 = luas penampang pipa = 0,2006 ft2
Kc = 0,55 (1-0) = 0,55
hc = Kc. lbmlbfftsft
gc
v/.0017,0
174,32.2
)/2259,2(55,0
.2
22
2
Menghitung friksi
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
ΣKf = 0,17 + (4 . 0,75) + 6 = 9,17
hf = lbmlbfftsft
gc
vKf /.7060,0
174,32.2
)/2259,2(17,9
2.
22
Menghitung friksi ekspansi
Kex = (1 - 2
)2 = (1-0)
2
= 1
hex =kex . lbmlbfftsft
gc
v..0770,0
174,32.2
)/2259,2(1
2
22
sehingga:
ΣF = (2,0077 + 0,0017 + 0,7060 + 0,0770)ft.lbf.lbm
= 2,7925 ft.lbf.lbm
Direncanakan
ΔZ1 = tinggi titik 1 dari datum = 0
ΔZ2 = tinggi titik 2 dari datum = 30
Jadi ΔZ = ΔZ1 – ΔZ2 = 30 ft – 0 ft = 30 ft
P1 = tekanan operasi sungai = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
P2 = tekanan operasi bak sedimentssi = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
v1 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 0 ft/s
v2 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 2,2259 ft/s
0)()(2
1 12
12
2
1
2
2 sWFPP
zzgc
gvv
gc
Wsx
7925,2)1582,62
8.21168,2116()
174,32
30(174,32)02259,2(
174,322
1 22 =0
-Ws = 34,0571 ft lbf.lbm
Tenaga penggerak Pompa
WHP = 4395,0550
1582,62/6280,0)0571,34( 3 xsftxHp
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-37 hal 520 diperoleh efisiensi
pompa = P = 48 %
BHP = HpHpP
WHP19156,0
48,0
4395,0
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi
pompa = P = 86 %
Daya Pompa Aktual = HPBHP
5,11628,186,0
1
Spesifikasi Pompa Air Bersih
Fungsi : Untuk memompa air pendingin ke peralatan
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
Bahan pipa : Cast Iron
Dimensi Pompa:
Kapasitas : 0,1142 ft3/s
Ukuran Pipa : 3 in IPS Sch 40”
Panjang pipa : 238,0943 ft
daya pompa : 1,5 HP
n : 1 buah
23. Cooling Tower (P-240)
Fungsi : Untuk mendinginkan air yang akan digunakan sebagai air
pendingin.
A. Dasar Perancangan :
Rate air : 11590,0414 kg/jam = 25551,6370 lb/jam
ρ air : 62,1852 lb/ft3 = 995,68 kg/m
3
air : 0,8 cp = 3,3758 .10-4
lb/ft.dt
B. Perhitungan :
Rate volumetrik (Qf) =3lb/ft158262,
lb/jam6370,25551 = 411,0743 ft
3/jam
= 6,8512 ft3/menit = 0,1142 ft
3/dt
= 51,2508 gpm
Diketahui :
Tangki berbentuk silinder
Tinggi menara : 5 m
suhu wet bulb udara = 25oC = 77
oF
suhu air masuk menara = 45oC = 113
oF
suhu air pendingin = 30oC = 86
oF
Digunakan counter flow encluced draft tower, dari Perry’s fig 12-14
hal 12-16 maka didapatkan konsentrasi air = 2,5 gpm/ft2
Luas penampang tangki= 2
25003,20
/5,2
2508,51
airkecepatan
rft
ftgpm
gpmvolumetrikate
= 1,9046 m2
Menentukan dimensi cooling tower
Luas penampang tangki = 4
Di2
1,9046 ft2 = 0,785 . Di
2
Di = 1,5576 m
Menentukan volume cooling tower :
Direncanakan tinggi tower (L) = 5 meter
Volume tangki = 322
5228,954
5576,1
4mL
Di
Dari Perry’s edisi 6, gambar 12-15 hal 12-16, didapatkan :
Standart power performance adalah 100 %, maka :
Hp fan/luas tower area (ft2) = 0,041 Hp/ft
2
Hp fan = 0,041 Hp/ft2 x luas tower (ft
2)
= (0,041 Hp/ft2) x (20,5003 ft
2)
= 0,8405 Hp ≈ 1 Hp
Spesifikasi cooling tower :
Bahan konstruksi : High Alloy Steel SA 240 Grade B
Diameter tangki : 1,5576 m
Tinggi silinder : 5 m
Daya fan : 1 Hp
Banyaknya cooling tower : 1 buah
24. Pompa Deaerator (L-231)
Fungsi : Untuk mengalirkan air dari bak lunak ke deaerator
Type : Centrifugal pump
Bahan konstruksi : Cast Iron
A. Dasar perancangan
Rate Air = 7445,1028 kg/jam
= 16413,6225 lb/jam = 4,5593 lb/detik
air = 62,1582 lb/ft3
air = 0,8 cp = 5,3758 . 10 -4
lb/ft.detik
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) = 3/1582,62
/6225,16413
ftlb
jamlb
= 264,0621 ft3/jam = 4,4010 ft
3/menit
= 0,0734 ft3/detik = 32,9220 gpm
Dari Timmerhaus ed. 4 hal 496 didapat:
Diopt = 3,9 (Qf) 0,45
(ρ)0,13
= 3,9 (0,0734) 0,45
(62,1582)0,13
= 2,0590 in
2 ½ in IPS Sch 40” (Geankoplis App. A.5 hal 892) diperoleh:
OD = 2,875 in = 0,2396 ft
A = 0,0332 ft2
ID = 2,469 in = 0,2058 ft
Kecepatan aliran fluida dalam pipa (v2)
v2 = sftft
sft
A
Q/2080,2
0332,0
/0734,02
3
Menentukan NRe
NRe = 3813,5252910.3758,5
2080,22058,01582,624
xxDv
Karena 52529,3813 > 2100 maka benar bahwa aliran turbulen
Dipilih pipa Cast iron (fig 2.10-3 Geankoplis, hal 88)
ε = 2,6 . 10-4
m
0041,02058,0
/2808,3.10.6,2 4
ft
mftm
D
Diperoleh f = 0,006
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Dari tabel 2.10-1 Geankoplis hal 93 didapat :
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
Le = (1x 9 x 0,2058)+(4 x 35 x 0,2058)
= 30,6568 ft
Δl = 200 + 30,6568 ft
= 230,6568 ft
Menghitung friksi pipa
Ff = 4.f.gc
v
D
L
2.
2
= 4 . 0,006 . 174,32.2
2080,2.
0,5054
230,6568 2
= 1,9705
Menghitung friksi pompa
Kc =0,55 1
21A
A
Δ1 = luas sungai ≈ 0
Δ2 = luas penampang pipa = 0,0332 ft2
Kc = 0,55 (1-0) = 0,55
hc = Kc. lbmlbfftsft
gc
v/.0017,0
174,32.2
)/2080,2(55,0
.2
22
2
Menghitung friksi
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
ΣKf = 0,17 + (4 . 0,75) + 6 = 9,17
hf = lbmlbfftsft
gc
vKf /.6948,0
174,32.2
)/2080,2(17,9
2.
22
Menghitung friksi ekspansi
Kex = (1 - 2
)2 = (1-0)
2
= 1
hex =kex . lbmlbfftsft
gc
v..0758,0
174,32.2
)/2080,2(1
2
22
sehingga:
ΣF = (1,9705 + 0,0017 + 0,6948 + 0,0758)ft.lbf.lbm
= 2,7428 ft.lbf.lbm
Direncanakan
ΔZ1 = tinggi titik 1 dari datum = 0
ΔZ2 = tinggi titik 2 dari datum = 30
Jadi ΔZ = ΔZ1 – ΔZ2 = 30 ft – 0 ft = 30 ft
P1 = tekanan operasi sungai = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
P2 = tekanan operasi bak sedimentssi = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
v1 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 0 ft/s
v2 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 2,2080 ft/s
0)()(2
1 12
12
2
1
2
2 sWFPP
zzgc
gvv
gc
Wsx
7428,2)1582,62
8.21168,2116()
174,32
30(174,32)02080,2(
174,322
1 22 =0
-Ws = 32,8186 ft lbf.lbm
Tenaga penggerak Pompa
WHP = 2721,0550
1582,62/0734,0)8186,32( 3 xsftxHp
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-37 hal 520 diperoleh efisiensi
pompa = P = 48 %
BHP = HpHpP
WHP15668,0
48,0
2721,0
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi
pompa = P = 86 %
Daya Pompa Aktual = HPBHP
5,11628,186,0
1
Spesifikasi Pompa Deaerator
Fungsi : Untuk mengalirkan air dari bak air lunak ke deaerator
Type : Pompa centrifugal
Bahan : Cast Iron
Bahan pipa : Cast Iron
Dimensi Pompa:
Kapasitas : 0,0734 ft3/s
Ukuran Pipa : 2 ½ in IPS Sch 40”
Panjang pipa : 230,6568 ft
daya pompa : 1,5 HP
n : 1 buah
25. Deaerator (D-232)
Fungsi : Untuk menghilangkan gas impuritis dalam air umpan
boiler dengan injeksi steam.
Bahan konstruksi : HAS 240 Grade B
Tipe : Silinder horisontal
A. Dasar Perhitungan
Rate air : 7445,1028 kg/jam = 16413,6225 lb/jam
ρ air : 62,1582 lb/ft3 = 995,68 kg/m
3
μ : 0,8 cp = 5,3758.10-4
lb/ft.s
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) =airρ
AirKapasitas =
3lb/ft62,1582
lb/jam 16413,6225
= 264,0621 ft3/jam = 4,4010 ft
3/menit
= 32,9220 gpm
Waktu tinggal 1 jam
Volume air = 264,0621 ft3/jam x 1jam
= 264,0621 ft3 = 7,4774 m
3
Direncanakan volume liquid mengisi 80% dari volume tangki.
Volume tangki = 8,0
m 7,4774 3
= 9,3468 m3
Menentukan dimensi tangki :
Ls = 1,5di
Volume tangki = s
2 .L.di4
π
9,3468 m3 = .1,5di.di
4
3,14 2
= 1,1775di3
di = 1,9948 m
Ls = 1,5 x 1,9948 m = 2,9922 m
Menentukan tinggi tutup atas dan bawah (h)
h = 0,196 di
= 0,196 x 2,9922
= 0,3910 m
Tinggi total tangki = Ls + h
= (2,9922 + 0,3920) m
= 3,3832 m
Spesifikasi Deaerator :
Fungsi : Untuk menghilangkan gas impuritis dalam air
umpan boiler dengan injeksi steam.
Bahan konstruksi : HAS 240 Grade B
Tipe : Silinder horizontal
Tinggi : 3,3832 m
Diameter : 1,9948 m
Jumlah : 1 buah.
26. Pompa Boiler (L-233)
Fungsi : Untuk mengalirkan air dari deaerator ke boiler
Type : Centrifugal pump
Bahan konstruksi : Cast Iron
A. Dasar perancangan
Rate Air = 7445,1028 kg/jam
= 16413,6225 lb/jam = 4,5593 lb/detik
air = 62,1582 lb/ft3
air = 0,8 cp = 5,3758 . 10 -4
lb/ft.detik
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) = 3/1582,62
/6225,16413
ftlb
jamlb
= 264,0621 ft3/jam = 4,4010 ft
3/menit
= 0,0734 ft3/detik = 32,9220 gpm
Dari Timmerhaus ed. 4 hal 496 didapat:
Diopt = 3,9 (Qf) 0,45
(ρ)0,13
= 3,9 (0,0734) 0,45
(62,1582)0,13
= 2,0590 in
2 ½ in IPS Sch 40” (Geankoplis App. A.5 hal 892) diperoleh:
OD = 2,875 in = 0,2396 ft
A = 0,0332 ft2
ID = 2,469 in = 0,2058 ft
Kecepatan aliran fluida dalam pipa (v2)
v2 = sftft
sft
A
Q/2080,2
0332,0
/0734,02
3
Menentukan NRe
NRe = 3813,5252910.3758,5
2080,22058,01582,624
xxDv
Karena 52529,3813 > 2100 maka benar bahwa aliran turbulen
Dipilih pipa Cast iron (fig 2.10-3 Geankoplis, hal 88)
ε = 2,6 . 10-4
m
0041,02058,0
/2808,3.10.6,2 4
ft
mftm
D
Diperoleh f = 0,006
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Dari tabel 2.10-1 Geankoplis hal 93 didapat :
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
Le = (1x 9 x 0,2058)+(4 x 35 x 0,2058)
= 30,6568 ft
Δl = 200 + 30,6568 ft
= 230,6568 ft
Menghitung friksi pipa
Ff = 4.f.gc
v
D
L
2.
2
= 4 . 0,006 . 174,32.2
2080,2.
0,5054
230,6568 2
= 1,9705
Menghitung friksi pompa
Kc =0,55 1
21A
A
Δ1 = luas sungai ≈ 0
Δ2 = luas penampang pipa = 0,0332 ft2
Kc = 0,55 (1-0) = 0,55
hc = Kc. lbmlbfftsft
gc
v/.0017,0
174,32.2
)/2080,2(55,0
.2
22
2
Menghitung friksi
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
ΣKf = 0,17 + (4 . 0,75) + 6 = 9,17
hf = lbmlbfftsft
gc
vKf /.6948,0
174,32.2
)/2080,2(17,9
2.
22
Menghitung friksi ekspansi
Kex = (1 - 2
)2= (1-0)
2
= 1
hex =kex . lbmlbfftsft
gc
v..0758,0
174,32.2
)/2080,2(1
2
22
sehingga:
ΣF = (1,9705 + 0,0017 + 0,6948 + 0,0758)ft.lbf.lbm
= 2,7428 ft.lbf.lbm
Direncanakan
ΔZ1 = tinggi titik 1 dari datum = 0
ΔZ2 = tinggi titik 2 dari datum = 30
Jadi ΔZ = ΔZ1 – ΔZ2 = 30 ft – 0 ft = 30 ft
P1 = tekanan operasi sungai = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
P2 = tekanan operasi bak sedimentssi = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
v1 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 0 ft/s
v2 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 2,2080 ft/s
0)()(2
1 12
12
2
1
2
2 sWFPP
zzgc
gvv
gc
Wsx
7428,2)1582,62
8.21168,2116()
174,32
30(174,32)02080,2(
174,322
1 22 =0
-Ws = 32,8186 ft lbf.lbm
Tenaga penggerak Pompa
WHP = 2721,0550
1582,62/0734,0)8186,32( 3 xsftxHp
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-37 hal 520 diperoleh efisiensi
pompa = P = 48 %
BHP = HpHpP
WHP15668,0
48,0
2721,0
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi
pompa = P = 86 %
Daya Pompa Aktual = HPBHP
5,11628,186,0
1
Spesifikasi Pompa Boiler
Fungsi : Untuk mengalirkan air dari deaerator ke boiler
Type : Pompa centrifugal
Bahan : Cast Iron
Bahan pipa : Cast Iron
Dimensi Pompa:
Kapasitas : 0,0734 ft3/s
Ukuran Pipa : 2 ½ in IPS Sch 40”
Panjang pipa : 230,6568 ft
daya pompa : 1,5 HP
n : 1 buah
27. Storage fuel
Fungsi : Sebagai tempat menyimpan bahan bakar
Bahan konstruksi : Beton bertulang
A. Dasar perhitungan
Rate aliran = 389,3641 kg/jam = 857,4000 lb/jam
= 0,2384 lb/detik
Densitas T= 30oC = 995,68 kg/m3 = 62,1582 lb/ft
3
Viskositas ( ) air T= 30oC = 0,8 cp = 5,3758 .10-4
lb/ft.dt
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Qf) =3/mk68,959
/k3641,389
g
jamg = 0,3911 m
3/jam
Waktu tinggal = 24 jam
Volume air = Rate volumetrik x waktu tinggal
= (0,3911 m3/jam) x (24 jam)
= 9,3853 m3
Menentukan volume bak
Asumsi : volume air 80% dari volume bak.
Volume bak = 8,0
m3853,9 3
= 11,7316 m3
Menentukan dimensi bak
Volume = Volume persegi panjang
= P x L x t
Dengan asumsi perbandingan rasio:
P : L : t = 4: 2 : 1
Maka :
Volume bak = P x L x t
11,7316 = ((4X) x (2X) x (1X))
= 8 X3
X3 = 1,4665 m
x = 1,1361 m
Jadi ukuran bak sedimentasi:
Panjang (P) = 4 x 1,1361 m
= 4,5445 m
Lebar (L) = 2 x 1,1361 m
= 2,2722 m
Tinggi (t) = 1 x 1,1362 m
= 1,1362 m
Spesifikasi Bak Air Pendingin
Fungsi : Sebagai tempat menyimpan bahan bakar
Bahan konstruksi : Beton bertulang
Bentuk : Persegi panjang
Panjang : 4,5445 m
Lebar : 2,2722 m
Tinggi : 1,1361 m
Jumlah : 1 buah
28. Pompa fuel
Fungsi : Untuk mengalirkan fuel ke boiler
Type : Centrifugal pump
Bahan konstruksi : comersial steel
A. Dasar perancangan
Rate Air = 389,3641 kg/jam
= 858,4000 lb/jam = 0,0038 lb/detik
air = 62,1582 lb/ft3
air = 0,8 cp = 5,3758 . 10 -4
lb/ft.detik
B. Perhitungan
Rate volumetrik (Q) = 3/1582,62
/4000,858
ftlb
jamlb
= 13,8099 ft3/jam
= 0,2302 ft3/menit
= 0,0038 ft3/detik
= 1,7218 gpm
Dari Timmerhaus ed. 4 hal 496 didapat:
Diopt = 3,9 (Qf) 0,45
(ρ)0,13
= 3,9 (0,0038) 0,45
(62,1582)0,13
= 0,5457 in
¾ in IPS Sch 40” (Geankoplis App. A.5 hal 892) diperoleh:
OD = 1,05 in = 0,0875 ft
A = 0,0037 ft2
ID = 0,824 in = 0,0687 ft
Kecepatan aliran fluida dalam pipa (v2)
v2 = sftft
sft
A
Q/0340,1
0037,0
/0038,02
3
Menentukan NRe
NRe = 5505,820910.3758,5
0340,10687,01582,624
xxDv
Karena 8209,5505 > 2100 maka benar bahwa aliran turbulen
Dipilih pipa Comercial steel (fig 2.10-3 Geankoplis, hal 88)
ε = 4,6 . 10-5
m
0022,00687,0
/2808,3.10.6,4 5
ft
mftm
D
Diperoleh f = 0,008
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Dari tabel 2.10-1 Geankoplis hal 93 didapat :
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
Le = (1x 9 x 0,0687)+(4 x 35 x 0,0687)
= 10,2313 ft
Δl = 200 + 10,2313 ft
= 210,2313 ft
Menghitung friksi pipa
Ff = 4.f.gc
v
D
L
2.
2
= 4 . 0,008 . 174,32.2
0340,1.
0,0687
210,2313 2
= 1,6278
Menghitung friksi pompa
Kc =0,55 1
21A
A
Δ1 = luas sungai ≈ 0
Δ2 = luas penampang pipa = 0,0037 ft2
Kc = 0,55 (1-0) = 0,55
hc = Kc. lbmlbfftsft
gc
v/.0008,0
174,32.2
)/0340,,1(55,0
.2
22
2
Menghitung friksi
Asumsi panjang pipa = 200 ft
Gate valve wide open = 1 buah; Le/D = 9
elbow, 90o = 4 buah; Le/D = 35
Globe valve wide = 1 buah, Le/D = 300
ΣKf = 0,17 + (4 . 0,75) + 6 = 9,17
hf = lbmlbfftsft
gc
vKf /.1524,0
174,32.2
)/0340,1(17,9
2.
22
Menghitung friksi ekspansi
Kex = (1 - 2
)2= (1-0)
2
= 1
hex =kex . lbmlbfftsft
gc
v..0166,0
174,32.2
)/0340,1(1
2
22
sehingga:
ΣF = (1,6278 + 0,0008 + 0,1524 + 0,0166)ft.lbf.lbm
= 1,7976 ft.lbf.lbm
Direncanakan
ΔZ1 = tinggi titik 1 dari datum = 0
ΔZ2 = tinggi titik 2 dari datum = 30
Jadi ΔZ = ΔZ1 – ΔZ2 = 30 ft – 0 ft = 30 ft
P1 = tekanan operasi sungai = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
P2 = tekanan operasi bak sedimentssi = 14,7 psia = 2116,8 lb/ft2
v1 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 0 ft/s
v2 = kecepatan aliran fluida dalam sungai = 1,0340 ft/s
0)()(2
1 12
12
2
1
2
2 sWFPP
zzgc
gvv
gc
Wsx
7976,1)1582,62
8.21168,2116()
174,32
30(174,32)00340,1(
174,322
1 22 =0
-Ws = 31,8142 ft lbf.lbm
Tenaga penggerak Pompa
WHP = 0138,0550
1582,62/0038,0)8142,31( 3 xsftxHp
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-37 hal 520 diperoleh efisiensi
pompa = P = 48 %
BHP = HpHpP
WHP5,00287,0
48,0
0138,0
Dari Peters & Timmerhause ed 4 fig 14-38 hal 521 diperoleh efisiensi
pompa = P = 86 %
Daya Pompa Aktual = HPBHP
15814,086,0
5,0
Spesifikasi Pompa Fuel
Fungsi : Untuk mengalirkan fuel ke boiler
Type : Centrifugal pump
Bahan : Cast Iron
Bahan pipa : Comersial steel
Dimensi Pompa:
Kapasitas : 0,0038 ft3/s
Ukuran Pipa : ¾ in IPS Sch 40”
Panjang pipa : 210,2313 ft
daya pompa : 1 HP
n : 1 buah
3. Unit penyediaan Listrik
Kebutuhan tenaga listrik pada pra rencana pabrik Asam Benzoat ini
direncanakan dan disediakan oleh PLN dan generator set. Tenaga listrik yang
disediakan ini dipergunakan untuk menggerakkan motor, penerangan,
instrumentasi, dan lainnya.
Perincian kebutuhan listrik terbagi menjadi :
a. Peralatan proses produksi
b. Penerangan pabrik
3.1 Perincian kebutuhan listrik untuk proses produksi
a. Daerah proses produksi
Tabel D.5 Kebutuhan listrik pada proses produksi
Kode Nama Alat Jumlah Daya (Hp) Total Daya
(Hp)
R - 110 Pengaduk 1 33 33
L - 115 Pompa 1 0,5 0,5
G - 114 Kompresor 1 2 2
L - 122 Pompa 1 1 1
L - 127 Pompa 1 0,5 0,5
L - 129 Pompa 1 1 1
R – 130 Pengaduk 1 9 9
R - 132 Pengaduk 1 0,5 0,5
L - 135 Pompa 1 0,5 0,5
L - 144 Pompa 1 0,5 0,5
H - 151 Centrifuge 2 26,4 52,8
J - 152 Vibration Conveyor 1 1 1
J - 153 Bucket Elevator 1 1,5 1,5
R - 110 Pengaduk 1 1 1
Total 104,3
b. Daerah pengolahan
Tabel D.6 Pemakaian listrik pada daerah pengolahan air
Kode Nama Alat Jumlah Daya (Hp) Total Daya
(Hp)
H-210 Pompa air sungai 1 6 6
L-212 Pompa bak sedimentasi 1 6 6
L-214 Pompa bak skimer 1 6 6
L-216 Pengaduk clarifier 1 16,5 16,5
L-221 Pompa clarifier 1 6 6
L-223 Pompa ke vesel chlorinasi 1 1 1
L-224 Pompa air sanitasi 1 1 1
L-226 Pompa air bersih ke kation exchange 1 4,5 4,5
P-227 Pompa air proses ke peralatan 1 4 4
L-228 Pompa bak air pendingin 1 1,5 1,5
Q-230 Pompa air pendingin ke peralatan 1 1,5 1,5
L-232 Fan cooling tower 1 1 1
L-234 Pompa deaerator 1 1,5 1,5
L-238 Pompa air boiler 1 1,5 1,5
L-239 Pompa fuel 1 1 1
L-241 Boiler 1 466,5 466,5
Total 525,5
Jadi kebutuhan listrik untuk proses dan unit utilitas adalah :
= (104,3 + 525,5) Hp = 629,8 Hp
= 629,8 Hp x 0,7457 kW/Hp = 469,6419 kW
c. Kebutuhan listrik untuk instrument
Tenaga listrik yang dibutuhkan untuk instrumentasi diperkirakan 10 % dari
tenaga listrik yang dibutuhkan untuk proses, maka kebutuhan listrik untuk
instrumentasi adalah :
= 10 % x 629,8 Hp = 62,98 Hp
= 62,98 Hp x 0,74570 kW/Hp = 46,9642 kW
3.2. Perincian kebutuhan listrik untuk penerangan
Untuk keperluan penerangan dapat diperoleh dengan mengetahui luas
bangunan dan areal tanah dengan menggunakan rumus :
L = D.U
FA
Dimana: L = lumen outlet
A = luas daerah
F = foot candle
U = koefisien listrik = 0,8
D = effisiensi penerangan rata – rata = 0,75
Tabel D.7 Pemakaian listrik untuk penerangan
No Lokasi Jumlah Luas
Candle Lumen m
2 ft
2
1 Pos keamanan (3x3)x2 18 193,7504 10 3229,1730
2 Parkir tamu dan
karyawan
(8x3)x2
48 516,6677 5 4305,5640
3 Aula 8x8 64 688,8902 10 11481,5040
4 Mushola 6x6 36 387,5008 4 2583,3384
5 Toilet (2x2)x6 24 258,3338 5 2152,7820
6 Poliklinik 4x4 16 172,2226 8 2296,3008
7 Taman 100x3 300 3229,1730 5 26909,7750
8 Perkantoran administrasi 100x5 500 5381,9550 25 224248,1250
9 Kantin 5x6 30 322,9173 5 2690,9775
10 Area proses produksi 200x150 30.000 322917,3000 30 16145865,0000
11 Gudang bahan baku 40x60 2.400 25833,3840 20 8611128000
12 Kantor divisi litbang 4x6 24 258,3338 20 8611,1280
13 Laboratorium 5x5 25 269,0978 10 4484,9625
14 Gudang produki samping 10x15 150 1614,5865 10 26909,7750
15 Gudang produk utama 12x20 240 2583,3384 10 43055,6400
16 Garasi 5x10 50 538,1955 5 4484,9625
17 Bengkel 5x10 50 538,1955 8 7175,9400
18 Area tangki bahan bakar 5x10 50 538,1955 8 7175,9400
19 Ruang genser 5x5 25 269,0978 8 3587,9700
20 Pemadam kebakaran 5x6 30 322,9173 8 4305,5640
21 Area pengolahan air 100x300 30.000 322917,3000 10 5381955,0000
22 Area pengolahan limbah 20x50 1.000 10763,9100 10 179398,5000
23 Perluasan pabrik 200x100 20.000 215278,2000 5 1793985,0000
24 Jalan 20.000 215278,2000 5 1793985,0000
Total 105.080 1131071,6628 26545990,7217
Untuk taman, water treatment, jalan area proses, dan area penyimpanan produk
akan di pakai lampu mercury 250 watt dengan output lumen 10000.
Dari perhitungan di atas didapatkan :
Lumen untuk taman = 26.909,7750
Lumen untuk jalan = 1.793.985
Lumen untuk water treatment = 5.381.955
Lumen untuk area proses = 16.145.865
Lumen untuk area produk utama = 43.055,64
Lumen untuk area produk samping = 26.909,7750
Total = 23.418.680,19
Jumlah lampu mercury yang dibutuhkan :
= buah342.28680,341.210000
19,680.418.23
Untuk penerangan derah lainnya digunakan lampu TL 40 watt dengan output
lumen 2000.
Jumlah lampu TL yang dibutuhkan :
= buah564.16553,563.12000
19,680.418.237217,990.545.26
Maka kebutuhan listrik untuk penerangan :
= (2.342 x 250) + (1.564 x 40) = 648.060 Watt = 648,06 kW
Kebutuhan listrik untuk keperluan seperti komputer, lemari es, AC, mesin foto
copy dan lain – lain, ditetapkan 10 kW
Total kebutuhan listrik :
= listrik proses + listrik penerangan + listrik untuk lain2
= 469,6419 kW + 648,06 kW + 10 kW
= 1.127,70 kW
Faktor keamanan 10%.
Sehingga total kebutuhan listrik = 1,1 x 1.127,70 kW
= 1.240,4720 kW
Kapasitas generator = 1.240,4720 kW
Efisiensi = 80%
Kapasitas total = 8,0
kW 1.247,4720
= 1.550,5901 kW
Maka menggunakan generator dengan pembangkit kekuatan = 1.600 kW
4. Unit penyediaan bahan bakar
a. Generator
1 kW = 3412,1541 Btu/jam
Tenaga generator = 1.600 kW
= 1.600 x 3412,1541 Btu/jam
= 5.459.446,5600 Btu/jam
Bahan bakar yang digunakan adalah diesel oil (solar) :
Heating value = 19200 Btu/lb
Densitas = 0,8 kg/L
Maka kebutuhan bakar yang dibutuhkan adalah
= jamkgjamlblbBtu
jamBtu/9786,128/3462,284
/19200
/5600,446.459.5
V = jamLLkg
jamkgm/2232,161
/8,0
/9786,128
b. Tangki bahan bakar
Fungsi : Untuk menampung bahan bakar yang akan digunakan
Type : Fixed roof
Bahan : High Alloy steel SA 240 Grade A
Kondisi : P = 14,7 psi
T = 30oC
Dasar perhitungan :
Waktu penyimpanan = 7 hari
Massa bahan bakar = 7 hari x 128,9786 kg/jam x 24 jam
= 21.668,4013 kg/minggu
Volume bahan bakar = gguLLkg
ggukgmin/5016,085.27
/8,0
min/4013,668.21
= 27,0855 m3/minggu
Volume bahan bakar dianggap menempati 80 % volume tangki.
Volume tangki = 3
3
8569,338,0
0855,27m
m
Menghitung diameter tangki :
Volume tangki = ¼ x π x D2 x H
Dianggap H = 1,5 D
Jadi :
33,8569 m3 = ¼ x π x D
2 x 1,5 D
33,8569 m3 = 1,1775 D
3
D = 3,0636 m = 10,0511 ft = 120,6132 in
Menghitung tinggi tangki :
H = 1,5 D
= 1,5 x 3,0636 m = 4,5954 m
Menghitung tebal tangki :
ts = CEf
DPi
)7,146,0(2
Dimana :
f = 15600 psi
E = 0,85
C = 1/16 in
Jadi tebal tangki = 16
1
)7,146,085,015600(2
6132,1207,14
= 0,1294 in ≈ 3/16 in
APPENDIKS E
ANALISA EKONOMI
E.1. Metode Penafsiran Harga
Penafsiran harga peralatan tiap tahun mengalami perubahan sesuai
dengan kondisi perekonomian yang ada. Untuk penafsiran harga peralatan,
diperlukan indeks yang dapat dipergunakan untuk mengkonversi harga
peralatan pada masa lalu, sehingga diperoleh harga alat saat ini. Untuk
menafsir harga alat, dipakai persamaan (Peter & Timmerhaus, edisi 4 hal
164):
CX = CK x K
X
I
I ....................................................................................... (1)
Dimana :
CX = Tafsirann harga saat ini
CK = Tafsiran harga alat pada tahun k
IX = Indeks harga saat ini
IK = Indeks harga tahun k
Sedangkan untuk menafsirkan harga alat yang sama dengan kapasitas yang
berbeda digunakan persamaan (Peter & Timmerhaus, hlm 169) :
n
B
ABA
C
C VV .................................................................. (2)
Dimana :
VA = Harga alat dengan kapasitas A
VB = Harga alat dengan kapasitas B
CA = Kapasitas alat A
CB = Kapasitas alat B
n = Harga eksponen peralatan
Harga peralatan dalam Pra Rencana Pabrik Asam Benzoat, didasarkan pada
harga alat yang terdapat pada Ulrich. GD dan www.matche.com.
Tabel E.1.1. Indeks harga pada alat pada tahun sebelum evaluasi.
No Tahun (y) Indeks (x) x2 xy
1 1975 182 33124 359450
2 1976 192 36864 379392
3 1977 204 41616 403308
4 1978 219 47961 433182
5 1979 239 57121 472981
6 1980 261 68121 516780
7 1981 297 88209 588357
8 1982 314 98596 622348
9 1983 317 100489 628611
10 1984 323 104329 640832
11 1985 325 105625 645125
12 1986 318 101124 631548
13 1987 324 104976 643788
14 1988 343 117649 681884
15 1989 355 126025 706095
16 1990 356 126736 708440
Jumlah 1358565 9062121
( Peter & Timmerhaus hal 238 tabel 6-2 )
y = 0.0758x + 1960.9
1972
1974
1976
1978
1980
1982
1984
1986
1988
1990
1992
160 200 240 280 320 360 400
Indeks
Tah
un
Grafik E.1.1. Hubungan Antara Indeks Dengan Tahun
Dari grafik E.1.1, didapatkan persamaan :
y = 0,0758x + 1960,9
Indeks harga pada tahun 2003
2003 = 0,0758x + 1960,9
x = 555,409
Indeks harga pada tahun 2009.
2009 = 0,0758x + 1960,9
x = 634,5646
E.2. Harga Peralatan
Dengan menggunakan rumus – rumus pada metode penafsiran harga
didapatkan harga perlatan proses seperti terlihat pada tabel E.2.1. (tabel harga
peralatan proses) dan tabel E.2.2. (tabel harga peralatan utilitas).
Contoh perhitungan harga alat :
Nama Alat : Storage C6H5CH3
Volume : 8200,4836 ft3
Bahan konstruksi : High Alloy Steel SA 240 Grade M Type 316
Dari http : www.matche.com diperoleh :
Harga alat pada tahun 2003 = $ 47000
Harga Storage C6H5CH3 tahun 2009 =
3200tahunhargax2003tahunindeks
2009tahunindeks
= 47000$x555,409
634,5646
= 53698,3373
Asumsi : $ 1 = Rp. 9.000
Dengan cara yang sama harga peralatan proses dapat dilihat pada tabel E.2.1.
sebagai berikut :
Tabel E.2.1. Daftar Harga Peralatan Proses
No Nama alat Kode Harga ($)
Jumlah Harga total
(Rp) 2003 2009
1 Storage katalis F-111 2.100 2.399,2874 1 21.593.587
2 Tangki pencampur R-132 5.700 6.512,3515 1 58.611.164
3 Heater E-133 800 914,0143 1 8.226.128
4 Storage Toluene F-112 47.000 53.698,3373 2 966.570.071
5 Pompa L-116 2.700 3.084,7981 1 27.763.183
6 Heater E-117 700 799,7625 1 7.197.862
7 Storage Chlorin F-113 49.000 55.983,3729 1 503.850.356
8 Kompresor G-114 38.500 43.986,9359 1 395.882.423
9 Heater E-115 1.000 1.142,5178 1 10.282.660
10 Reaktor I R-110 338.000 386.171,0214 1 3.475.539.192
11 Scruber I D-124 2.300 2.627,7910 1 23.650.119
12 Storage HCl F-157 46.100 52.670,0713 8 3.792.245.131
13 Storage I F-121 21.200 24.221,3777 1 217.992.399
14 Pompa L-122 3.500 3.998,8124 1 35.989.311
15 Heater E-123 800 914,0143 1 8.226.128
16 Destilasi I D-120 8.100 9.254,3943 1 83.289.549
17 Kondensor E-125 6.400 7.312,1140 1 65.809.026
18 Akumulator F-126 3.100 3.541,8052 1 31.876.247
19 Pompa L-127 3.600 4.113,0641 1 37.017.577
20 Reboiler E-128 15.300 17.480,5226 1 157.324.703
21 Pompa L-129 3.500 3.998,8124 1 35.989.311
22 Cooler E-131 900 1.028,2660 1 9.254.394
23 Reaktor II R-130 203.000 231.931,1164 1 2.087.380.048
24 Scruber II D-137 2.200 2.513,5392 1 22.621.853
25 Storage II F-134 18.500 21.136,5796 1 190.229.216
26 Pompa L-135 3.500 3.998,8124 1 35.989.311
27 Heater E-136 800 914,0143 1 8.226.128
28 Destilasi II D-140 9.500 10.853,9192 1 97.685.273
29 Reboiler E-141 13.300 15.195,4869 1 136.759.382
30 Kondensor E-142 3.500 3.998,8124 1 35.989.311
31 Akumulator F-143 6.300 7.197,8622 1 64.780.760
32 Pompa L-144 3.600 4.113,0641 1 37.017.577
33 Cristalizer X-150 25.600 29.248,4561 1 263.236.105
34 Centrifuge H-151 23.000 26.277,9097 2 473.002.375
35 Vibration Conveyor J-152 20.900 23.878,6223 1 214.907.601
36 Bukect Elevator J-153 7.400 8.454,6318 1 76.091.686
37 Bin Produk F-154 3.500 3.998,8124 1 35.989.311
38 Mesin Pengemas P-155 1.000 1.142,5178 1 10.282.660
39 Storage produk F-156 2.400 2.742,0428 1 24.678.385
Jumlah 13.789.047.506
Tabel E.2.2. Daftar Harga Peralatan Utilitas
No Nama alat Kode Harga ($)
Jumlah Harga total
(Rp) 2003 2009
1 Pompa Air Sungai L-211 5.600 6.398,0998 1 57.582.898
2 Bak Sedimentasi F-212 6.800 7.769,1211 1 69.922.090
3 Pompa Bak Sedimentasi L-213 5.600 6.398,0998 1 57.582.898
4 Skimer F-214 6.000 6.855,1069 1 61.695.962
5 Pompa Skimer L-215 5.600 6.398,0998 1 57.582.898
6 Clarifier H-210 11.600 13.253,2067 1 119.278.860
7 Bak Clarifier F-216 6.000 6.855,1069 1 61.695.962
8 Pompa Clarifier L-217 5.600 6.398,0998 1 57.582.898
9 Sand Filter H-218 10.100 11.539,4299 1 103.854.869
10 Bak Air Bersih F-219 6.000 6.855,1069 1 61.695.962
11 PompaAir Bersih L-221 2.800 3.199,0499 1 28.791.449
12 Kation Exchanger D-220A 13.600 15.538,2423 1 139.844.181
13 Anion Exchanger D-220B 11.400 13.024,7031 1 117.222.328
14 Bak Air Lunak F-222 6.000 6.855,1069 1 61.695.962
15 Pompa Deaerator L-231 4.000 4.570,0713 1 41.130.641
16 Deaerator D-232 7.500 8.568,8836 1 77.119.952
17 Boiler Q-230 104.930 119.884,3943 1 1.078.959.549
18 Pompa Air Boiler L-233 4.000 4.570,0713 1 41.130.641
19 Pompa Air Proses L-234 5.000 5.712,5891 1 51.413.302
20 Pompa Air Pendingin L-241 4.600 5.255,5819 1 47.300.238
21 Bak Air Pendingin L-242 4.700 5.369,8337 1 48.328.504
22 Pompa Air Pendingin Ke
Peralatan L-243 4.600 5.255,5819 1 47.300.238
23 Cooling Tower P-240 17.200 19.651,3064 1 176.861.758
24 Pompa Ke Bak Klorinasi L-225 2.800 3.199,0499 1 28.791.449
25 Bak Klorinasi F-224 7.400 8.454,6318 1 76.091.686
26 Pompa Bak Sanitasi L-225 2.800 3.199,0499 1 28.791.449
27 Bak Air Sanitasi F-226 2.900 3.313,3017 1 29.819.715
Jumlah 2.829.068.337
Dari tabel E.2.1. dan tabel E.2.2. dapat diketahui harga peralatan total :
Harga Peralatan = Harga peralatan proses + Harga peralatan utilitas
= Rp. 13.789.047.506 + Rp. 2.829.068.337
= Rp. 16.618.115.843
Ditetapkan faktor keamanan sebesar 20% dari harga peralatan, sehingga :
Harga total peralatan = 1,2 x Rp. 16.618.115.843
= Rp. 19.941.739.012
E.3. Biaya Utilitas
1. Listrik
Kebutuhan listrik = 1127,7019 kW/jam
Harga listrik per kW = Rp. 450
Biaya listrik pertahun :
= 1127,7019 kW/jam x Rp. 450/kW x 24 jam/hari x 330 hari/tahun.
= Rp. 4.019.129.429
2. Bahan Bakar
Kebutuhan bahan bakar = 161,2232 L/jam
Harga bahan bakar per liter = Rp. 5.000
Biaya bahan bakar pertahun :
= 161,2232 L/jam x Rp. 5.000/ L x 24 jam/hari x 330 hari/tahun.
= Rp. 6.384.439.655
3. Air
Kebutuhan air = 85,2029 m3/jam
Harga air per m3 = Rp. 200
Biaya air pertahun :
= 85,2029 m3/jam x Rp. 200/ m
3 x 24 jam/hari x 330 hari/tahun.
= Rp. 134.961.389
4. Alum
Kebutuhan alum = 10,7356 kg/jam
Harga alum per kg = Rp. 4.500
Biaya alum pertahun :
= 10,7356 kg/jam x Rp. 4.500/ kg x 24 jam/hari x 330 hari/tahun.
= Rp. 382.615.537
Jadi, biaya utilitas total = 10.921.146.010
E.4. Harga Tanah dan Bangunan
a. Tanah
Luas tanah = 120.000 m2
Harga tanah/m2 = Rp. 100.000
Harga tanah total = Rp. 12.000.000.000
b. Bangunan
Luas bangunan = 105.080 m2
Harga bangunan/m2 = Rp. 200.000
Harga bangunan total = Rp. 21.016.000.000
Jadi, harga tanah dan bangunan total = Rp. 33.016.000.000
E.5. Harga Bahan Baku
Tabel E.5.1. Perhitungan harga bahan baku
No. Bahan baku Kebutuhan
(kg/jam)
Harga satuan
(Rp)
Harga per tahun
(Rp)
1. C6H5CH3 1907,9054 4000 60.442.443.072
2. Cl2 4408,3547 3500 122.199.593.628
3. Katalis ZnCl2 28,1202 2500 556.779.949
Total 183.198.816.649
E.6. Biaya Pengemasan
Produk Utama
Pengemasan dilakukan tiap 25 kg dengan kantong plastik
Kapasitas = 20.000 ton/tahun = 20.000.000 kg/tahun
Harga kantong = Rp 500/buah
Jumlah kemasan = kg25
kg/tahun000.000.20
= 800.000 kantong/tahun
Biaya pengemasan dalam setahun = Rp. 500 x 800.000
= Rp. 400.000.000
E.7. Gaji Karyawan
Tabel E.7.1. Perincian gaji karyawan pabrik Asam Benzoat
No. Jabatan Jumlah Gaji/bulan Total
1. Dewan Komisaris 4 4.000.000 16.000.000
2. Direktur Utama 1 10.000.000 10.000.000
3. Kepala Litbang 1 4.000.000 4.000.000
4. Karyawan Litbang 2 1.500.000 3.000.000
5. Direktur 2 7.500.000 15.000.000
6. Kabag 5 5.000.000 25.000.000
7. Kasie Pemeliharaan 1 3.000.000 3.000.000
8. Karyawan Unit Pemeliharaan 2 900.000 1.800.000
9. Kasie Utilitas 2 3.000.000 6.000.000
10. Karyawan Utilitas 4 900.000 3.600.000
11. Kasie Pengendalian Proses 1 3.000.000 3.000.000
12. Karyawan Pengendalian Proses 2 900.000 1.800.000
13. Kasie Proses Produksi 1 3.000.000 3.000.000
14. Karyawan Proses Produksi 116 900.000 104.400.000
15. Kasie Laboratorium 1 2.500.000 2.500.000
16. Karyawan Laboratorium 3 900.000 2.700.000
17. Kasie Administrasi 1 2.500.000 2.500.000
18. Karyawan Administrasi 3 1.000.000 3.000.000
19. Kasie Pembelian 1 2.500.000 2.500.000
20. Karyawan Pembelian 4 900.000 3.600.000
21. Kasie Pemasaran 1 2.500.000 2.500.000
22. Karyawan Pemasaran 4 900.000 3.600.000
23. Kasie Personalia 1 2.500.000 2.500.000
24. Karyawan Personalia 2 900.000 1.800.000
25. Humas 2 2.000.000 4.000.000
26. Kasie Unit Keselamatan 1 1.500.000 1.500.000
27. Karyawan Keselamatan 2 1.000.000 2.000.000
28. Unit Perserikatan Pekerja 2 1.000.000 2.000.000
29. Unit Kesejahteraan Pekerja 2 1.000.000 2.000.000
30 Kasie Kesehatan 1 2.000.000 2.000.000
31. Karyawan Kesehatan 1 1.000.000 1.000.000
32. Kasie Gudang 1 2.000.000 2.000.000
33. Karyawan Gudang 2 850.000 1.700.000
34. Kasie Bengkel 1 2.500.000 2.500.000
35. Karyawan Bengkel 3 850.000 2.550.000
36. Transportasi 4 850.000 3.400.000
37. Keamanan 5 800.000 4.000.000
38. Kebersihan 3 700.000 2.100.000
39. Pertamanan 2 700.000 1.400.000
Total 197 260.950.000
Total gaji karyawan per tahun = Rp. 260.950.000 x 12
= Rp. 3.131.400.000
E.8. Harga Produk
Produk (C6H5COOH)
Produksi = 20.000 ton/tahun = 20.000.000 kg/tahun
Harga/kg = Rp. 19.000
Penjualan C6H5COOH per tahun = 20.000.000 kg/tahun x Rp. 19.000/kg
= Rp. 380.000.000.000
1,9
in
DETAIL LUG DAN GUSSET
TAMPAK SAMPING TAMPAK DEPAN
E-5
2/16 in
in16/1
K
B
E
RA
T
L
in161
in161
DETAIL NOZZLE
in163
1 in
2 in
DETAIL FLANGE DAN BAUT
TAMPAK SAMPING
E-6
20 in
20 in
12
in
in21 20
in
12 in
3 in
DETAIL PLATE DAN PONDASI
TAMPAK DEPAN
11 in
3 in
54
in
53,6
25
0
in
TAMPAK ATAS
1 in
TAMPAK SAMPING
DETAIL COIL
1,9 in
n =1760,8 in
6,9802 in
80,4375 in
9,0626 in
TAMPAK SAMPING
E-7A
F
E
D
C
B
C
E-8
TAMPAK MEMBUJUR
A E
F
C
C
B
D
1
9
10
5
6
7
4
3
8
2
14
13
12
11
18
17
16
15
20
19
TAMPAK ATAS
16,3452 in
2,7348 in
TAMPAK SAMPING
0,4812 in
54 in
1,5 in
26,8125 in
53,625 in
3/16 in
9,0515
in
9,0
626
in
54 in
DETAILS TUTUP
ATAS
54 in
3/16 in
16
,9802
in
1,5 in 3,25
in
DETAIL TUTUP BAWAH
15,4802
in
6,9802 in
DETAILS TUTUP ATAS
DETAIL TUTUP BAWAH
DETAIL PLATE DAN PONDASI
20
in
12 in
3
in
TAMPAK DEPAN
in163
2 in
DETAIL FLANGE DAN BAUT
TAMPAK SAMPING
20 in
20 in
12 in
in21
3 in
TAMPAK ATAS
16,3452 in
2,7348 in
TAMPAK SAMPING
PENGADUK
0,4812 in
1,9
in
K
B
E
RA
T
L
in161
in161
DETAIL NOZZLE
DETAIL LUG DAN GUSSET
TAMPAK SAMPING TAMPAK DEPAN
E-17
E-16
2/16 in
in16/1
DETAIL SPARGE
Nt = 76 buah
80,4375
in
9,0626 in
TAMPAK SAMPING
A
F
E
D
C
B
C
E-10
TAMPAK MEMBUJUR
A E
F
C
C
B
D
1
9
10
5
6
7
4
3
8
2
14
13
12
11
18
17
16
15
20
19
Nozzle A B C D E F
NPS 1 1/4 1,5 0,5 2 1 10
A (in) 4 5/8 5 3,5 6 4,25 16
T (in) 5/8 11/16 7/16 0,75 9/16 1 3/16
R (in) 2,5 2 7/8 1 3/8 3 5/8 2 12 3/4
E (in) 2 5/16 2 9/16 1 3/16 3 1/16 1 15/16 12
K (in) 1 66 1 66 1 66
L (in) 2,25 2 7/16 1 7/8 2,5 2 3/16 4
B (in) 1 38 1 38 1 38
20. PONDASI CEMEN, SAND % GRAVEL
19. BASE PLATE CARBON STELL
18. PENYANGGA CARBON STEEL
17. NOZZEL PRODUK
KELUAR
HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
16. SPARGE HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
15. NOZZLE BAHAN
MASUK
HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
14. NOZZLE OUTLET AIR HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
13. PENGADUK HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
12. BAFFLE HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
11. LUG & GUSKET CARBON STELL
10. SILINDER SS SA 240 GRADE M TYPE 316
9. COIL PENDINGIN HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
8. NOZZLE INLET AIR HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
7. POROS PENGADUK HOT ROLLER STELL SAE 1020
6. HAND HOLE HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
5. BAUT HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
4. FLAGE HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
3. TUTUP ATAS SS SA 240 GRADE M TYPE 316
2. NOZZLE BAHAN
KELUAR
HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
1. NOZZLE BAHAN
MASUK
HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
NO KETERANGAN BAHAN
JURUSAN TEKNIK KIMIA
FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI
INSTITUT TEKNOLOGI NASIONAL MALANG
PERANCANGAN ALAT UTAMA
REAKTOR
DIRANCANG OLEH DOSEN PEMBIMBING
ASWIEN VIRA Y. 02.14.163
Ir. BAMBANG SUSILO H.
TAMPAK ATAS54 in
1,5 in
26,8125 in
53,625 in
3/16 in9,0515
in
9,0
626
in
54 in
54 in
3/16 in16
,9802 i
n
1,5 in
3,25
in
15,4802 in
1 in
1 in
1,9 in
60,8 in
TAMPAK SAMPING
DETAIL COIL
TAMPAK ATAS
TAMPAK ATAS
54
in
53,6
25
0 in
66
in
DETAILS TUTUP ATAS
DETAIL TUTUP BAWAH
DETAIL PLATE DAN PONDASI
20
in
15 in
3
in
TAMPAK DEPAN
in163
2 in
DETAIL FLANGE DAN BAUT
TAMPAK SAMPING
20 in
20 in
15 in
in21
3 in
TAMPAK ATAS
TAMPAK SAMPING
PENGADUK
0,9626 in
24 i
n
K
B
E
RA
T
L
in161
in161
DETAIL NOZZLE
DETAIL LUG DAN GUSSET
TAMPAK SAMPING TAMPAK DEPAN
2/16 in
DETAIL SPARGE
Nt = 46 buah
98,4393 in
11,0906
TAMPAK SAMPING
A
F
E
C
C
TAMPAK MEMBUJUR
A E
F
C
C
B
D
1
9
10
5
6
7
4
3
8
2
14
13
12
11
18
17
16
15
20
19
Nozzle A B C D E F
NPS 1 1/4 1,5 0,5 2 1 10
A (in) 4 5/8 5 3,5 6 4,25 16
T (in) 5/8 11/16 7/16 0,75 9/16 1 3/16
R (in) 2,5 2 7/8 1 3/8 3 5/8 2 12 3/4
E (in) 2 5/16 2 9/16 1 3/16 3 1/16 1 15/16 12
K (in) 1 66 1 66 1 66
L (in) 2,25 2 7/16 1 7/8 2,5 2 3/16 4
B (in) 1 38 1 38 1 38
TAMPAK ATAS
E-27
66 in
1,5 in
32,8125 in
65,625 in
3/16 in11,1015 in
12
,6015 i
n
66 in
66 in
3/16 in20
,9443 i
n
1,5 in
3,25
in
18,9443 in
7/8 in
3 in
0,675 in
24,3 in
TAMPAK SAMPING
DETAIL COIL
TAMPAK ATAS
TAMPAK ATAS
65,6
25
0 in
20,9443 in
D
B
19
,9589 i
n
19,6875 in
3,3469 in
20 PONDASI CEMENT, SAND & GRAVEL
19 BASE PLATE BESI COR
18 PENYANGGA SS SA 240 GRADE M TYPE 316
17 NOZZEL PRODUK KELUAR HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
16 TUTUP BAWAH SS SA 240 GRADE M TYPE 316
15 SPARGE HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
14 NOZZEL BAHAN MASUK SS SA 240 GRADE M TYPE 316
13 NOZZEL OUTLET AIR HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
12 PENGADUK SS SA 240 GRADE M TYPE 316
11 LUG & GUSKET CARBON STEEL
10 SILINDER SS SA 240 GRADE M TYPE 316
9 COIL PEMANAS HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
8 NOZZEL INLET CARBON STEEL
7 POROS PENGADUK HOT ROLLER STELL SAE 1020
6 HAND HOLE HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
5 BAUT SS SA 240 GRADE M TYPE 316
4 FLAGE HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
3 TUTUP ATAS SS SA 240 GRADE M TYPE 316
2 NOZZEL BAHAN KELUAR HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
1 NOZZEL BAHAN MASUK HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
NO. KETERANGAN BAHAN
DISUSUN OLEH DOSEN PEMBIMBING
ASWIEN VIRA Y. 02.14.163 Ir. BAMBANG SUSILO H
REAKTOR
JURUSAN TEKNIK KIMIA
FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI
INSTITUT TEKNOLOGI NASIONAL MALANG
PERANCANGAN ALAT UTAMA
E-31 in16/1
JURUSAN TEKNIK KIMIA
FAKULTAS TEKNIK
UNIVERSITAS TRIBHUWANA TUNGGADEWI MALANG
DIRANCANG OLEH DOSEN PEMBIMBING
ROBERTO M. BELO
030.501.0017
S.P. Abrina
Anggraini,ST.,MT.
Pembimbing IIr. Achmad
Chumaidi
Pembimbing I
S.P. Abrina
Anggraini,ST.,
MT.
Pembimbing II
FLOWSHEET PERANCANGAN ALAT UTAMA
REAKTOR
DIRANCANG OLEH
ROBERTO M. BELO 030.501.0014
DOSEN PEMBIMBING
Ir. ACHMAD CHUMAIDI, MT.
S.P. ABRINA ANGGRAINI,ST.,MT.
MENYETUJUI
NPS ANOZZLE
A
B
C
D
E
T R E L B
2"
1/2"
1/2"
2"
1/2"
6"
3 1/2"
6"
3/4"
7/16"
3 5/8"
1 3/8"
3 1/16"
1 3/16"
1"
5/8"
5/8"
1"
5/8"
2,44"
0,88"
0,88"
2,44"
0,88"
A
BL
T
R
E
DETAIL DIMENSI NOZZLE
JURUSAN TEKNIK KIMIA
FAKULTAS TEKNIK
UNIVERSITAS TRIBHUWANA TUNGGADEWI MALANG
FLOWSHEET PERANCANGAN ALAT UTAMA
KOLOM DISTILASI
DIRANCANG OLEH DOSEN PEMBIMBING
SUNARWIN 0305010017 Ir. ACHMAD CHUMAIDI
3 1/2"
3 1/2"
3/4"
7/16"
7/16"
1 3/8"
1 3/8"
3 5/8" 3 1/16"
1 3/16"
1 3/16"
3/16"
20"
3,0
42"
DETAIL TUTUP BAWAH
DETAIL TUTUP ATAS
3/16"
20"
3,0
42
"
DETAIL LAY OUT VERTIKAL
3/16"
19,6250"
20"
15"
DETAIL FLANGE
1/2"
0,8771"
DETAIL PITCH
3/1
6"
0,9065"
ANCHOR BOLT
DETAIL LAY OUT VERTIKAL
19,6250"
20"
2,0041"
DETAIL EXTERNAL CHAIR
4"
36"
0,5
"
20"
36"
20"
TRAY TAMPAK ATAS
TAMPAK ATAS
25"20"
12"
4"
B
C
D
E
A
16
POTONGAN MEMBUJURTAMPAK SAMPING
14
13
12
11
7
6
1B
C
D
E
3,042"
210"
12"
216,084"
15
2
5
4
3
36"
9
3,042"
A
19
18
17
12"
NO
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
BAHAN
HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
CARBON STEEL SA 135 GRADE B
ASBESTOS
CARBON STEEL SA 135 GRADE B
HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
CARBON STEEL SA 135 GRADE B
CARBON STEEL SA 135 GRADE B
CARBON STEEL SA 135 GRADE B
HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
HAS SA 240 GRADE M TYPE 316
CARBON STEEL SA 135 GRADE B
KETERANGAN
NOZZLE TOP KOLOM
TUTUP ATAS
FLANGE
GASKET
BAUT
NOZZLE REFLUKS KONDENSOR
SHELL
SIVE TRAY
DOWNCOMER
NOZZLE FEED
NOZZLE REBOILER
TUTUP BAWAH
13
14
15
16
CARBON STEEL SA 135 GRADE B
HAS SA 366 GRADE F8 304
HAS SA 336 GRADE B8 TYPE 304
CARBON STEEL SA 135 GRADE B
SKIRT SUPORT
NOZZLE BOTTOM KOLOM
ANCHOR BOLT
COMPRESING PLATE
CARBON STEEL SA 135 GRADE B
17 CARBON STEEL SA 135 GRADE BGUSSET
18 CARBON STEEL SA 135 GRADE BBEARING PLATE
19 CEMENT, SAND AND GRAVELPONDASI
40" 50"
8
10
DIRANCANG OLEH :
SUNARWIN 030.501.0017
DOSEN PEMBIMBING
Ir. ACHMAD CHUMAIDI, MT.
S.P. ABRINA ANGGRAINI,ST.,MT.
MENYETUJUI
SUNGAI
PERALATAN
PERALATAN
F-214
F-216
F-222
F-242
F-224 F-226
F-219
H-210
L-211
L-213 L-215
L-217
D-220A
D-220B
H-218
L-221
L-231
D-232
L-233
STEAM + O2
DRAIN
AIR PROSES
L-234
L-241
P-240
L-243
L-223
Cl2
L-225
AIR SANITASI
DIRANCANG OLEH :
ROBERTO M. BELO
0305010014
SUNARWIN
0305010017
UNIT PENGOLAHAN AIRPRA RENCANA PABRIK ASAM BENZOAT
DOSEN PEMBIMBING :
Ir. ACHMAD
CHUMAIDI
JURUSAN TEKNIK KIMIA
FAKULTAS TEKNIK
UNIVERSITAS TRIBHUWANA TUNGGADEWI MALANG
LARUTAN
ALUM
Q-230
FUEL OIL
GAS
F-212
NO
1
KODE
H - 210
NAMA ALAT
TANGKI CLARIFIER
POMPA KE BAK KHLORINASI
2
3
4
5
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
22
21
23
L - 211
F - 212
L - 213
F - 214
L - 217
F - 219
D - 220A
D - 220B
L - 221
F - 222
L - 223
F - 224
L - 225
F - 226
L - 231
L - 233
D - 232
L - 234
POMPA AIR SUNGAI
BAK SEDIMENTASI
POMPA BAK SEDIMENTASI
SKIMMER
POMPA CLARIFIER
SAND FILTER
BAK AIR BERSIH
KATION EXCHANGER
ANION EXCHANGER
POMPA AIR BERSIH
BAK AIR LUNAK
BAK KHLORINASI
POMPA KE BAK AIR SANITASI
DEAERATOR
POMPA DEAERATOR
POMPA AIR BOILER
H - 218
6
7
L - 215 POMPA SKIMMER
BAK AIR CLARIFIERF - 216
24
25
P - 240
L - 241
COOLING TOWER
POMPA AIR PENDINGIN
26 F - 242 BAK AIR PENDINGIN
27 L - 243 POMPA AIR PENDINGIN KE PERALATAN
BAK AIR SANITASI
Q - 230 BOILER
POMPA AIR PROSES
ROBERTO MARIO BELO 030.501.0014
SUNARWIN 030.501.0017
DIRANCANG OLEH :
DOSEN PEMBIMBING
Ir. ACHMAD CHUMAIDI, MT.
S.P. ABRINA ANGGRAINI,ST.,MT.
MENYETUJUI
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17
C6H5CH3 1898.3659 - - - - 7.7432 7.7425 0.0008 - - - - - 0.0008 7.743E-06 0.0008 46.3802
C6H6 9.5395 - 9.5395 2.2503 17.7480 - - - - - - - - - - - -
Cl2 - 4395.1297 17.9273 0.1793 9.4441 - - - - - - - - - - - -
H2O - 13.2251 - - 59698.4113 13.2251 13.2237 0.0013 739.7349 - - 3302.6032 - 9.0000 0.0900 8.9100 8.4565
HCl - - 2250.2519 2.2503 2248.0017 - - - - - 2222.6519 2220.4293 2.2227 - - - -
C6H5CCL3 - - - - - 4017.5731 0.4018 4017.1714 - - - - - 48.8750 0.0049 48.8701 105.1183
ZnCl2 - - - - - - - - - 28.1202 - - - 28.1202 28.1202 - -
C6H5COOH - - - - - - - - - - - - - 2476.3793 8.9077 2467.4716 2.3630
T O T A L 1908.9054 4408.3547 2277.7187 4.6798 61973.6051 4038.5414 21.3680 4017.1734 739.7349 28.1202 2222.6519 5523.0324 2.2227 2562.3753 37.1228 2525.2525 162.3179
18
0.0465
-
-
0.4535
-
2.5463
-
2359.8883
2362.9346
Komponen
130
CTW
S
WP
TC
F-113PC
TC
100
2
100
LI
PC
F-121LI
R-110
CTWR
Waste
L-122
FC
30
1
TC
F-126
FRC
TC
FC
LC
3
10011
115
30
9
115
1,4
8
115
LI
16
127,73
TC
FC
LC
F-143
FRC
FC
17
FC
FC
FRC
TC
F-112LI
129,42
6
115
14
132,5
31,12
5
FC
7
159,68
15
100
1,4
E-115G-114
E-117
30
E-123
4
D-120
L-129
L-127
E-125
D-124
R-130
L-135
E-136
131,72
100
E-131
D-140
E-128
E-141
L-144
E-142
X-150
H-151
J-153
J-152
F-156
108,06
F-154
P-155
F-111
LI
10
F-157LI
30
1
D-137
13FC
48,83
12
L-116
F-134
SC
FC
115
18
R-132
E-133
39 F -157 ST O R A G E H C L
38 F -156 G U D A N G
37 P -155 M ESIN P EN G EM A S
36 F -154 B IN P R O D U K
35 J -153 B U K ET ELEVA T O R
34 J -152 VIB R A T IO N C O N VEYO R
33 H -151 C EN T R IF U G E
32 X -150 C R IST A LIZ ER
31 L-144 P O M P A
30 F -143 A K U M U LA T O R
29 E-142 K O N D EB SO R II
28 E-141 R EB O ILER II
27 D -140 D EST ILA SI II
26 D -137 SC R U B ER II
25 E-136 H EA T ER
24 L-135 P O M P A
23 F -134 T A N G K I P EN A M P U N G II
22 E-133 H EA T ER
21 R -132 T A N G K I P EN C A M P U R
20 E-131 H EA T ER
19 R -130 R EA K T O R II
18 L-129 P O M P A
17 E-128 REBO ILER I
16 L-127 PO M PA
15 F-126 A K U M U LA T O R
14 E-125 K O N D EN SO R I
13 D -124 SC R U B ER I
12 E-123 H EA T ER
11 L-122 P O M P A
10 F -121 T A N G K I P EN A M P U N G I
9 D -120 D EST ILA SI I
8 R -110 R EA K T O R I
7 E-117 H EA T ER
6 L-116 P O M P A
5 E-115 H EA T ER
4 G -114 K O M P R ESO R
3 F -113 ST O R A G E C H LO R IN
2 F -112 ST O R A G E T O LU EN E
1 F -111 ST O R A G E K A T A LIS
N O . K O D E K ET ERAN G AN
DISUSUN OLEH DOSEN PEMBIMBING
AGUS CHOLILI 02.14.096
ASWIEN VIRA Y. 02.14.163 Ir. BAMBANG SUSILO H
FLOWSHEET
PRA RENCANA PABRIK
ASAM BENZOAT
JURUSAN TEKNIK KIMIA
FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI
INSTITUT TEKNOLOGI NASIONAL MALANG
NOMER ALIRAN
COOLING TOWER WATER RETURN
Waste
SC
CTWR
S
CTW
WP
11 BUANGAN
10 STEAM CONDENSAT
9
8 COOLING TOWER WATER
7 STEAM
6 WATER PROCESS
5 LIQUID FLOW
4 MASS FLOW
3 GAS FLOW
2 TEMPERATUR
1 NOMOR ALIRAN
NO. SIMBOL KETERANGAN
JURUSAN TEKNIK KIMIA
FAKULTAS TEKNIK
UNIVERSITAS TRIBHUWANA TUNGGADEWI MALANG
FLOWSHEET PRA RENCANA PABRIK
ASAM BENZOAT
DIRANCANG OLEH :
ROBERTO MARIO BELO 030.501.0014
SUNARWIN 030.501.0017
DOSEN PEMBIMBING MENYETUI
Ir. ACHMAD CHUMAIDI, MT.
S.P. ABRINA ANGGRAINI,ST.,MT.
ZnCl2 H2O
ZnCl2 Tangki
Pelarut3
1
2H2O
C6H5 CCl3C6H5 CH3 sisa
H2O
C6H5 CH3
H2O
C6H5 COOH
C6H5 CCl3ZnCl2
ZnCl2
HCl
DISUSUN OLEH DOSEN PEMBIMBING
AGUS CHOLILI 02.14.096 Ir. BAMBANG SUSILO H
ASWIEN VIRA Y. 02.14.163
FLOWSHEET
PRA RENCANA PABRIK
ASAM BENZOAT
JURUSAN TEKNIK KIMIA
FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI
INSTITUT TEKNOLOGI NASIONAL MALANG
38 F-148 GUDANG
37 P-147 MESIN PENGEMAS
36 F-146 BIN PRODUK
35 J-145 BUKET ELEVATOR
34 J-144 VIBRATION CONVEYOR
33 H-143 CENTRIFUGE
32 X-142 CRISTALIZER
31 L-141 POMPA
30 F-140 AKUMULATOR
29 E-139 COOLER
28 E-138 REBOILER
27 D-137 DESTILASI II
26 E-136 HEATER
25 L-135 POMPA
24 F-134 TANGKI PENAMPUNG II
23 D-133 SCRUBER II
22 R-132 REAKTOR II
21 E-131 HEATER
20 L-130 POMPA
19 E-129 REBOILER
18 L-128 POMPA
17 F-127 AKUMULATOR
16 E-126 COOLER
15 D-126 DESTILASI I
14 E-124 HEATER
13 L-123 POMPA
12 F-122 TANGKI PENAMPUNG I
11 F-121 STORAGE HCL
10 D-120 SCRUBER I
9 R-119 REAKTOR I
8 E-118 HEATER
7 G-117 KOMPRESOR
6 F-116 STORAGE CLORIN
5 E-115 HEATER
4 L-114 POMPA
3 F-113 STORAGE TOLUENE
2 F-112 TANGKI PENCAMPUR
1 F-111 STORAGE KATALIS
NO. KODE KETERANGAN
11 BUANGAN
10 STEAM CONDENSAT
9 COOLING TOWER WATER RETURN
8 COOLING TOWER WATER
7 STEAM
6 PROSEC WATER
5 LIQUID FLOW
4 MASS FLOW
3 GAS FLOW
2 TEMPERATUR
1 NOMOR ALIRAN
NO. SIMBOL KETERANGAN
Waste
SC
CTWR
S
CTW
P
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17
C6H5CH3 1898.3659 - - - - 7.7432 7.7425 0.0008 - - - - - 0.0008 7.743E-06 0.0008 46.3802
C6H6 9.5395 - 9.5395 2.2503 17.7480 - - - - - - - - - - - -
Cl2 - 4395.1297 17.9273 0.1793 9.4441 - - - - - - - - - - - -
H2O - 13.2251 - - 59698.4113 13.2251 13.2237 0.0013 739.7349 - - 3302.6032 - 9.0000 0.0900 8.9100 8.4565
HCl - - 2250.2519 2.2503 2248.0017 - - - - - 2222.6519 2220.4293 2.2227 - - - -
C6H5CCL3 - - - - - 4017.5731 0.4018 4017.1714 - - - - - 48.8750 0.0049 48.8701 105.1183
ZnCl2 - - - - - - - - - 28.1202 - - - 28.1202 28.1202 - -
C6H5COOH - - - - - - - - - - - - - 2476.3793 8.9077 2467.4716 2.3630
T O T A L 1908.9054 4408.3547 2277.7187 4.6798 61973.6051 4038.5414 21.3680 4017.1734 739.7349 28.1202 2222.6519 5523.0324 2.2227 2562.3753 37.1228 2525.2525 162.3179
18
0.0465
-
-
0.4535
-
2.5463
-
2359.8883
2362.9346
Komponen
E-89
130
E-93
CTW
S
WP
V-47 TC
F-116
V-53
E-92PC
V-65 TC
100
2
E-94
100
E-95
E-88 E-78
V-51
LI
V-57
PC
F-122LI
E-76
R-119
CTWR
Waste
V-54
L-123
V-49FC
E-74V-61
30
1
E-69
TC
E-82
V-48
E-62
E-80 F-127
E-77
V-68V-63
FRC
E-83
TC
E-90
FC
LC
V-67
E-85
3
100
E-91 11
115
E-72
30
9
115
1,4
E-66
E-63 8
115
E-75
LI
V-66
16
127,73
E-87E-73
E-79
E-86
E-64
TC
FC
LC
V-50
V-52
E-68 F-140
V-62V-56
FRC
FC
V-45
17
V-44
V-58 FC
FC
FRC
V-69 TC
F-113LI
129,42
6
115
14
132,5
31,12
5
FC
7
159,68
15
100
1,4
E-118G-117
E-115
30
E-124
4
E-65
D-125
L-130
L-128
E-126
D-120
R-132
L-135
E-136
131,72
100
E-131
E-67
D-137
E-129
E-138
L-141
E-139
X-142
H-143
J-145
J-144
F-148
108,06
E-70
wc
V-64
F-146
P-147
F-111
V-46
LI
10
F-121LI
E-84
30
1
D-133
13
V-60
V-55 FC
48,83
12
L-114
F-134
SC
E-81
E-71
V-59
FC
115
18
R-112
Chlorinator Hydrolyzer
C
o
l
o
m
Toluene
Chlorine
Hidrogen
chlorida
Waste
Water
Low boiling
cut
Zinc Chloride
S
u
b
l
I
m
e
r
Benzoic
Acid
Waste
Hidrogen
chloride
C6H5CH3 + 3 Cl2 C6H5CCl3 + 3 HCl2
Light
Heat
C6H5CCl3 + 2H2O C6H5COOH + 3HClZnCl2