030405024

Yenny : Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida dengan Katalis Perak, 2007 USU Repository © 2008

PRA RANCANGAN

PABRIK PEMBUATAN ETILEN OKSIDA

DENGAN KATALIS PERAK KAPASITAS 3.600 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

Diajukan Untuk Memenuhi Persyaratan

Ujian Sarjana Teknik Kimia

Oleh:

YENNY

NIM : 030405024

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA

MEDAN

2007


KATA PENGANTAR

Puji dan syukur penulis ucapkan ke hadirat Tuhan Yang Maha Kuasa atas

berkat dan rahmatNya penulis dapat menyelesaikan Tugas Akhir yang berjudul:

PRA RANCANGAN PABRIK PEMBUATAN ETILEN OKSIDA

DENGAN KATALIS PERAK

KAPASITAS 3.600 TON/TAHUN

Tugas akhir ini disusun untuk melengkapi tugas-tugas dan merupakan

salah satu syarat untuk mengikuti ujian sarjana pada Departemen Teknik Kimia,

Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara.

Dalam menyelesaikan tugas akhir ini penulis banyak menerima bantuan,

bimbingan dan dukungan dari berbagai pihak, oleh karena itu penulis

mengucapkan terima kasih kepada :

1. Bapak Ir. Indra Surya, MSc., Ketua Jurusan Departemen Teknik Kimia,

Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara

2. Ibu Maya Sarah, ST. MT., Sekretaris Jurusan Departemen Teknik Kimia,

Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara

3. Bapak Dr.Eng Ir. Irvan, M.Si, Koordinator Tugas Akhir Departemen Teknik

Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara.

4. Ibu Dr. Ir. Fatimah, M.T., selaku dosen pembimbing dalam penyusunan tugas

akhir ini.

5. Ibu Erni Misran, ST. MT, selaku co-dosen pembimbing dalam penyusunan

tugas akhir ini.


6. Bapak dan Ibu dosen serta pegawai Program Studi Teknik Kimia, Fakultas

Teknik, Universitas Sumatera Utara.

7. Orangtua dan Saudara Penulis, yang telah banyak memberikan dukungan

moril dan materil kepada penulis.

8. Agustinus Roy Mercu atas kerjasamanya dalam penulisan tugas akhir ini.

9. Sahabat-sahabat terbaik di Teknik Kimia, Effendy, Antonius Natawijaya,

Bartholomeus, Rahmayani Siregar, Chandra P. Hutabarat, Berlian, Edi Sinaga,

dan teman-teman mahasiswa/i Teknik Kimia, khususnya stambuk 2003 yang

memberikan banyak dukungan kepada penulis.

10. Senior-senior di Teknik Kimia, khususnya Harisyah Putra, Eddy Subrata,

Khaidir, dan Juliani Sucia atas pinjaman buku dan arahan selama menyusun

tugas akhir ini.

11. Junior-junior di Teknik Kimia, khususnya Arifin Suden, Andrikhe, Elisa, dan

Fandi Willim, yang telah banyak membantu selama penyusunan tugas akhir

ini.

Medan, Oktober 2007

Penulis,

(Yenny)


DAFTAR ISI

KATA PENGANTAR ............................................................................................. i

INTISARI............................................................................................................... iii

DAFTAR ISI.......................................................................................................... iv

DAFTAR GAMBAR ............................................................................................. vi

DAFTAR TABEL................................................................................................. vii

BAB I PENDAHULUAN ...........................................................................I-1

1.1 Latar Belakang ..........................................................................I-1

1.2 Perumusan Masalah ..................................................................I-2

1.3 Tujuan Perancangan..................................................................I-2

1.4 Manfaat .....................................................................................I-2

BAB II TINJAUAN PUSTAKA ............................................................... II-1

2.1 Etilen Oksida........................................................................... II-1

2.2 Sifat-sifat Etilen Oksida .......................................................... II-2

2.3 Kegunaan Etilen Oksida.......................................................... II-3

2.4 Sifat-sifat Bahan Baku dan Produk......................................... II-3

2.5 Deskripsi Proses ...................................................................... II-6

BAB III NERACA MASSA ....................................................................... III-1

BAB IV NERACA PANAS ........................................................................IV-1

BAB V SPESIFIKASI PERALATAN........................................................ V-1

BAB VI INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA ................VI-1

6.1 Instrumentasi ...........................................................................VI-1

6.2 Keselamatan Kerja ..................................................................VI-5

6.3 Keselamatan Kerja Pra Rancangan Pabrik Pembuatan

Etilen Oksida...........................................................................VI-5

BAB VII UTILITAS................................................................................... VII-1

7.1 Kebutuhan Uap (Steam)........................................................ VII-1

7.2 Kebutuhan Air....................................................................... VII-2

7.3 Kebutuhan Bahan Kimia ..................................................... VII-12

7.4 Kebutuhan Listrik ............................................................... VII-12

7.5 Kebutuhan Bahan Bakar ..................................................... VII-13


7.6 Unit Pengolahan Limbah .................................................... VII-14

7.7 Spesifikasi Peralatan Utilitas .............................................. VII-17

BAB VIII LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK.................................. VIII-1

8.1 Lokasi Pabrik ....................................................................... VIII-1

8.2 Tata Letak Pabrik ................................................................. VIII-3

8.3 Perincian Luas Tanah........................................................... VIII-4

BAB IX ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN...............IX-1

9.1 Organisasi Perusahaan ............................................................IX-1

9.2 Manajemen Perusahaan...........................................................IX-3

9.3 Bentuk Hukum Badan Usaha..................................................IX-4

9.4 Uraian Tugas, Wewenang dan Tanggung Jawab ....................IX-6

9.5 Sistem Kerja ............................................................................IX-8

9.6 Jumlah Karyawan dan Tingkat Pendidikan ............................IX-9

9.7 Sistem Penggajian .................................................................IX-11

9.8 Fasilitas Tenaga Kerja...........................................................IX-12

BAB X ANALISA EKONOMI .................................................................. X-1

10.1 Modal Investasi ...................................................................... X-1

10.2 Biaya Produksi Total (BPT)/Total Cost (TC) ........................ X-4

10.3 Total Penjualan (Total Sales) ................................................. X-5

10.4 Bonus Perusahaan .................................................................. X-5

10.5 Perkiraan Rugi/Laba Usaha ................................................... X-5

10.6 Analisa Aspek Ekonomi......................................................... X-5

BAB XI KESIMPULAN.............................................................................XI-1

DAFTAR PUSTAKA

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS

LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS

LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI


DAFTAR GAMBAR

Gambar 2.1 Struktur Etilen Oksida................................................................. II-1

Gambar 6.1 Instrumentasi pada Alat..............................................................VI-4

Gambar 7.1 Flowdiagram Unit Pengolahan Limbah ................................. VII-15

Gambar 8.1 Tata Letak Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida . VIII-5

Gambar 9.1 Bagan Struktur Organisasi Perusahaan Pabrik Pembuatan

Etilen Oksida............................................................................IX-13

Gambar LA.1 Diagram Alir Overall Pembuatan Etilen Oksida ......................LA-2

Gambar LD.1 Sketsa Sebagian Bar Screen (tampak atas) ...............................LD-2

Gambar LD.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling

Tower (CT)..............................................................................LD-62

Gambar LD.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*–Hy) .............................................LD-63

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan

Tangki Pelarutan ....................................................................... LE-5

Gambar LE.2 Harga Peralatan untuk Kolom Distilasi. Harga Tidak Termasuk

Trays, Packing, atau Sambungan.............................................. LE-6

Gambar LE.3 Harga Tiap Tray dalam Kolom Distilasi. Harga Termasuk Tanggul,

Permukaan Saluran Limpah, Saluran Uap dan Bagian Struktur

Lainnya...................................................................................... LE-7

Gambar LE.4 Kurva BEP (Break Even Point) .............................................. LE-27


DAFTAR TABEL

Tabel 3.1 Neraca Massa Mixing Point I (M-101) ........................................ III-1

Tabel 3.2 Neraca Massa Mixing Point II (M-201) ....................................... III-1

Tabel 3.3 Neraca Massa Reaktor I (R-201)................................................... III-2

Tabel 3.4 Neraca Massa Absorber I (T-201) ................................................ III-2

Tabel 3.5 Neraca Massa Reaktor II (R-202) ................................................. III-2

Tabel 3.6 Neraca Massa Absorber II (T-202) ............................................... III-3

Tabel 3.7 Neraca Massa Splitter I (SP-201).................................................. III-3

Tabel 3.8 Neraca Massa Mixing Point III (M-301)....................................... III-4

Tabel 3.9 Neraca Massa Kolom Distilasi (T-301) ........................................ III-4

Tabel 3.10 Neraca Massa Splitter II (SP-301) ................................................ III-4

Tabel 3.11 Neraca Massa Reflux Drum (D-301) ............................................ III-5

Tabel 3.12 Neraca Massa Kondensor (E-302) ................................................ III-5

Tabel 3.13 Neraca Massa Reboiler (E-303) .................................................... III-5

Tabel 4.1 Neraca Panas Heater 1 (E-101)....................................................IV-1

Tabel 4.2 Neraca Panas Cooler 1 (E-102).....................................................IV-1


Tabel 4.4 Neraca Panas Heater 2 (E-201).....................................................IV-2

Tabel 4.5 Neraca Panas Reaktor 1 (R-201)...................................................IV-2


Tabel 4.7 Neraca Panas Heater 2 (E-203).....................................................IV-2

Tabel 4.8 Neraca Panas Reaktor 2 (R-202)...................................................IV-3



Tabel 4.11 Neraca Panas Kondensor (E-302) .................................................IV-3

Tabel 4.12 Neraca Panas Reboiler (E-303).....................................................IV-4

Tabel 6.1 Daftar Instrumentasi pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen

Oksida ...........................................................................................VI-4

Tabel 7.1 Kebutuhan Uap Sebagai Media Pemanas ................................... VII-1

Tabel 7.2 Kebutuhan Air Pendingin Pada Alat ........................................... VII-2

Tabel 7.3 Kebutuhan Air Proses Pabrik...................................................... VII-3


Tabel 7.4 Pemakaian Air Untuk Kebutuhan Domestik............................... VII-4

Tabel 7.5 Kualitas Air Sungai Rokan, Riau................................................ VII-5

Tabel 8.1 Perincian Luas Tanah................................................................. VIII-4

Tabel 9.1 Jadwal Kerja Karyawan Shift ........................................................IX-9

Tabel 9.2 Jumlah Karyawan dan Kualifikasinya ..........................................IX-9

Tabel 9.3 Perincian Gaji Karyawan ............................................................IX-11

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [J/mol K]......LB-1

Tabel LB.2 Kapasitas Panas Liquid, Cpl = a + bT + cT2 + dT3 [J/mol K]..........LB-1

Tabel LB.3 Panas Laten [J/mol]......................................................................LB-1

Tabel LB.4 Panas Reaksi Pembentukan [kkal/mol]........................................LB-1

Tabel LB.5 Data Tekanan Uap Antoine: ln P (kPa) = A – (B/(T+C)) ...........LB-2

Tabel LB.6 Data Air Pemanas dan Air Pendingin yang Digunakan ...............LB-2

Tabel LB.7 Panas Masuk Heater 1 (E-201) ....................................................LB-2

Tabel LB.8 Panas Keluar Heater 1 (E-101) ....................................................LB-2

Tabel LB.9 Panas Masuk Cooler 1 (E-102) ....................................................LB-3

Tabel LB.10 Panas Keluar Cooler 1 (E-102)....................................................LB-3

Tabel LB.11 Panas Masuk Cooler 2 (E-103)....................................................LB-4


Tabel LB.13 Panas Masuk Heater 2 (E-201)....................................................LB-5

Tabel LB.14 Panas Keluar Heater 2 (E-201)....................................................LB-6

Tabel LB.15 Panas Keluar Reaktor 1 (R-201) ..................................................LB-7


Tabel LB.17 Panas Masuk Heater 3 (E-203)....................................................LB-9

Tabel LB.18 Panas Keluar Heater 3 (E-203)..................................................LB-10

Tabel LB.19 Panas Keluar Reaktor 2 (R-202) ................................................LB-11

Tabel LB.20 Panas Keluar Cooler 4 (E-204)..................................................LB-12

Tabel LB.21 Panas Masuk Cooler 5 (E-301)..................................................LB-13

Tabel LB.22 Panas Keluar Cooler 5 (E-301)..................................................LB-14

Tabel LB.23 Titik Didih Umpan Pada Bagian Atas Kolom Distilasi .............LB-15

Tabel LB.24 Dew Point Kondensor ................................................................LB-15

Tabel LB.25 Panas Masuk Kondensor (E-302) ..............................................LB-16

Tabel LB.26 Panas Keluar Kondensor (E-302) ..............................................LB-16


Tabel LB.27 Bubble Point Kondensor (E-302) ..............................................LB-17

Tabel LB.28 Panas Masuk Reboiler (E-303) ..................................................LB-17

Tabel LB.29 Panas Keluar Vb (alur 25) Reboiler (E-303) .............................LB-18

Tabel LB.30 Panas Keluar B (alur 26) Reboiler (E-303)................................LB-18

Tabel LC.1 Densitas Campuran Gas Alur 10................................................LC-45

Tabel LC.2 BM Rata-Rata Gas Alur 10 ........................................................LC-46


Tabel LC.4 Viskositas Campuran Gas Alur 13.............................................LC-51


Tabel LC.6 BM Rata-rata Campuran Gas Alur 16........................................LC-71





Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya......................... LE-1

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift ................................................. LE-3

Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses.................................................. LE-8

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah......... LE-9

Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi........................................................... LE-12

Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai .............................................................. LE-15

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas ................................................................... LE-17

Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja ............................................................... LE-18

Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No.17

Tahun 2000 ................................................................................ LE-19

Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI No.17 Tahun 2000 LE-20

Tabel LE.11 Data Perhitungan Internal Rate of Return (IRR) ....................... LE-28


BAB I

PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang

Etilen (CH2 = CH2) merupakan hidrokarbon olefin yang paling sederhana

dan bahan baku yang penting dalam industri kimia. Etilen dihasilkan dari minyak

bumi dan gas alam, namun bahan baku etilen industri biasanya diperoleh dari

cracking hidrokarbon rantai panjang. Etilen adalah senyawa organik yang

diproduksi dalam skala besar. Produksi global etilen pada tahun 2005 melampaui

75 juta metrik ton (Wikipedia, 2007).

Produksi etilen di Indonesia didominasi oleh PT Chandra Asih, yang

merupakan salah satu pabrik petrokimia terbesar di Indonesia. Kapasitas produksi

total PT Chandra Asih mencapai 550 ribu ton per tahun. Dari kapasitas sebesar

itu, PT Chandra Asih mengekspor sekitar 20%, dan memasok kebutuhan dalam

negeri sebesar 300 ribu ton per tahun. Pada saat ini, PT Chandra Asih sedang

melakukan perluasan usaha untuk meningkatkan produksi etilen dari kapasitas

saat ini sekitar 520-550 ribu ton per tahun menjadi 590 ribu ton per tahun (Siregar,

2007).

Salah satu produk turunan etilen adalah etilen oksida. Etilen oksida

merupakan salah satu komoditas utama yang diperdagangkan di dunia.

Konsumsi etilen oksida dunia pada tahun 2006 adalah 18 juta metrik ton

(Devanney, 2007). Konsumsi terbesar dari etilen oksida adalah etilen glikol,

yang mencakup 77% dari total konsumsi etilen (termasuk di- dan trietilen

glikol). Etilen glikol terutama dimanfaatkan sebagai bahan pembuat

poliester tereftalat (serat, film, dan resin plastik) dan sebagai zat anti beku.

Dietilen glikol digunakan dalam produksi poliuretan, resin poliester tak

jenuh, dan zat anti beku. Trietilen glikol digunakan dalam proses dehidrasi

gas, plasticizer, dan zat pelarut. Persentase konsumsi total domestik etilen

oksida bervariasi pada setiap regional antara lain Amerika Utara (73%),

Eropa Barat (44%), Jepang (63%), Asia (90%), Afrika dan Timur Tengah

(99%) (Devanney, 2007).


Kebutuhan kedua terbesar dari etilen oksida, mencakup 9% total

konsumsi etilen oksida (Devanney, 2007), adalah dalam produksi surfaktan,

terutama alkilfenol etoksilat nonionik (APE) dan deterjen alkohol etoksilat

(AE). AE adalah senyawa alkohol etoksilat gugus linier yang dapat diuraikan

(biodegradable) dan banyak digunakan dalam produksi deterjen rumah

tangga. APE digunakan sebagai surfaktan anionik atau bahan intermediet

untuk memproduksi deterjen rumah tangga dan sabun cuci piring.

Berdasarkan riset yang dilakukan oleh Merchant Research &

Consulting Ltd pada tahun 2007 di Inggris, diperoleh informasi bahwa

permintaan etilen glikol dan etilen oksida di negara-negara Asia akan

meningkat pada tiga tahun mendatang. Menurut para ahli, permintaan

etilen glikol dunia meningkat sejak tahun 2004, yang menyebabkan

peningkatan harga pasar. Namun, peningkatan permintaan hanya diikuti

peningkatan kapasitas produksi sebesar 2,6% (SANEPR, 2007). Dengan

demikian diperlukan fasilitas-fasilitas baru yang dapat memasok kebutuhan

pasar yang semakin meningkat terhadap etilen glikol dan etilen oksida di

masa yang akan datang.

1.2 Perumusan Masalah

Mengingat besarnya permintaan global dan kegunaan etilen oksida

yang meliputi berbagai bidang industri, mendorong untuk dibuat suatu

perancangan pabrik pembuatan etilen oksida dari bahan baku etilen dan

oksigen.

1.3 Tujuan Perancangan

Tujuan perancangan ini adalah untuk menerapkan disiplin ilmu

Teknik Kimia, khususnya di bidang perancangan, proses, dan operasi teknik

kimia, sehingga memberikan gambaran kelayakan Pra Rancangan Pabrik

Pembuatan Etilen Oksida.

1.4 Manfaat

Etilen oksida merupakan senyawa penting dalam industri kimia yang

digunakan dalam produksi etilen glikol, serat poliester, botol dan plastik

http://www.sanepr.com/�


PET, dehidrasi gas, plasticizer, kosmetik, surfaktan, detergen, pelarut, serta

bahan-bahan kimia lainnya. Kapasitas produksi direncanakan 3.600 ton per

tahun dengan kelebihan produksi direncanakan untuk diekspor.

Manfaat lain yang ingin dicapai adalah terbukanya lapangan kerja

dan memacu rakyat untuk meningkatkan produksi dalam negeri yang pada

akhirnya akan meningkatkan kesejahteraan rakyat.


BAB II

TINJAUAN PUSTAKA

2.1 Etilen Oksida

Pada tahun 1859, seorang ilmuwan Perancis, Charles-Adolphe Wurtz,

menemukan etilen oksida dengan mereaksikan 2-kloroetanol dengan

senyawa basa. Penemuan tersebut merupakan keberhasilan penting pada

masa Perang Dunia I karena penemuan tersebut menjadi pelopor dari

senyawa kimia etilen glikol dan senjata kimia gas beracun (mustard gas).

Pada tahun 1931, seorang ilmuwan Perancis lainnya menemukan cara

menghasilkan etilen oksida secara langsung dengan mereaksikan etilen dan

oksigen menggunakan katalis perak. Metoda ini kemudian digunakan untuk

memproduksi etilen oksida dalam skala industri (Emulsifiers, 2007).

Etilen oksida merupakan gas tak berwarna, sangat reaktif, dan

mudah terbakar pada temperatur ruangan. Nama lain senyawa ini adalah

epoksietana, oxirane, dan dimetilenoksida. Tingginya kereaktifan etilen

oksida disebabkan ikatan antara atom dalam molekul etilen oksida dipaksa

menjadi sangat dekat. Sudut antar ikatan atom karbon dalam senyawa etilen

oksida adalah 60o dibandingkan dengan sudut antar ikatan atom karbon

tunggal yaitu 109,5o (Clark, 2003), seperti ditunjukkan pada gambar berikut.

Gambar 2.1 Struktur Etilen Oksida

Etilen oksida diproduksi dengan proses oksidasi langsung gas etilen

dengan udara atau oksigen. Etilen oksida dapat bereaksi langsung dengan

berbagai zat kimia sehingga etilen oksida dimanfaatkan sebagai bahan

antara penting dalam produksi berbagai produk turunan yang penting (Shell

Chemicals Limited, 2006).

Etilen oksida merupakan zat kimia komoditas utama yang diproduksi

di seluruh dunia. Etilen oksida diproduksi dengan proses oksidasi katalitik

60o

http://www.emulsifiers.in/about_ethylene_oxide.htm�


etilen dengan katalis perak. Banyak metoda lain yang telah diajukan untuk

memproduksi etilen oksida namun tidak ada metoda lain yang diterapkan

dalam skala industri selain metoda ini (Emulsifiers, 2007). Reaksi samping

mengoksidasi etilen dan etilen oksida menjadi karbon dioksida dan uap air.

Reaksi yang berlangsung yaitu:

C2H4 + ½ O2 → C2H4O

(1) etilen oksigen etilen oksida

C2H4 + 3 O2 → 2 CO2 + 2 H2O

(2) etilen oksigen karbon dioksida uap air

Etilen oksida menimbulkan efek beracun bila dihirup. Gejala-gejala

yang timbul akibat menghirup terlalu banyak gas etilen oksida antara lain

pusing, kejang-kejang (mendadak), dan koma. Gas ini juga mengiritasi kulit

dan menghirup uap etilen oksida dapat menyebabkan paru-paru terisi

dengan cairan selama beberapa jam.

Etilen oksida biasanya disimpan sebagai cairan. Pada suhu dan

tekanan ruangan, etilen oksida menguap dengan cepat, dan berpotensi

mengakibatkan kebas dan pembekuan jaringan kulit (frostbite). Hewan

percobaan yang diekspos terus-menerus pada gas etilen oksida selama masa

hidupnya berpeluang terkena kanker hati. Namun, penelitian pada manusia

yang bekerja di pabrik etilen oksida untuk waktu yang lama dan terekspos

dengan etilen oksida dalam dosis rendah tidak berpeluang terkena gejala

kanker (Emulsifiers, 2007).

2.2 Sifat-sifat Etilen Oksida

Sifat-sifat etilen oksida (EPA, 1986) antara lain :

1. Berat molekul : 44,053 gr/mol

2. Bentuk fisik : gas pada temperatur ruangan

3. Titik didih : 10,5oC

4. Titik leleh : -112,44oC

5. Densitas : 0,8711 gr/cm3




6. Tekanan uap : 1305 torr (25oC)

7. Viskositas : 0,31 cp (4oC)

8. Kalor jenis : 0,44 kal/g oC (20oC)

9. Kalor uap : 136,1 kal/g (1 atm)

10. Flash point : < -18oC (tag open cup)

11. Suhu nyala : 429oC (udara, 1 atm)

12. Panas pembakaran : 1306,4 kJ/mol (25oC)

13. Tekanan kritik : 7,19 MPa

14. Suhu kritik : 195,8oC

15. Kalor fusi : 5,17 kJ/mol

16. Panas larutan : 6,3 kJ/mol (dalam air murni 25oC)

17. Kelarutan : larut dalam air, aseton, CCl4, eter, metanol

18. Kereaktifan : mudah meledak jika dipanaskan, meledak

dengan logam alkali dalam basa

2.3 Kegunaan Etilen Oksida

Etilen oksida digunakan dalam produksi (Shell Chemicals Limited,

2006):

1. Etilen glikol (sebagai zat anti beku, serat poliester, botol dan kontainer

polietilen tereftalat (PET), dehidrasi gas, fluida penukar panas, pelarut,

dan poliester)

2. Polietilen glikol (digunakan dalam industri kosmetik, pembuatan obat –

obatan, pelumas, pelarut cat, dan plasticizer)

3. Etilen oksida glikol eter (digunakan sebagai fluida rem, deterjen, pelarut

cat dan pernis)

4. Etanolamin (digunakan dalam industri sabun, deterjen, pemurnian gas

alam, dan finishing tekstil)

5. Produk etoksilat dari fatty alkohol (digunakan dalam pembuatan

deterjen, surfaktan, emulsifier, dan dispersant).

2.4 Sifat-sifat Bahan Baku dan Produk

2.4.1 Sifat-sifat Bahan Baku

A. Etilen


Sifat-sifat etilen (Wikipedia, 2007) antara lain :

1. Rumus molekul : C2H4


3. Sifat fisik : gas tak berwarna (pada temperatur

ruangan)

4. Massa jenis : 1,178 gr/L (15°C)

5. Kelarutan gas dalam air : 25 mL/100 mL (0°C)

12 mL/100 mL (25°C)

6. Titik lebur : −169,1°C

7. Titik didih : −103,7°C

8. Entalpi pembentukan standar : +52,47 kJ/mol

9. Entropi molar standar : 219,32 J·K−1·mol−1

10. Temperatur nyala : 490°C

B. Oksigen

Sifat-sifat oksigen (Wikipedia, 2007) antara lain :

1. Rumus molekul : O2

2. Berat molekul : 32 gr/mol


ruangan)

4. Massa jenis : 1,429 g/L (0°C; 101,325 kPa)

5. Titik lebur : -218,79°C

6. Titik didih : -182,95°C

7. Kalor peleburan : 0,444 kJ/mol

8. Kalor penguapan : 6,82 kJ/mol

9. Kapasitas kalor : 29,378 J/(mol·K)

10. Tekanan uap : 1 kPa (61 K), 10 kPa (73 K), 100 kPa (90

K)

11. Konduktivitas termal : 26,58 mW/(m·K) pada 300 K

C. Nitrogen

Sifat-sifat nitrogen (Wikipedia, 2007) antara lain :

http://en.wikipedia.org/wiki/Ethylene�

http://id.wikipedia.org/wiki/Oksigen�

http://id.wikipedia.org/wiki/Celsius�




1. Rumus molekul : N2



ruangan)

4. Massa jenis : 1,251 g/L (0°C; 101,325 kPa)

5. Titik lebur : -210°C

6. Titik didih : -195,79°C

7. Kalor peleburan : 0,720 kJ/mol

8. Kalor penguapan : 5,57 kJ/mol

9. Kapasitas kalor : 29,124 J/(mol·K)

10. Tekanan uap : 1 kPa (53 K), 10 kPa (62 K), 100 kPa (77

K)

2.4.2 Sifat-sifat Produk

A. Etilen Oksida

Sifat-sifat etilen oksida telah dijelaskan pada subbab 2.2.

B. Air

Sifat-sifat air (Perry,1997) antara lain:

1. Berat molekul : 18,016 gr/gmol

2. Titik lebur : 0°C (1 atm)

3. Titik didih : 100°C (1 atm)

4. Densitas : 1 gr/ml (4°C)

5. Spesifik graviti : 1,00 (4°C)

6. Indeks bias : 1,333 (20°C)

7. Viskositas : 0,8949 cP

8. Kapasitas panas : 1 kal/gr

9. Panas pembentukan : 80 kal/gr

10. Panas penguapan : 540 kal/gr

11. Temperatur kritis : 374°C

12. Tekanan kritis : 217 atm

C. Karbon Dioksida




Sifat-sifat karbon dioksida (Wikipedia, 2007) antara lain:

1. Rumus molekul : CO2



ruangan)

4. Massa jenis : 1600 kg/m3

5. Titik lebur : -57°C

6. Titik didih : -78°C

7. Kelarutan dalam air : 1,45 kg/m³

8. Kalor laten sublimasi : 25,13 kJ/mol

9. Viskositas : 0,07 cP pada −78°C

10. Tekanan kritis : 7821 kPa

11. Suhu kritis : 31,1°C

2.5 Deskripsi Proses Proses produksi etilen oksida (C2H4O) dapat dibagi menjadi tiga

tahapan proses yaitu proses pencampuran bahan baku, proses oksidasi, dan proses pemurnian etilen oksida.

2.5.1 Pencampuran Bahan Baku

Bahan baku yang digunakan dalam proses produksi etilen oksida adalah gas etilen dan oksigen. Etilen (C2H4) dari Tangki Etilen (TT-101)

pada tekanan 1,5 bar dan temperatur -113,5°C dipompakan dengan pompa J-101 ke Heater 1 (E-101) sebelum tekanannya dinaikkan menjadi 27 bar dengan Kompresor 1 (JC-101). Kemudian gas etilen akan dicampur dengan etilen recycle dari alur 21 (mengandung campuran gas etilen, etilen oksida, karbon dioksida, oksigen, nitrogen, dan uap air).

Udara (21% oksigen) pada alur 4 dengan kondisi temperatur 25oC dan tekanan 1 bar dialirkan melewati serangkaian kompresor dan cooler untuk meningkatkan tekanan gas hingga 27 bar dan temperatur 195,21oC. Campuran gas dan udara dicampur pada mixing point M-201 (perbandingan laju alir massa = 1 : 25) kemudian dicampur dan dipanaskan pada Heater 2 (E-201) hingga temperatur 240oC sebelum diumpankan ke dalam Reaktor 1 (R-201). Tekanan campuran gas pada kondisi tersebut adalah 26,5 bar.




http://en.wikipedia.org/wiki/Poise�


Campuran gas keluaran memiliki perbandingan laju alir massa etilen dan oksigen sebesar 0,145. 2.5.2 Oksidasi

Etilen oksida dihasilkan melalui reaksi oksidasi langsung antara gas etilen dan udara (oksigen) dengan katalis perak. Reaksi berlangsung secara eksotermik sehingga untuk menyerap kelebihan panas reaksi digunakan Reaktor Packed Bed dengan Tube-In-Shell, di mana campuran gas dan reaksi berlangsung di bagian tube dan air disirkulasi di antara tube sebagai pembawa panas. Reaksi yang berlangsung adalah:

C2H4 + ½ O2 → C2H4O (1) etilen oksigen etilen oksida

C2H4 + 3 O2 → 2 CO2 + 2 H2O (2)

etilen oksigen karbon dioksida uap air

Konversi etilen pada reaksi I adalah 19,29%. Konversi di dalam

reaktor dipertahankan tetap rendah (<20%) untuk mencegah oksidasi lanjut

terhadap etilen oksida yang terbentuk. Oksidasi etilen pada reaksi (2)

berlangsung dengan sempurna. Gas hasil reaksi mengandung 0,2130%

massa karbon dioksida dan perbandingan laju alir mol karbon dioksida

dengan uap air adalah 1,015 mol/mol. Campuran gas hasil reaksi pada

temperatur 240oC dan tekanan 25,75 bar didinginkan di Cooler 3 (E-202)

hingga temperatur 45oC dan tekanan gas 25,45 bar. Campuran gas dialirkan

ke Kompresor 5 (JC-201) untuk meningkatkan tekanan gas sebelum gas

dialirkan ke Absorber 1 (T-201).

Campuran gas yang masuk dari bagian bawah kolom Absorber 1 (T-

201) akan diserap oleh air yang masuk dari bagian atas kolom.

Perbandingan laju alir umpan air proses dengan gas yang masuk ke kolom

adalah 0,35. Sebanyak 92,5% gas etilen oksida berhasil diserap oleh 99,7%

air dan keluar pada bagian bawah kolom Absorber 1 (T-201). Sebagian gas

etilen oksida yang berhasil dipisahkan (temperatur 51,92oC dan tekanan 30

bar) dicampur dengan gas etilen oksida yang berhasil diserap pada Absorber


2 (T-202). Gas etilen, karbon dioksida, oksigen, serta nitrogen yang ingin

dipisahkan keluar pada bagian atas kolom Absorber 1 (T-201).

Campuran gas etilen yang belum bereaksi dipanaskan kembali pada

Heater 3 (E-203) hingga temperatur 240oC dan tekanan 26,5 bar sebelum

diumpankan ke Reaktor 2 (R-202). Reaksi yang berlangsung serta kondisi

operasi pada reaktor 2 adalah sama dengan reaktor 1. Konversi etilen pada

reaksi 1 adalah 19,29%. Campuran gas hasil reaksi dari Reaktor 2 (R-202)

keluar pada temperatur 240oC dan tekanan 25,75 bar kemudian didinginkan

di Cooler 4 (E-204) hingga temperatur 45oC dan tekanan gas 25,45 bar.

Campuran gas dialirkan ke Kompresor 6 (JC-202) untuk meningkatkan

tekanan gas menjadi 30,15 bar sebelum gas dialirkan ke Absorber 2 (T-202).

Jumlah air yang masuk pada kolom Absorber 1 dan 2 adalah sama.

Gas etilen oksida yang berhasil dipisahkan pada kolom Absorber 2 (T-

202) dicampur dengan gas etilen oksida yang berhasil dipisahkan pada

kolom Absorber 1 (T-201) pada mixing point M-301. Sebagian campuran gas

yang keluar dari bagian atas kolom Absorber 2 (T-202) di-recycle kembali

dan dicampur dengan gas etilen murni pada mixing point M-101 sebagai

umpan Reaktor 1 (R-201) sedangkan sisanya dimanfaatkan sebagai bahan

bakar (fuel gas).

2.5.3 Pemurnian Etilen Oksida

Campuran gas etilen oksida pada yang berhasil dipisahkan dari

kolom absorber selanjutnya didinginkan pada Cooler 5 (E-301) hingga

temperatur 45oC dan tekanan 29,7 bar. Sebelum dipompa ke kolom distilasi

(T-301), gas dialirkan ke Ekspander 3 (JE-301) untuk menurunkan tekanan

gas hingga 10 bar. Gas yang keluar dari bagian atas kolom distilasi

didinginkan dengan Condensor (E-302) dan ditampung pada Reflux Drum

(D-301). Gas-gas ringan (etilen, karbon dioksida, oksigen, dan nitrogen)

dipisahkan dan dibuang. Sebagian etilen oksida cair dipisahkan sebagai

produk sedangkan sebagian lagi di-reflux ke kolom distilasi dengan reflux

ratio 0,89. Kemurnian produk etilen oksida yang dihasilkan adalah


99,9594%. Produk bottom (0,0133% etilen oksida) dipanaskan di Reboiler (E-

303) dan sebagian diumpankan kembali. Sebagian produk bottom dibuang

berupa limbah cair.


BAB III NERACA MASSA

Hasil perhitungan neraca massa pada proses pembuatan etilen oksida

dengan kapasitas produksi 454,7302 kg/jam diuraikan sebagai berikut:

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Waktu bekerja / tahun : 330 hari

Satuan operasi : kg/jam

3.1 Mixing Point I (M-101) Tabel 3.1 Neraca Massa Mixing Point I (M-101)

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Komponen

Alur 1 Alur 21 Alur 3 C2H4 586,0413 275,4568 861,4981 C2H4O - 8,3643 8,3643 CO2 - 40,8927 40,8927 O2 - 2859,9455 2859,9455 N2 - 11569,0685 11569,0685 H2O - 16,3491 16,3491

586,0413 14770,0769 15356,1182 Total

15356,1182 15356,1182 3.2 Mixing Point II (M-201) Tabel 3.2 Neraca Massa Mixing Point II (M-201)


Alur 4 Alur 3 Alur 7 C2H4 - 861,4981 861,4981 C2H4O - 8,3643 8,3643 CO2 - 40,8927 40,8927 O2 3076,6182 2859,9455 5936,5637 N2 11574,4149 11569,0685 23143,4834 H2O - 16,3491 16,3491

14651,0331 15356,1182 30007,1513 Total

30007,1513 30007,1513


3.3 Reaktor I (R-201) Tabel 3.3 Neraca Massa Reaktor I (R-201)


Alur 7 Alur 9 C2H4 861,4981 689,3905C2H4O 8,3643 267,1160CO2 40,8927 63,9273O2 5936,5637 5817,4555N2 23143,4834 23143,4834H2O 16,3491 25,7786Total 30007,1513 30007,1513 3.4 Absorber I (T-201) Tabel 3.4 Neraca Massa Absorber I (T-201)


Alur 9 Alur 11 Alur 13 Alur 12 C2H4 689,3905 - 0,5515 688,8390C2H4O 267,1160 - 247,0823 20,0337CO2 63,9273 - 0,0064 63,9209O2 5817,4555 - 0,5817 5816,8741N2 23143,4834 - 2,3143 23141,1689H2O 25,7786 10502,5030 10496,6967 31,5848

30007,1513 10502,5030 10747,2329 29762,4214Total

40509,6543 40509,6543 3.5 Reaktor II (R-202) Tabel 3.5 Neraca Massa Reaktor II (R-202)


Alur 12 Alur 15 C2H4 688,8390 551,3604C2H4O 20,0337 226,9780CO2 63,9209 81,8113O2 5816,8741 5722,1944N2 23141,1689 23141,1689


H2O 31,5848 38,9084Total 29762,4214 29762,42143.6 Absorber II (T-202) Tabel 3.6 Neraca Massa Absorber II (T-202)


Alur 15 Alur 17 Alur 19 Alur 18 C2H4 551,3604 - 550,9136 0,4468C2H4O 226,9780 - 16,7286 210,2494CO2 81,8113 - 81,7854 0,0259O2 5722,1944 - 5719,8910 2,3034N2 23141,1689 - 23138,1370 3,0319H2O 38,9084 10502,5029 32,6982 10508,7131

29762,4214 10502,5029 29540,1538 10724,7705Total

40264,9243 40264,9243 3.7 Splitter I (SP-201) Tabel 3.7 Neraca Massa Splitter I (SP-201)


Alur 19 Alur 20 Alur 21 C2H4 550,9136 275,4568 275,4568 C2H4O 16,7286 8,3643 8,3643 CO2 81,7854 40,8927 40,8927 O2 5719,8910 2859,9455 2859,9455 N2 23138,1370 11569,0685 11569,0685 H2O 32,6982 16,3491 16,3491

29540,1538 14770,0769 14770,0769 Total

29540,1538 29540,1538


3.8 Mixing Point III (M-301) Tabel 3.8 Neraca Massa Mixing Point III (M-301)


Alur 13 Alur 18 Alur 22 C2H4 0,5515 0,4468 0,9983 C2H4O 247,0823 210,2494 457,3317 CO2 0,0064 0,0259 0,0323 O2 0,5817 2,3034 2,8851 N2 2,3143 3,0319 5,3462 H2O 10496,6967 10508,7131 21005,4098

10747,2329 10724,7705 21472,0034 Total

21472,0034 21472,0034 3.9 Kolom Distilasi (T-301) Tabel 3.9 Neraca Massa Kolom Distilasi (T-301)


Alur 22 Alur 32 Alur 29 Alur 26 C2H4 0,9983 - 0,9983 -C2H4O 457,3317 454,5454 - 2,7863CO2 0,0323 - 0,0323 -O2 2,8851 - 2,8851 -N2 5,3462 - 5,3462 -H2O 21005,4098 0,1848 - 21005,2250

21472,0034 454,7302 9,2619 21008,0113Total

21472,0034 21472,0034 3.10 Splitter II (SP-301) Tabel 3.10 Neraca Massa Splitter II (SP-301)


Alur 30 Alur 31 Alur 32 C2H4O 859,0909 404,5455 454,5454 H2O 0,3493 0,1645 0,1848

859,4402 404,7100 454,7302 Total

859,4402 859,4402


3.11 Reflux Drum (D-301) Tabel 3.11 Neraca Massa Reflux Drum (D-301)


Alur 28 Alur 30 Alur 29 C2H4 0,9983 - 0,9983 C2H4O 859,0909 859,0909 - CO2 0,0323 - 0,0323 O2 2,8851 - 2,8851 N2 5,3462 - 5,3462 H2O 0,3493 0,3493 -

868,7021 859,4402 9,2619 Total

868,7021 868,7021 3.12 Kondensor (E-302) Tabel 3.12 Neraca Massa Kondensor (E-302)


Alur 27 Alur 28 C2H4 0,9983 0,9983C2H4O 859,0909 859,0909CO2 0,0323 0,0323O2 2,8851 2,8851N2 5,3462 5,3462H2O 0,3493 0,3493Total 868,7021 868,7021 3.13 Reboiler (E-303) Tabel 3.13 Neraca Massa Reboiler (E-303)


Alur 24 Alur 25 Alur 26 C2H4O 2,9008 0,1145 2,7863 H2O 21868,0227 862,7977 21005,2250

21870,9235 862,9122 21008,0113 Total

21870,9235 21870,9235


BAB IV

NERACA PANAS


Satuan operasi : kJ/jam

Temperatur basis : 25oC

4.1 Heater 1 (E-101)

Tabel 4.1 Neraca Panas Heater 1 (E-101)

Alur masuk (kJ/jam) Alur keluar (kJ/jam)

Umpan -62831,7364 - Produk - 14253,1381 Steam 77084,8745 - Total 14253,1381 14253,1381

4.2 Cooler 1 (E-102)

Tabel 4.2 Neraca Panas Cooler 1 (E-102)


Umpan 2005879,6639 - Produk - 297265,3907 Air Pendingin - 1708614,2732 Total 2005879,6639 2005879,6639

4.3 Cooler 2 (E-102)





4.4 Heater 2 (E-201)

Tabel 4.4 Neraca Panas Heater 2 (E-201)


Umpan 2545894,0369 - Produk - 6793780,6298 Steam 4247886,5929 - Total 6793780,6298 6793780,6298

4.5 Reaktor 1 (R-201) Tabel 4.5 Neraca Panas Reaktor 1 (R-201)

Alur masuk (kJ/jam) Alur keluar (kJ/jam) Umpan 6793780,6298 - Produk - 6780427,9641 ΔHr 975964,4018 - Air Pendingin - 989317,0675 Total 7769745,0316 7769745,0316 4.6 Cooler 3 (E-202) Tabel 4.6 Neraca Panas Cooler 3 (E-202)

Alur masuk (kJ/jam) Alur keluar (kJ/jam) Umpan 6780427,9641 - Produk - 617832,9939 Air Pendingin - 6162594,9702 Total 6780427,9641 6780427,9641 4.7 Heater 3 (E-203) Tabel 4.7 Neraca Panas Heater 2 (E-203)

Alur masuk (kJ/jam) Alur keluar (kJ/jam) Umpan 162191,0587 - Produk - 6711206,6927 Steam 6549015,6340 - Total 6711206,6927 6711206,6927


4.8 Reaktor 2 (R-202) Tabel 4.8 Neraca Panas Reaktor 2 (R-202)

Alur masuk (kJ/jam) Alur keluar (kJ/jam) Umpan 6711206,6927 - Produk - 6700519,3220 ΔHr 772565,4170 - Air pendingin - 783252,7876 Total 7483772,1096 7483772,1096

4.9 Cooler 4 (E-204)




4.10 Cooler 5 (E-301)




4.11 Kondensor (E-302)

Tabel 4.11 Neraca Panas Kondensor (E-302)


Umpan 159119,5809 - Produk - 115864,3160 Kondensor duty - 43255,2649 Total 159119,5809 159119,5809


4.12 Reboiler (E-303)

Tabel 4.12 Neraca Panas Reboiler (E-303)


Umpan 1825226,6074 - Produk - 2005998,2098 Reboiler duty 180771,6024 - Total 2005998,2098 2005998,2098


BAB V

SPESIFIKASI PERALATAN

5.1 Tangki Penyimpanan Etilen (TT-101) Fungsi : Menyimpan etilen untuk kebutuhan 20 hari Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi : Low Alloy Steels SA-353 Jumlah : 1 unit Kapasitas : 585,0256 m3

Kondisi operasi : Temperatur : -113,5°C Tekanan : 1,5 bar

Ukuran : Silinder : - Diameter : 7,78 m - Tinggi : 9,72 m

- Tebal : ½ in Tutup : - Diameter : 7,78 m

- Tinggi : 1,94 m - Tebal : ½ in

5.2 Pompa Etilen (J-101)

Fungsi : Memompa etilen ke Heater 1 (E-101) Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial Steel Kapasitas : 4,4720 gpm Daya motor : 1 hp

5.3 Heater 1 (E-101)

Fungsi : menaikkan temperatur etilen sebelum dimasukkan ke

kompresor 1 (JC-101) Jenis : Double Pipe Heat Exchanger Bahan konstruksi : Carbon Steel Jumlah : 1 unit


Kapasitas : 586,0413 kg/jam Ukuran tube : 2 × 1¼ in IPS Panjang hairpin : 20 ft

5.4 Kompresor I (JC-101)

Fungsi : Menaikkan tekanan etilen sebelum dicampur dengan gas

recycle di mixing point 1 Jenis : Reciprocating compressor Bahan konstruksi : Carbon steel Tekanan masuk : 1,2 bar Tekanan keluar : 27 bar Kapasitas : 465,1121 m3/jam Daya motor : 90 hp Jumlah : 1 unit dengan 4 stages

5.5 Kompresor 2 (JC-102)

Fungsi : menaikkan tekanan udara sebelum dialirkan ke Cooler I

(E-101) Jenis : Reciprocating compressor Bahan konstruksi : Carbon steel Tekanan masuk : 1 bar Tekanan keluar : 3 bar Kapasitas : 6245,6156 m3/jam Daya motor : 350 hp Jumlah : 1 unit dengan 4 stages

5.6 Cooler I (E-101)

Fungsi : Menurunkan temperatur udara sebelum dialirkan ke

Kompresor II (JC-102) Jenis : 1-2 shell and tube exchanger Bahan konstruksi : Carbon Steel Jumlah : 1 unit


Kapasitas : 14651,0331 kg/jam Diameter tube : 1¼ in Jenis tube : 18 BWG Panjang tube : 16 ft Pitch (PT) : 1 9/16 in triangular pitch Jumlah tube : 101 Diameter shell : 21¼ in


Fungsi : Menaikkan tekanan udara sebelum dialirkan ke Cooler 2

(E-103) Jenis : Reciprocating compressor Bahan konstruksi : Carbon steel Tekanan masuk : 2,7 bar Tekanan keluar : 9 bar Kapasitas : 2419,5023 m3/jam Daya motor : 400 hp Jumlah : 1 unit dengan 4 stages

5.8 Cooler 2 (E-103)


Kompresor 3 (JC-104) Jenis : 1-2 shell and tube exchanger Bahan konstruksi : Carbon Steel Jumlah : 1 unit Kapasitas : 14651,0331 kg/jam Diameter tube : 1¼ in Jenis tube : 18 BWG Panjang tube : 16 ft Pitch (PT) : 1 9/16 in triangular pitch Jumlah tube : 130 Diameter shell : 23¼ in



Fungsi : Menaikkan tekanan udara sebelum dialirkan ke Heater 2

(E-201) Jenis : Reciprocating compressor Bahan konstruksi : Carbon steel Tekanan masuk : 8,7 bar Tekanan keluar : 27 bar Kapasitas : 835,2403 m3/jam Daya motor : 400 hp Jumlah : 1 unit dengan 4 stages

5.10 Heater 2 (E-201)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran gas sebelum

dimasukkan ke Reaktor 1 (R-201) Jenis : 1-2 shell and tube exchanger Bahan konstruksi : Carbon Steel Jumlah : 1 unit Kapasitas : 30007,1513 kg/jam Diameter tube : 1 in Jenis tube : 18 BWG Panjang tube : 12 ft Pitch (PT) : 1¼ in square pitch Jumlah tube : 282 Diameter shell : 25 in

5.11 Reaktor 1 (R-201)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi oksidasi etilen Jenis : Packed Bed Reactor Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-299 Kapasitas : 2,4029 m3 Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : - Temperatur masuk : 260°C


- Temperatur keluar : 260°C - Tekanan operasi : 25,75 bar

Spesifikasi : a. Silinder - Diameter : 3,3220 m - Panjang : 5 m - Tebal : 2 in

b. Tutup - Diameter : 3,3220 m - Tinggi : 0,8305 m - Tebal : 2 in

c. Katalis - Jenis : Perak (Ag) - Bentuk : Spherical - Diameter : 0,0075 m - ε : 0,4

d. Tube - Diameter : 8 cm - Panjang : 5 m - Tebal : ¼ in - Pitch : 15 cm square pitch - Jumlah : 16

e. Pipa pendingin - Ukuran nominal : 24 in - Schedule : 20 - ID : 23,25 in - OD : 24 in - Panjang : 5 m - Jumlah : 3 buah


5.12 Cooler 3 (E-202) Fungsi : Menurunkan temperatur udara sebelum

dialirkan ke Kompresor 5 (JC-201)

Jenis : 1-2 shell and tube exchanger Bahan konstruksi : Carbon Steel Jumlah : 1 unit Kapasitas : 30007,1513 kg/jam Diameter tube : ¾ in Jenis tube : 18 BWG Panjang tube : 16 ft Pitch (PT) : 1 in triangular pitch Jumlah tube : 394 Diameter shell : 25 in


Fungsi : Menaikkan tekanan campuran gas sebelum dialirkan ke

Absorber 1 (T-201) Jenis : Reciprocating compressor Bahan konstruksi : Carbon steel Tekanan masuk : 25,45 bar Tekanan keluar : 30,15 bar Kapasitas : 841,7888 m3/jam Daya motor : 200 hp Jumlah : 1 unit dengan 4 stages

5.14 Pompa 1 (J-201)

Fungsi : Memompa air ke Absorber 1 (T-201) dan Absorber 2

(T-202) sekaligus menaikkan tekanan air Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial Steel Kapasitas : 92,7512 gpm


Daya motor : 60 hp 5.15 Absorber 1 (T-201)

Fungsi : Mengikat etilen oksida yang keluar dari Reaktor I (R-201)

untuk diumpankan ke Kolom Distilasi (T-301) Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal Bahan Konstruksi : Stainless Steel SS-63 Grade A Jumlah : 1 unit Diameter Absorber : 0,9973 m Tinggi Absorber : 3,2398 m Tebal dinding kolom : 1 in

5.16 Pompa 2 (J-202)

Fungsi : Memompa campuran ke kolom distilasi (T-301)

Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial Steel Kapasitas : 64,6133 gpm Daya motor : ½ hp

5.17 Heater 3 (E-203)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran gas sebelum dialirkan ke

Ekspander 1 (JE-201) Jenis : 1-2 shell and tube exchanger Bahan konstruksi : Carbon Steel Jumlah : 1 unit Kapasitas : 30007,1513 kg/jam Diameter tube : 1 in Jenis tube : 18 BWG Panjang tube : 16 ft Pitch (PT) : 1¼ in square pitch Jumlah tube : 334


Diameter shell : 27 in 5.18 Ekspander 1 (JE-201)

Fungsi : Menurunkan tekanan campuran gas sebelum dimasukkan

ke Reaktor 2 (R-202) Jenis : Centrifugal expander Jumlah : 1 unit Tekanan masuk : 29,7 bar Tekanan keluar : 26,5 bar Kapasitas : 1439,8263 m3/jam Daya motor : 125 hp

5.19 Reaktor 2 (R-202)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi oksidasi etilen Jenis : Packed Bed Reactor Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-299 Kapasitas : 2,3837 m3 Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : - Temperatur masuk : 260°C

- Temperatur keluar : 260°C - Tekanan operasi : 25,75 bar

Spesifikasi : a. Silinder - Diameter : 3,3220 m - Panjang : 5 m - Tebal : 2 in

b. Tutup - Diameter : 3,3220 m - Tinggi : 0,8305 m - Tebal : 2 in

c. Katalis - Jenis : Perak (Ag) - Bentuk : Spherical


- Diameter : 0,0075 m - ε : 0,4

d. Tube - Diameter : 8 cm - Panjang : 5 m - Tebal : ¼ in - Pitch : 15 cm square pitch - Jumlah : 16

e. Pipa pendingin - Ukuran nominal : 24 in - Schedule : 20 - ID : 23,25 in - OD : 24 in - Panjang : 5 m - Jumlah : 3 buah

5.20 Cooler 4 (E-204)

Fungsi : Menurunkan temperatur campuran gas sebelum dialirkan

ke Kompresor 6 (JC-202) Jenis : 1-2 shell and tube exchanger Bahan konstruksi : Carbon Steel Jumlah : 1 unit Kapasitas : 72834,0838 kg/jam Diameter tube : ¾ in Jenis tube : 18 BWG Panjang tube : 16 ft Pitch (PT) : 1 in triangular pitch Jumlah tube : 394 Diameter shell : 25 in


Fungsi : Menaikkan tekanan campuran gas sebelum dialirkan ke

Absorber 2 (T-202)


Jenis : Reciprocating compressor Bahan konstruksi : Carbon steel Tekanan masuk : 25,45 bar Tekanan keluar : 30,15 bar Kapasitas : 834,9234 m3/jam Daya motor : 200 hp Jumlah : 1 unit dengan 4 stages

5.22 Absorber 2 (T-202) Fungsi : Mengikat etilen oksida yang keluar dari

Reaktor 2 (R-202) untuk diumpankan ke Kolom Distilasi (T-301)

Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal Bahan Konstruksi : Stainless Steel SS-63 Grade A Jumlah : 1 unit Diameter Absorber : 0,9701 m Tinggi Absorber : 3,2591 m Tebal dinding kolom : 1 in

5.23 Pompa 3 (J-203)


Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial Steel Kapasitas : 64,4349 gpm Daya motor : ½ hp

5.24 Ekspander 2 (JE-202)

Fungsi : Menurunkan tekanan campuran gas sebelum dicampur

dengan etilen pada mixing point 1 Jenis : Centrifugal expander Jumlah : 1 unit


Tekanan masuk : 30 bar Tekanan keluar : 27 bar Kapasitas : 396,7513 m3/jam Daya motor : 30 hp

5.25 Cooler 5 (E-301)

Fungsi : Menurunkan temperatur campuran gas sebelum dialirkan

ke Kolom Distilasi (T-301) Jenis : 2-4 shell and tube exchanger Bahan konstruksi : Carbon Steel Jumlah : 1 unit Kapasitas : 7486,3536 kg/jam Diameter tube : ¾ in Jenis tube : 18 BWG Panjang tube : 16 ft Pitch (PT) : 15/16 in triangular pitch Jumlah tube : 314 Diameter shell : 21,25 in

5.26 Ekspander 3 (JE-301)

Fungsi : menurunkan tekanan campuran gas sebelum dialirkan ke

Kolom Distilasi (T-301) Jenis : Centrifugal expander Jumlah : 1 unit Tekanan masuk : 29,7 bar Tekanan keluar : 10 bar Kapasitas : 29,6872 m3/jam Daya motor : 20 hp

5.27 Pompa 4 (J-301)


Jenis : Pompa sentrifugal


Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial Steel Kapasitas : 129,0047 gpm Daya motor : 1½ hp

5.28 Kolom Distilasi (T-301)

Fungsi : Memisahkan etilen oksida dari campuran gas Jenis : Sieve – tray Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : - Temperatur : 318,17 K

- Tekanan : 10 bar Ukuran : a. Silinder

- Diameter : 0,7376 m - Tinggi : 19,6 m - Tebal : ½ in

b. Tutup - Diameter : 0,7376 m - Tinggi : 0,1844 m - Tebal : ½ in

c. Piring: - Jumlah : 49 - Lokasi umpan : 5 - Diameter lubang : 4,5 mm - Jarak piring : 0,4 m

5.29 Kondensor (E-302)

Fungsi : Mengubah fasa uap campuran etilen oksida menjadi fasa cair Jenis : Double Pipe Heat Exchanger Bahan konstruksi : Carbon Steel Jumlah : 1 unit


Kapasitas : 868,7021 kg/jam Ukuran tube : 2 × 1¼ in IPS Panjang hairpin : 12 ft

5.30 Reflux Drum (D-301)

Fungsi : Menampung distilat dari kondensor (E-302) Bentuk : Silinder horizontal dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-113 Grade C Jumlah : 1 unit Kapasitas : 1,6959 m3 Kondisi operasi : - Temperatur : 85,735°C

- Tekanan : 10 bar Ukuran : a. Silinder

- Diameter : 2,1297 m - Panjang : 1,9352 m - Tebal : 1 in

b. Tutup - Diameter : 2,1297 m - Panjang : 0,5324 m - Tebal : 1 in

5.31 Pompa Refluks (J-301)

Fungsi : Memompa campuran dari Reflux Drum (D-301) ke Kolom

Distilasi (T-301) Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial Steel Kapasitas : 6,1574 gpm Daya motor : 1/20 hp

5.32 Reboiler (E-303)

Fungsi : Menaikkan temperatur bottom sebelum dialirkan ke


kolom distilasi (T-301) Jenis : Double Pipe Heat Exchanger Bahan konstruksi : Carbon Steel Jumlah : 1 unit Kapasitas : 21870,9235 kg/jam Ukuran tube : 3 × 2 in IPS Panjang hairpin : 12 ft

5.33 Pompa Reboiler (J-302)

Fungsi : Memompa campuran dari Reboiler (E-303) ke Kolom

Distilasi (T-301) Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial Steel Kapasitas : 133,0448 gpm Daya motor : 1 hp

5.34 Tangki Produk (TT-301)

Fungsi : Menyimpan etilen oksida untuk kebutuhan 20 hari Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-212 Grade B Jumlah : 1 unit Kapasitas : 421,6517 m3

Kondisi operasi : Temperatur : 85,735°C

Tekanan : 10 bar Ukuran : Silinder : - Diameter : 6,97 m

- Tinggi : 8,72 m - Tebal : 2 in

Tutup : - Diameter : 6,97 m - Tinggi : 3,49 m - Tebal : 2 in


BAB VI

INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA

6.1 Instrumentasi

Pengoperasian suatu pabrik kimia harus memenuhi beberapa persyaratan

yang ditetapkan dalam perancangannya. Persyaratan tersebut meliputi

keselamatan, spesifikasi produk, peraturan mengenai lingkungan hidup, kendala

operasional, dan faktor ekonomi. Pemenuhan persyaratan tersebut berhadapan

dengan keadaan lingkungan yang berubah-ubah, yang dapat mempengaruhi

jalannya proses atau yang disebut disturbance (gangguan) (Stephanopoulus,

1984). Adanya gangguan tersebut menuntut penting dilakukannya pemantauan

secara terus-menerus maupun pengendalian terhadap jalannya operasi suatu

pabrik kimia untuk menjamin tercapainya tujuan operasional pabrik. Pengendalian

atau pemantauan tersebut dilaksanakan melalui penggunaan peralatan dan

engineer (sebagai operator terhadap peralatan tersebut) sehingga kedua unsur ini

membentuk satu sistem kendali terhadap pabrik.

Instrumentasi adalah peralatan yang dipakai di dalam suatu proses kontrol

untuk mengatur jalannya suatu proses agar diperoleh hasil sesuai dengan yang

diharapkan. Fungsi instrumentasi adalah sebagai pengontrol, penunjuk, pencatat,

dan pemberi tanda bahaya. Peralatan instrumentasi biasanya bekerja dengan

tenaga mekanik atau tenaga listrik dan pengontrolannya dapat dilakukan secara

manual atau otomatis. Penggunaan instrumen pada suatu peralatan proses

tergantung pada pertimbangan ekonomi dan sistem peralatan itu sendiri. Pada

pemakaian alat-alat instrumen juga harus ditentukan apakah alat-alat tersebut

dipasang diatas papan instrumen dekat peralatan proses (kontrol manual) atau

disatukan dalam suatu ruang kontrol yang dihubungkan dengan bangsal peralatan

(kontrol otomatis) (Timmerhaus, 2004).

Variabel-variabel proses yang biasanya dikontrol/diukur oleh

instrumen adalah:

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


2. Variabel tambahan, seperti densitas, viskositas, panas spesifik,

konduktivitas, pH, humiditas, titik embun, komposisi kimia, kandungan

kelembaban, dan variabel lainnya.

Pengendalian peralatan instrumentasi dapat dilakukan secara otomatis dan

semi otomatis. Pengendalian secara otomatis adalah pengendalian yang dilakukan

dengan mengatur instrumen pada kondisi tertentu, bila terjadi penyimpangan

variabel yang dikontrol maka instrumen akan bekerja sendiri untuk

mengembalikan variabel pada kondisi semula, instrumen ini bekerja sebagai

controller. Pengendalian secara semi otomatis adalah pengendalian yang mencatat

perubahan-perubahan yang terjadi pada variabel yang dikontrol. Untuk mengubah

variabel-variabel ke nilai yang diinginkan dilakukan usaha secara manual,

instrumen ini bekerja sebagai pencatat (recorder).

Alat-alat kontrol yang biasa dipakai pada peralatan proses antara

lain :

1. Temperature Controller (TC)

Adalah alat/instrumen yang digunakan sebagai alat pengatur suhu atau

pengukur sinyal mekanis atau listrik. Pengaturan temperatur dilakukan

dengan mengatur jumlah material proses yang harus

ditambahkan/dikeluarkan dari dalam suatu proses yang sedang bekerja.

Prinsip kerja:

Rate fluida masuk atau keluar alat dikontrol oleh diafragma valve. Rate

fluida ini memberikan sinyal kepada TC untuk mendeteksi dan

mengukur suhu sistem pada set point.

2. Pressure Controller (PC)

Adalah alat/instrumen yang dapat digunakan sebagai alat pengatur

tekanan atau pengukur tekanan atau pengubah sinyal dalam bentuk gas

menjadi sinyal mekanis. Pengatur tekanan dapat dilakukan dengan

mengatur jumlah uap/gas yang keluar dari suatu alat dimana tekanannya

ingin dideteksi.

Prinsip kerja:


Pressure control (PC) akibat tekanan uap keluar akan

membuka/menutup diafragma valve. Kemudian valve memberikan sinyal

kepada PC untuk mengukur dan mendeteksi tekanan pada set point.

3. Flow Controller (FC)

Adalah alat/instrumen yang bisa digunakan untuk mengatur kecepatan

aliran fluida dalam pipa line atau unit proses lainnya. Pengukuran

kecepatan aliran fluida dalam pipa biasanya diatur dengan mengatur

output dari alat, yang mengakibatkan fluida mengalir dalam pipa line.

Prinsip kerja:

Kecepatan aliran diatur oleh regulating valve dengan mengubah tekanan

discharge dari pompa. Tekanan discharge pompa melakukan

bukaan/tutupan valve dan FC menerima sinyal untuk mendeteksi dan

mengukur kecepatan aliran pada set point.

4. Level Controller (LC)

Adalah alat/instrumen yang dipakai untuk mengatur ketinggian (level)

cairan dalam suatu alat dimana cairan tersebut bekerja. Pengukuran

tinggi permukaan cairan dilakukan dengan operasi dari sebuah control

valve, yaitu dengan mengatur rate cairan masuk atau keluar proses.

Prinsip kerja :

Jumlah aliran fluida diatur oleh control valve. Kemudian rate fluida

melalui valve ini akan memberikan sinyal kepada LC untuk mendeteksi

tinggi permukaan pada set point.

Hal-hal yang diharapkan dari pemakaian alat-alat instrumentasi adalah:

Kualitas produk dapat diperoleh sesuai dengan yang diinginkan

Pengoperasian sistem peralatan lebih mudah

Sistem kerja lebih efisien

Penyimpangan yang mungkin terjadi dapat diketahui dengan cepat


PompaExchanger

Reaktor Tangki

Kompresor Ekspander

Kolom distilasi

FC

TI

PC

FC

PC

TC

E-302

FC

TC

FC

LI

FC

FC

FCTI FC

PC PC

STEAM

Gambar 6.1 Instrumentasi Pada Alat

Tabel 6.1 Daftar Instrumentasi pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen

Oksida

No Nama Alat Jenis Instrumen 1 Tangki Flow Controller (FC)

2 Reaktor Flow Controller (FC) Temperature Indicator (TC) Pressure Controller (PC)

3 Kolom distilasi

Pressure Controller (PC) Temperature Indicator (TI) Level Indicator (LI) Flow Controller (FC)

4 Exchanger Temperature Indicator (TI) Flow Controller (FC)

5 Pompa Flow Controller (FC) 6 Compressor Pressure Controller (PC) 7 Expander Pressure Controller (PC)


6.2 Keselamatan Kerja Keselamatan kerja merupakan bagian dari kelangsungan produksi pabrik, oleh karena itu aspek ini harus diperhatikan secara serius dan terpadu. Untuk maksud tersebut perlu diperhatikan cara pengendalian keselamatan kerja dan keamanan pabrik pada saat perancangan dan saat pabrik beroperasi. Sebagai pedoman pokok dalam usaha penanggulangan masalah kerja, Pemerintah Republik Indonesia telah mengeluarkan Undang-Undang Keselamatan Kerja pada tanggal No 1 tanggal 12 Januari 1970. Semakin tinggi tingkat keselamatan kerja dari suatu pabrik maka makin meningkat pula aktivitas kerja para karyawan. Hal ini disebabkan oleh keselamatan kerja yang sudah terjamin dan suasana kerja yang menyenangkan. Untuk mencapai hal tersebut adalah menjadi tanggung jawab dan kewajiban para perancang untuk merencanakannya. Hal-hal yang perlu dipertimbangkan dalam perancangan pabrik untuk menjamin adanya keselamatan kerja adalah sebagai berikut: - Penanganan dan pengangkutan bahan harus seminimal mungkin. - Adanya penerangan yang cukup dan sistem pertukaran udara yang baik. - Jarak antar mesin dan peralatan lain cukup luas. - Setiap ruang gerak harus aman dan tidak licin. - Setiap mesin dan peralatan lainnya harus dilengkapi alat pencegah kebakaran. - Tanda-tanda pengaman harus dipasang pada setiap tempat yang berbahaya. - Penyediaan fasilitas pengungsian bila terjadi kebakaran. 6.3 Keselamatan Kerja Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida 6.3.1 Pencegahan Terhadap Kebakaran dan Peledakan Pada pra rancangan pabrik pembuatan etilen oksida, usaha-usaha pencegahan terhadap bahaya kebakaran dan peledakan dilakukan dengan cara: 1. Untuk mengetahui adanya bahaya kebakaran maka sistem alarm dipasang

pada tempat yang strategis dan penting seperti laboratorium dan ruang proses. 2. Pada peralatan pabrik yang berupa tangki dibuat man hole dan hand hole yang

cukup untuk pemeriksaan. 3. Sistem perlengkapan energi seperti pipa bahan bakar, saluran udara, saluran

steam, dan air dibedakan warnanya dan letaknya tidak mengganggu gerakan karyawan.


4. Penyediaan racun api yang selalu siap dengan pompa hydrant untuk jarak tertentu.

5. Bahan-bahan yang mudah terbakar dan meledak harus disimpan pada tempat yang aman atau diberi tanda warna dan dikontrol secara teratur.

6. Membuat pembatas kawasan tertentu pada unit proses bertekanan dan bersuhu tinggi.

7. Para pekerja tidak diperkenankan merokok selama bertugas. 8. Melakukan kontrol yang teratur pada sistem perpipaan.

Sesuai dengan peraturan yang tertulis dalam Peraturan Tenaga Kerja Per/02/Men/1983 tentang instalasi alarm kebakaran otomatis, yaitu : 1. Detektor Kebakaran, merupakan alat yang berfungsi untuk mendeteksi

secara dini adanya suatu kebakaran awal. Alat ini terbagi atas: a. Smoke detector adalah detektor yang bekerja berdasarkan

terjadinya akumulasi asap dalam jumlah tertentu. b. Gas detector adalah detektor yang bekerja berdasarkan kenaikan

konsentrasi gas yang timbul akibat kebakaran ataupun gas-gas lain yang mudah terbakar.

c. Alarm kebakaran, merupakan komponen dari sistem deteksi dan alarm kebakaran yang memberikan isyarat adanya suatu kebakaran. Alarm ini berupa: - Alarm kebakaran yang memberi tanda atau isyarat berupa

bunyi khusus (audible alarm). - Alarm kebakaran yang memberi tanda atau isyarat yang

tertangkap oleh pandangan mata secara jelas (visible alarm). 2. Panel Indikator Kebakaran

Panel indikator kebakaran adalah suatu komponen dari sistem deteksi dan alarm kebakaran yang berfungsi mengendalikan kerja sistem dan terletak di ruang operator.

6.3.2 Peralatan Perlindungan Diri Upaya peningkatan keselamatan kerja bagi karyawan pada pabrik ini adalah dengan menyediakan fasilitas sesuai bidang kerjanya. Fasilitas yang diberikan adalah melengkapi karyawan dengan peralatan perlindungan diri sebagai berikut :


1. Helm 2. Pakaian dan perlengkapan pelindung. 3. Sepatu pengaman. 4. Pelindung mata. 5. Masker udara. 6. Sarung tangan. 6.3.3 Keselamatan Kerja Terhadap Listrik

Upaya peningkatan keselamatan kerja terhadap listrik adalah sebagai berikut : 1. Setiap instalasi dan alat-alat listrik harus diamankan dengan pemakaian

sekring atau pemutus arus listrik otomatis lainnya. 2. Sistem perkabelan listrik harus dirancang secara terpadu dengan tata letak

pabrik untuk menjaga keselamatan dan kemudahan jika harus dilakukan perbaikan.

3. Penempatan dan pemasangan motor-motor listrik tidak boleh mengganggu lalu lintas pekerja.

4. Memasang papan tanda larangan yang jelas pada daerah sumber tegangan tinggi.

5. Isolasi kawat hantaran listrik harus disesuaikan dengan keperluan. 6. Setiap peralatan yang menjulang tinggi harus dilengkapi dengan alat

penangkal petir yang dibumikan. 7. Kabel-kabel listrik yang letaknya berdekatan dengan alat-alat yang bekerja

pada suhu tinggi harus diisolasi secara khusus. 6.3.4 Pencegahan Terhadap Gangguan Kesehatan

Upaya peningkatan kesehatan karyawan dalam lapangan kerja adalah : 1. Setiap karyawan diwajibkan untuk memakai pakaian kerja selama berada di

dalam lokasi pabrik. 2. Dalam menangani bahan-bahan kimia yang berbahaya, karyawan diharuskan

memakai sarung tangan karet serta penutup hidung dan mulut. 3. Bahan-bahan kimia yang selama pembuatan, pengolahan, pengangkutan,

penyimpanan, dan penggunaannya dapat menimbulkan ledakan, kebakaran, korosi, maupun gangguan terhadap kesehatan harus ditangani secara cermat.

4. Poliklinik yang memadai disediakan di lokasi pabrik.


6.3.5 Pencegahan Terhadap Bahaya Mekanis Upaya pencegahan kecelakaan terhadap bahaya mekanis adalah :

1. Alat-alat dipasang dengan penahan yang cukup berat untuk mencegah kemungkinan terguling atau terjatuh.

2. Sistem ruang gerak karyawan dibuat cukup lebar dan tidak menghambat kegiatan karyawan.

3. Jalur perpipaan sebaiknya berada di atas permukaan tanah atau diletakkan pada atap lantai pertama kalau di dalam gedung atau setinggi 4,5 meter bila diluar gedung agar tidak menghalangi kendaraan yang lewat.

4. Letak alat diatur sedemikian rupa sehingga para operator dapat bekerja dengan

tenang dan tidak akan menyulitkan apabila ada perbaikan atau pembongkaran. 5. Pada alat-alat yang bergerak atau berputar harus diberikan tutup pelindung

untuk menghindari terjadinya kecelakaan kerja. Untuk mencapai keselamatan kerja yang tinggi, maka ditambahkan nilai-nilai disiplin bagi para karyawan yaitu : 1. Setiap karyawan bertugas sesuai dengan pedoman-pedoman yang diberikan. 2. Setiap peraturan dan ketentuan yang ada harus dipatuhi. 3. Perlu keterampilan untuk mengatasi kecelakaan dengan menggunakan

peralatan yang ada. 4. Setiap kecelakaan atau kejadian yang merugikan harus segera dilaporkan pada

atasan. 5. Setiap karyawan harus saling mengingatkan perbuatan yang dapat

menimbulkan bahaya. 6. Setiap kontrol secara periodik terhadap alat instalasi pabrik oleh petugas

maintenance.


BAB VII

UTILITAS

Dalam suatu pabrik, utilitas merupakan unit penunjang utama dalam memperlancar jalannya proses produksi. Oleh karena itu, segala sarana dan prasarananya harus dirancang sedemikian rupa sehingga dapat menjamin kelangsungan operasi suatu pabrik.

Berdasarkan kebutuhannya, utilitas pada pabrik pembuatan Etilen

Oksida adalah sebagai berikut:

1. Kebutuhan uap (steam)

2. Kebutuhan air

3. Kebutuhan bahan kimia

4. Kebutuhan bahan bakar

5. Kebutuhan listrik

6. Unit pengolahan limbah

7.1 Kebutuhan Uap (Steam)

Uap digunakan dalam pabrik sebagai media pemanas. Kebutuhan

uap pada pabrik pembuatan Etilen Oksida dapat dilihat pada tabel di bawah

ini.

Tabel 7.1 Kebutuhan Uap Sebagai Media Pemanas

Nama alat Jumlah Uap (Kg/jam) Heater 1 (E-101) 46,3905 Heater 2 (E-201) 2556,4209 Heater 3 (E-203) 3941,2635 Reboiler (E-302) 108,7902

Total 6652,8650

Steam yang digunakan adalah saturated steam dengan temperatur

260oC dan tekanan 46,9231 bar. Jumlah total steam yang dibutuhkan adalah

6652,8650 kg/jam. Tambahan untuk faktor keamanan diambil sebesar 30%.

Maka:

Total steam yang dibutuhkan = 1,3 × 6652,8650 kg/jam

= 8648,7245 kg/jam


Diperkirakan 80% kondensat dapat digunakan kembali, sehingga Kondensat yang digunakan kembali = 80% × 8648,7245 kg/jam

= 6918,9796 kg/jam Kebutuhan tambahan untuk ketel uap = 20% × 8648,7245 kg/jam

= 1729,7449 kg/jam 7.2 Kebutuhan Air

Dalam proses produksi, air memegang peranan penting, baik untuk kebutuhan proses maupun kebutuhan domestik. Kebutuhan air pada pabrik pembuatan etilen oksida adalah sebagai berikut:

1. Kebutuhan air untuk ketel Air untuk umpan ketel uap = 1729,7449 kg/jam

2. Kebutuhan air pendingin Kebutuhan air pendingin pada keseluruhan pabrik pembuatan etilen oksida ditunjukkan pada tabel 7.2.

Tabel 7.2 Kebutuhan Air Pendingin Pada Alat

Nama Alat Jumlah air (kg/jam) Cooler 1 (E-102) 20437,9698 Cooler 2 (E-103) 28925,2267 Cooler 3 (E-202) 73715,2508 Cooler 4 (E-204) 72834,0838 Cooler 5 (E-301) 7486,3536 Reaktor 1 (R-201) 11833,9362 Reaktor 2 (R-202) 9369,0525 Kondensor (E-303) 517,4075

Total 225119,2808

Air pendingin bekas digunakan kembali setelah didinginkan dalam menara pendingin air. Dengan menganggap terjadi kehilangan air selama proses sirkulasi, maka air tambahan yang diperlukan adalah jumlah air yang hilang karena penguapan, drift loss, dan blowdown (Perry, 1999).

Air yang hilang karena penguapan dapat dihitung dengan persamaan:


We = 0,00085 Wc (T2 – T1) (Pers. 12-10, Perry, 1999)

Di mana: Wc = jumlah air pendingin yang diperlukan T1 = temperatur air pendingin masuk = 28°C = 82,4°F T2 = temperatur air pendingin keluar = 48°C = 118,4°F

Maka: We = 0,0085 × 225119,2808 × (118,4-82,4) = 6888,6500 kg/jam Air yang hilang karena drift loss biasanya 0,1 – 0,2 % dari air pendingin yang masuk ke menara air (Perry, 1997). Ditetapkan drift loss 0,2 %, maka: Wd = 0,002 × 225119,2808 = 450,2386 kg/jam Air yang hilang karena blowdown bergantung pada jumlah siklus sirkulasi air pendingin, biasanya antara 3-5 siklus (Perry, 1997). Ditetapkan 5 siklus, maka:

1SW

W eb −= (Pers. 12-12, Perry,

1999)

15 6888,6500Wb −

=

= 1722,1625 kg/jam Sehingga air tambahan yang diperlukan = We + Wd + Wb

= 6888,6500 + 450,2386 + 1722,1625 = 9061,0511 kg/jam

3. Kebutuhan air proses Kebutuhan air proses pada pabrik pembuatan etilen oksida adalah 21005,0060 kg/jam yaitu yang berasal dari Absorber 1 (T-201) dan Absorber 2 (T-202). Kebutuhan air proses pada pabrik pembuatan etilen oksida ditunjukkan pada tabel di bawah.


Tabel 7.3 Kebutuhan Air Proses Pabrik Kebutuhan Jumlah air (kg/jam)

Absorber 1 (T-201) 10502,5030 Absorber 2 (T-202) 10502,5030 Total 21005,0060

4. Air untuk berbagai kebutuhan Perhitungan kebutuhan air domestik: Menurut Metcalf et.al. (1991) kebutuhan air domestik untuk tiap orang/shift adalah 40-100 liter/hari.

Diambil 100 liter/hari × jam

hari241 = 4,16 ≈ 4 liter/jam

ρair = 1000 kg/m3 = 1 kg/liter Jumlah karyawan = 150 orang Maka total air kantor = 4 × 150 = 600 liter/jam × 1 kg/liter = 600 kg/jam Perkiraan pemakaian air untuk berbagai kebutuhan ditunjukkan pada tabel 7.4.

Tabel 7.4 Pemakaian Air Untuk Kebutuhan Domestik Kebutuhan Jumlah air (kg/jam)

Kantor 600 Laboratorium 58 Kantin dan tempat ibadah 100 Poliklinik 58 Total 816

Sehingga total kebutuhan air yang memerlukan pengolahan awal adalah:

= 9061,0511 + 1729,7449 + 21005,0060 + 816

= 32611,8020 kg/jam


Sumber air untuk pabrik pembuatan etilen oksida ini adalah dari Sungai

Rokan, Kabupaten Bengkalis, Provinsi Riau. Adapun kualitas air Sungai

Rokan, Riau dapat dilihat pada tabel 7.5.

Tabel 7.5 Kualitas Air Sungai Rokan, Riau No Analisa Satuan Hasil

1. 2. 3. 4. 5.

1. 2. 3. 4. 5. 6. 7. 8. 9.

10. 11. 12. 13. 14. 15. 16. 17. 18. 19.

I. FISIKA Bau Kekeruhan Rasa Warna Suhu II. KIMIA Total kesadahan dalam CaCO3 Klorida NO3-N Zat organik dalam KMnO4 (COD) SO4

- Sulfida Fosfat (PO4

3-) Cr+2 NO3

*) NO2

*) Hardness (CaCO3) pH Fe2+

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

NTU

TCU oC

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

Tidak berbau

5,16 Tidak berasa

150 25

150 1,3 0,2 65 16 -

0,245 - - -

95 6,6 10

0,016 0,0012

63 87

132 0,0032

*) Analisa tidak bisa dilakukan, alat dan bahan kimia tidak tersedia Sumber: Laboratorium PERTAMINA UP – II DUMAI 10 Februari 2005

Untuk menjamin kelangsungan penyediaan air, maka di lokasi pengambilan air dibangun fasilitas penampungan air (water intake) yang juga merupakan tempat pengolahan awal air sungai. Pengolahan ini meliputi penyaringan sampah dan kotoran yang terbawa bersama air. Selanjutnya air dipompakan ke lokasi pabrik untuk diolah dan digunakan sesuai dengan keperluannya. Pengolahan air di pabrik terdiri dari beberapa tahap, yaitu: 1. Screening 2. Sedimentasi 3. Klarifikasi 4. Filtrasi


5. Demineralisasi 6. Deaerasi 7.2.1 Screening

Pengendapan merupakan tahap awal dari pengolahan air. Pada screening, partikel-partikel padat yang besar akan tersaring tanpa bantuan bahan kimia. Sedangkan partikel-partikel yang lebih kecil akan terikut bersama air menuju unit pengolahan selanjutnya (Degremont, 1991).

7.2.1 Sedimentasi

Setelah air disaring pada tahap screening, di dalam air tersebut masih

terdapat partikel-partikel padatan kecil yang tidak tersaring pada screening.

Untuk menghilangkan padatan-padatan tersebut, maka air yang sudah

disaring tadi dimasukkan ke dalam bak sedimentasi untuk mengendapkan

partikel-partikel padatan yang tidak terlarut.

7.2.2 Klarifikasi

Klarifikasi merupakan proses penghilangan kekeruhan di dalam air.

Air dari screening dialirkan ke dalam clarifier setelah diinjeksikan larutan

alum, Al2(SO4)3 dan larutan abu Na2CO3. Larutan Al2(SO4)3 berfungsi

sebagai koagulan utama dan larutan Na2CO3 sebagai koagulan tambahan

yang berfungsi sebagai bahan pembantu untuk mempercepat pengendapan

dan penetralan pH. Pada bak clarifier, akan terjadi proses koagulasi dan

flokulasi. Tahap ini bertujuan menyingkirkan Suspended Solid (SS) dan

koloid (Degremont, 1991).

Koagulan yang biasa dipakai adalah koagulan trivalent. Reaksi

hidrolisis akan terjadi menurut reaksi:

M3+ + 3H2O M(OH)3 + 3 H

Dalam hal ini, pH menjadi faktor yang penting dalam penyingkiran

koloid.

Dua jenis reaksi yang akan terjadi adalah (Degremont, 1991):

Al2(SO4)3 + 6 Na2CO3 + 6H2O 2Al(OH)3↓ + 12Na+ +

6HCO3- + 3SO4

3-


2Al2(SO4)3 + 6 Na2CO3 + 6H2O 4Al(OH)3↓ + 12Na+ + 6CO2 +

6SO43-

Reaksi koagulasi yang terjadi :

Al2(SO4)3 + 3H2O + 3Na2CO3 2Al(OH)3 + 3Na2SO4 +

3CO2

Selain penetralan pH, soda abu juga digunakan untuk menyingkirkan

kesadahan permanen menurut proses soda dingin menurut reaksi

(Degremont, 1991):

CaSO4 + Na2CO3 Na2SO4 + CaCO3

CaCl4 + Na2CO3 2NaCl + CaCO3

Setelah pencampuran yang disertai pengadukan maka akan

terbentuk flok-flok yang akan mengendap ke dasar clarifier karena gaya

gravitasi, sedangkan air jernih akan keluar melimpah (overflow) yang

selanjutnya akan masuk ke penyaring pasir (sand filter) untuk penyaringan.

Pemakaian larutan alum umumnya hingga 50 ppm terhadap jumlah

air yang akan diolah, sedangkan perbandingan pemakaian alum dan abu

soda = 1 : 0,54 (Crities, 2004).

Perhitungan alum dan abu soda yang diperlukan:

Total kebutuhan air = 32195,8020 kg/jam

Pemakaian larutan alum = 50 ppm

Pemakaian larutan soda abu = 0,54 × 50 = 27 ppm

Larutan alum yang dibutuhkan = 50.10-6 × 35459,4226 = 1,6098 kg/jam

Larutan abu soda yang dibutuhkan = 27.10-6 × 35459,4226 = 0,8693

kg/jam

7.2.3 Filtrasi

Filtrasi dalam pemurnian air merupakan operasi yang sangat umum

dengan tujuan menyingkirkan Suspended Solid (SS), termasuk partikulat

BOD dalam air (Metcalf, 1991).


Material yang digunakan dalam medium filtrasi dapat bermacam-

macam: pasir, antrasit (crushed anthracite coal), karbon aktif granular

(Granular Carbon Active atau GAC), karbon aktif serbuk (Powdered Carbon

Active atau PAC) dan batu garnet. Penggunaan yang paling umum dipakai di

Afrika dan Asia adalah pasir dan gravel sebagai bahan filter utama, sebab

tipe lain cukup mahal (Kawamura, 1991).

Unit filtrasi dalam pabrik pembuatan etilen oksida menggunakan

media filtrasi granular (Granular Medium Filtration) sebagai berikut:

1. Lapisan atas terdiri dari pasir hijau (green sand). Lapisan ini bertujuan memisahkan flok dan koagulan yang masih terikut bersama air. Lapisan yang digunakan setinggi 24 in (60,96 cm). 2. Untuk menghasilkan penyaringan yang efektif, perlu digunakan medium berpori misalnya atrasit atau marmer. Untuk beberapa pengolahan dua tahap atau tiga tahap pada pengolahan effluent pabrik, perlu menggunakan bahan dengan luar permukaan pori yang besar dan daya adsorpsi yang lebih besar, seperti Biolite, pozzuolana ataupun Granular Active Carbon/GAC) (Degremont, 1991). Pada pabrik ini, digunakan antrasit setinggi 12,5 in (31,75 cm). 3. Lapisan bawah menggunakan batu kerikil/gravel setinggi 7 in (17,78 cm)

(Metcalf & Eddy, 1991). Bagian bawah alat penyaring dilengkapi dengan strainer sebagai

penahan. Selama pemakaian, daya saring sand filter akan menurun. Untuk itu diperlukan regenerasi secara berkala dengan cara pencucian balik (back washing). Dari sand filter, air dipompakan ke menara air sebelum didistribusikan untuk berbagai kebutuhan.

Untuk air proses, masih diperlukan pengolahan lebih lanjut, yaitu proses softener dan deaerasi. Untuk air domestik, laboratorium, kantin, dan tempat ibadah, serta poliklinik, dilakukan proses klorinasi, yaitu mereaksikan air dengan klor untuk membunuh kuman-kuman di dalam air. Klor yang digunakan biasanya berupa kaporit, Ca(ClO)2. Khusus untuk air minum, setelah dilakukan proses klorinasi diteruskan ke penyaring air (water treatment system) sehingga air yang keluar merupakan air sehat dan memenuhi syarat-syarat air minum.


Perhitungan kebutuhan kaporit, Ca(ClO)2 Total kebutuhan air yang memerlukan proses klorinasi = 816 kg/jam Kaporit yang digunakan direncanakan mengandung klorin 70 % Kebutuhan klorin = 2 ppm dari berat air (Gordon, 1968) Total kebutuhan kaporit = (2.10-6 × 816)/0,7 = 0,0023 kg/jam 7.2.4 Demineralisasi

Air untuk umpan ketel dan pendingin pada reaktor harus murni dan

bebas dari garam-garam terlarut. Untuk itu perlu dilakukan proses

demineralisasi. Alat demineralisasi dibagi atas:

a. Penukar Kation (Cation Exchanger) Penukar kation berfungsi untuk mengikat logam-logam alkali dan mengurangi kesadahan air yang digunakan. Proses yang terjadi adalah pertukaran antara kation Ca, Mg dan kation lain yang larut dalam air dengan kation dari resin. Resin yang digunakan bertipe gel dengan merek IRR–122 (Lorch, 1981). Reaksi yang terjadi : 2H+R + Ca2+ → Ca2+R + 2H+

2H+R + Mg2+ → Mg2+R + 2H+

2H+R + Mn2+ → Mn2+R + 2H+ Untuk regenerasi dipakai H2SO4 dengan reaksi : Ca2+R + H2SO4 → CaSO4 + 2H+R Mg2+R + H2SO4 → MgSO4 + 2H+R Mn2+R + H2SO4 → MnSO4 + 2H+R

Perhitungan Kesadahan Kation Air sungai Rokan, Riau mengandung kation Fe2+, Mn2+, Ca2+, Mg2+, Zn+2, dan Cu2+ masing-masing 10 ppm, 0,016 ppm, 63 ppm, 87 ppm, 0,0012 ppm, dan 0,0032 ppm (Tabel 7.5). 1 gr/gal = 17,1 ppm Total kesadahan kation = 10 + 0,016 + 63 + 87 + 0,0012 + 0,0032 = 160,0204 ppm / 17,1 = 9,3579 gr/gal


Jumlah air yang diolah = 1729,7449 kg/jam

= 33 gal/m 264,17

kg/m 996,24kg/jam 1729,7449

×

= 458,6713 gal/jam

Kesadahan air = 9,3579 gr/gal × 458,6713 gal/jam × 24

jam/hari

= 103,0130 kg/hari

Perhitungan ukuran Cation Exchanger

Jumlah air yang diolah = 458,6713 gal/jam = 7,6445 gal/menit

Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh data-data berikut:

- Diameter penukar kation = 2 ft

- Luas penampang penukar kation = 3,14 ft2

- Jumlah penukar kation = 1 unit

Volume resin yang diperlukan:

Total kesadahan air = 103,0130 kg/hari

Dari Tabel 12.2, The Nalco Water Handbook (1988) diperoleh:

- Kapasitas resin = 20 kgr/ft3

- Kebutuhan regenerant = 6 lb H2SO4/ft3 resin

Jadi, kebutuhan resin = 3kg/ft 20kg/hari 103,0130 = 5,1507 ft3/hari

Tinggi resin = 14,3

5,1507 = 1,6403 ft

Tinggi minimum resin adalah 30 in = 2,5 ft (Tabel 12.4, The Nalco Water

Handbook)

Sehingga volume resin yang dibutuhkan = 2,5 ft × 3,14 ft2 = 7,85 ft3

Waktu regenerasi = kg/hari 103,0130

kg/ft 20 ft 7,85 33 × = 1,5241 hari = 36,5779 jam

Kebutuhan regenerant H2SO4 = 103,0130 kg/hari × 3

3

kgr/ft 20lb/ft 6

= 30,9039 lb/hari = 0,5841 kg/jam


b. Penukar Anion (Anion Exchanger)

Penukar anion berfungsi untuk menukar anion yang terdapat dalam

air dengan ion hidroksida dari resin. Resin yang digunakan bermerek IRA-

410. Resin ini merupakan kopolimer stirena DVB (Lorch,1981). Reaksi yang

terjadi:

2ROH + SO42- → R2SO4 + 2OH-

ROH + Cl- → RCl + OH-

Untuk regenerasi dipakai larutan NaOH dengan reaksi:

R2SO4 + 2NaOH → Na2SO4 + 2ROH

RCl + NaOH → NaCl + ROH

Perhitungan Kesadahan Anion

Air sungai Rokan mengandung Anion Cl-, SO42-, CO3

2-, PO43-, dan NO3

-

masing-masing 1,3 ppm, 16 ppm, 95 ppm, 0,245 ppm, dan 0,2 ppm (Tabel

7.4).

1 gr/gal = 17,1 ppm

Total kesadahan anion = 1,3 + 16 + 95 + 0,245 + 0,2

= 112,745 ppm / 17,1

= 6,5933 gr/gal

Jumlah air yang diolah = 1729,7449 kg/jam

= 33 gal/m 264,17

kg/m 996,24kg/jam 1729,7449

×

= 458,6713 gal/jam

Kesadahan air = 6,5933 gr/gal × 458,6713 gal/jam × 24

jam/hari

= 72,5795 kg/hari

Ukuran Anion Exchanger

Jumlah air yang diolah = 458,6713 gal/jam = 7,6445 gal/menit

Dari Tabel 12.4 , The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar kation = 2 ft



- Jumlah penukar kation = 1 unit

Volume resin yang diperlukan

Total kesadahan air = 72,5795 kg/hari

Dari Tabel 12.7, The Nalco Water Handbook, diperoleh :

- Kapasitas resin = 12 kgr/ft3

- Kebutuhan regenerant = 5 lb NaOH/ft3 resin

Jadi, kebutuhan resin = 3kgr/ft 12kg/hari 72,5795 = 6,0483 ft3/hari

Tinggi resin = 14,3

6,0483 = 1,9262 ft

Volume resin = 1,9262 ft × 3,14 ft2 = 6,0483 ft3

Waktu regenerasi = kgr/hari 72,5795

kgr/ft 12 ft 6,0483 33 × = 1 hari = 24 jam

Kebutuhan regenerant NaOH = 72,5795 kgr/hari × 3

3

kgr/ft 12lb/ft 5

= 30,2415 lb/hari = 0,5716 kg/jam

7.2.5 Deaerator

Deaerator berfungsi untuk memanaskan air yang keluar dari alat

penukar ion (ion exchanger) dan kondensat bekas sebelum dikirim sebagai

air umpan ketel. Pada deaerator ini, air dipanaskan hingga 90°C supaya gas-

gas yang terlarut dalam air, seperti O2 dan CO2 dapat dihilangkan, sebab

gas-gas tersebut dapat menyebabkan korosi. Pemanasan dilakukan dengan

menggunakan koil pemanas di dalam deaerator.

7.3 Kebutuhan Bahan Kimia

Kebutuhan bahan kimia pada pabrik pembuatan Etilen Oksida adalah sebagai berikut:

1. Al2(SO4)3 = 1,6306 kg/jam

2. Na2CO3 = 0,8805 kg/jam

3. Kaporit = 0,0023 kg/jam

4. H2SO4 = 0,5841 kg/hari


5. NaOH = 0,5716 kg/hari

7.4 Kebutuhan Listrik

Perincian kebutuhan listrik diperkirakan sebagai berikut:

1. Unit Proses = 1550 hp

2. Unit Utilitas = 70 hp

3. Ruang kontrol dan laboratorium = 30 hp

4. Penerangan dan kantor = 30 hp

5. Bengkel = 25 hp

6. Perumahan = 100 hp

Total kebutuhan listrik = 1550 + 70 + 30 + 30 + 25 + 100

= 1810 hp × 0,7457 kW/hp = 1349,7170 kW

Efisiensi generator 80%, maka

Daya output generator = 1349,7170/0,8 = 1687,1463 kW

Untuk perancangan dipakai 6 unit generator diesel AC 700 kW, 220-240

Volt, 50 Hertz, 3 fase. (3 unit pakai dan 3 unit cadangan).

7.5 Kebutuhan Bahan Bakar Bahan bakar yang digunakan untuk ketel uap dan pembangkit tenaga

listrik (generator) adalah minyak solar karena minyak solar efisien dan mempunyai nilai bakar yang tinggi.

Keperluan Bahan Bakar Generator Nilai bahan bakar solar = 19860 Btu/lbm (Perry, 1999) Densitas bahan bakar solar = 0,89 kg/L Daya output generator = 1687,1463 kW Daya generator yang dihasilkan = 1687,1463kW×(0,9478 Btu/det)/kW×3600 det/jam = 5756677,9767 Btu/jam Jumlah bahan bakar = (5756677,9767 Btu/jam) / (19860 Btu/lbm

× 0,45359 kg/lbm) = 131,4789 kg/jam Kebutuhan solar = (131,4789 kg/jam) / (0,89 kg/liter) = 147,7291 liter/jam


Keperluan Bahan Bakar Ketel Uap Umpan ketel uap dari Pompa PU-17 (m1) = 1729,7449 kg/jam Umpan ketel uap dari kondensat bekas (m2) = 6918,9796 kg/jam T1 = 90oC = 363,15 K T2 = 260oC = 533,15 K Panas laten saturated steam (260°C) = 1661,6358 kJ/kg (Reklaitis, 1987) Panas yang dibutuhkan ketel adalah:

= m1 ∫260

90

dTc p + m1 ΔHv + m2 ΔHv

= (1310,9463 + 2874237,2657 + 11496949,0627) kJ = 14.372.497,2747 kJ / (1,05506 kJ/Btu) = 13.623.220,1656 Btu/jam

Efisiensi ketel uap = 85 % Panas yang harus disuplai ketel = (13.623.220,1656 Btu/jam) / 0,85 = 16.027.317,8419 Btu/jam Nilai bahan bakar solar = 19860 Btu/lb (Perry, 1999) Jumlah bahan bakar: = (16.027.317,8419 Btu/jam) / (19.860 Btu/lbm) × 0,45359 kg/lbm = 366,0539 kg/jam Kebutuhan solar = (366,0539 kg/jam) / (0,89 kg/liter) = 411,2966 liter/jam

7.6 Unit Pengolahan Limbah Limbah dari suatu pabrik harus diolah sebelum dibuang ke badan air atau atmosfer, karena limbah tersebut mengandung bermacam-macam zat yang dapat membahayakan alam sekitar maupun manusia itu sendiri. Demi kelestarian lingkungan hidup, maka setiap pabrik harus mempunyai unit pengolahan limbah.

Sumber-sumber limbah cair pabrik pembuatan Etilen Oksida meliputi: 1. Limbah proses


Proses pembuatan Etilen Oksida menghasilkan sisa air proses yaitu air yang mengandung 0,0133% etilen oksida sebanyak 21008,0113 kg/jam atau 33819,1310 liter/jam.

2. Limbah cair hasil pencucian peralatan pabrik Limbah ini diperkirakan mengandung kerak dan kotoran-kotoran yang melekat pada peralatan pabrik.

3. Limbah domestik Limbah ini mengandung bahan organik sisa pencernaan yang berasal dari kamar mandi di lokasi pabrik, serta limbah dari kantin berupa limbah padat dan limbah cair. Limbah domestik dari pabrik etilen oksida diolah pada septic tank yang tersedia di lingkungan pabrik sehingga tidak membutuhkan pengolahan tambahan.

4. Limbah laboratorium Limbah yang berasal dari laboratorium ini mengandung bahan-bahan kimia yang digunakan untuk menganalisa mutu bahan baku yang digunakan, mutu produk yang dihasilkan, serta yang dipergunakan untuk penelitian dan pengembangan proses. Limbah laboratorium termasuk limbah B3 (Bahan Berbahaya dan Beracun) sehingga dalam penanganannya harus dikirim ke pengumpul limbah B3 sesuai dengan Peraturan Pemerintah No. 85 tahun 1999 tentang perubahan atas Peraturan Pemerintah Republik Indonesia Nomor 19 Tahun 1994 Tentang Pengelolaan Limbah Bahan Berbahaya dan Beracun. Dalam pengelolaan limbah B3 dikirim ke PPLI Cileungsi, Bogor.

5. Limbah gas Emisi gas yang dihasilkan oleh pabrik pembuatan etilen oksida antara lain gas etilen, karbon dioksida, oksigen, dan nitrogen. Dari Petrochemical Manufacturing (2004) diperoleh bahwa emisi maksimum gas etilen per ton produk etilen oksida yang dihasilkan adalah 0,06 sedangkan emisi gas pabrik etilen oksida adalah 0,0012. Emisi gas pabrik etilen oksida telah memenuhi standar Keputusan Menteri Negara Lingkungan Hidup Nomor Kep.13/Menlh/3/1995 Tentang Baku Mutu Emisi Sumber Tidak Bergerak sehingga dapat langsung dilepaskan ke udara.


Pengolahan limbah cair pabrik ini dilakukan dengan menggunakan activated sludge (sistem lumpur aktif). Alasan pemilihan proses pengolahan limbah tersebut adalah: - Limbah yang dihasilkan mengandung Etilen Oksida yang merupakan

bahan organik. - Tidak terlalu membutuhkan lahan yang besar. - Proses pengolahan ini dapat menghasilkan effluent dengan BOD yang

lebih rendah (Perry, 1997).

Perhitungan Untuk Sistem Pengolahan Limbah Diperkirakan jumlah air buangan pabrik: 1. Limbah proses = 33819,1310 liter/jam 2. Pencucian peralatan pabrik = 48 liter/jam

Pencucian peralatan pabrik dilakukan setahun sekali. Volume air pencuci yang dibutuhkan = 379,7712 m3/tahun = 47,9509 liter/jam

3. Limbah domestik = 42 liter/jam Total air buangan = (33819,1310 + 48 + 42) liter/jam = 33909,1310 liter/jam = 33,9091 m3/jam

Gambar 7.1 Flowdiagram Unit Pengolahan Limbah

7.6.1 Bak Penampungan (BP)

Bak penampungan berfungsi sebagai tempat menampung air

buangan sementara. Limbah proses, limbah cair hasil pencucian peralatan

pabrik, dan limbah laboratorium ditampung pada bak-bak penampung yang

Bak Penampunga

Bak Pengendapa

n Awal

Bak Netralisasi

Tangki

Tangki Sedimentasi


tersedia untuk mengendapkan padatan-padatan terlarut maupun tak

terlarut dalam air buangan pabrik.

7.6.2 Bak Sedimentasi Awal (BSA)

Bak sedimentasi awal berfungsi untuk menghilangkan padatan

dengan cara pengendapan. Di sini terjadi pengendapan lanjut dari padatan-

padatan terlarut maupun tak terlarut dalam air buangan pabrik.

7.6.3 Bak Netralisasi (BN)

Air buangan pabrik yang mengandung bahan organik mempunyai pH

= 5 (Hammer, 1998). Limbah pabrik yang terdiri dari bahan-bahan organik

harus dinetralkan sampai pH = 6 (Kep.42/MENLH/10/1998). Untuk

menetralkan limbah digunakan soda abu (Na2CO3).

7.6.4 Kolam aerasi (KA)

Proses lumpur aktif merupakan proses aerobik di mana flok biologis

(lumpur yang mengandung biologis) tersuspensi di dalam campuran lumpur

yang mengandung O2. Biasanya mikroorganisme yang digunakan

merupakan kultur campuran. Flok biologis ini sendiri merupakan makanan

bagi mikroorganisme ini sehingga akan diresirkulasi kembali ke tangki

aerasi.

7.6.5 Tangki Sedimentasi (TS)

Tangki sedimentasi berfungsi untuk mengendapkan flok biologis dari

tangki aerasi dan sebagian diresirkulasi kembali ke tangki aerasi. Air

buangan olahan pabrik yang telah memenuhi standar baku mutu limbah cair

dibuang ke sungai.

7.7 Spesifikasi Peralatan Utilitas 7.7.1 Screening (SC)


Fungsi : Menyaring partikel-partikel padat yang besar Jenis : Bar screen Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Stainless steel Ukuran screening : Panjang = 2 m

Lebar = 2 m Ukuran bar : Lebar = 5 mm Tebal = 20 mm Bar clear spacing : 20 mm Slope : 30°

Jumlah bar : 50 buah 7.7.2 Pompa Screening (PU-01)

Fungsi : Memompa air dari sungai ke bak pengendapan (BS) Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,3211 ft3/s Daya motor : 2½ hp

7.7.3 Bak Sedimentasi (BS)

Fungsi : Untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air

Jumlah : 2 unit

Jenis : Grift Chamber Sedimentation

Aliran : Horizontal sepanjang bak sedimentasi

Bahan konstruksi : Beton kedap air

Kondisi operasi : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Kapasitas : 19,2283 ft3/min Panjang : 10 ft (3,0480 m)

Lebar : 2 ft (0,61 m) Tinggi : 12 ft (3,66 m)


Waktu retensi : 12,4816 menit

7.7.4 Pompa Sedimentasi (PU-02) Fungsi : Memompa air dari bak pengendapan ke bak clarifier Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,3211 ft3/s Daya motor : 1½ hp

7.7.5 Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01) Fungsi : Membuat larutan alum [Al2(SO4)3] Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C

Kondisi pelarutan : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Kapasitas : 3,4454 m3 Diameter : 1,4303 m Tinggi : 2,1454 m Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 buah Daya motor : ½ hp

7.7.6 Pompa Alum (PU-03)

Fungsi : Memompa larutan alum dari tangki pelarutan alum ke clarifier Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial steel Jumlah : 1 unit Kapasitas : 3,3231.10-7 m3/s Daya motor : 1/20 hp


7.7.7 Tangki Pelarutan Soda Abu [Na2CO3] (TP-02) Fungsi : Membuat larutan soda abu (Na2CO3) Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C

Kondisi pelarutan : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Kapasitas : 1,9110 m3 Diameter : 1,1752 m Tinggi : 1,7628 m Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 buah Daya motor : ¼ hp

7.7.8 Pompa Soda Abu (PU-04) Fungsi : Memompa larutan soda abu dari tangki pelarutan

soda abu (TP-02) ke Clarifier (CL) Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial steel Jumlah : 1 unit Kapasitas : 1,8432.10-7 m3/s Daya motor : 1/20 hp

7.7.9 Clarifier (CL)

Fungsi : Memisahkan endapan (flok-flok) yang terbentuk karena penambahan alum dan soda abu

Tipe : External Solid Recirculation Clarifier Bentuk : Circular desain Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C

Kondisi operasi : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Kapasitas air : 32,7358 m3 Diameter : 3,7283 m Tinggi : 5,5925 m Kedalaman air : 3 m Daya motor : ¼ hp


7.7.10 Pompa Clarifier (PU-05)

Fungsi : Memompa air dari Bak Sedimentasi (BS-02) ke Sand Filter (SF) Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,3211 ft3/s Daya motor : 3½ hp

7.7.11 Sand Filter (SF)

Fungsi : Menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air yang keluar dari Clarifier (CL)

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 Grade C

Kondisi operasi : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Kapasitas : 13,0940 m3 Diameter sand filter : 2,3214 m Tinggi sand filter : 6,9643 m Tebal tangki : ¼ in

7.7.12 Pompa Filtrasi (PU-06)

Fungsi : Memompa air dari tangki filtrasi ke tangki utilitas-01 Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,3211 ft3/s Daya motor : 1¼ hp

7.7.13 Tangki Utilitas 1 (TU-01) Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 Grade C

Kondisi operasi : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Kapasitas : 235,6912 m3 Diameter : 5,8496 m Tinggi : 8,7744 m Tebal dinding : ½ in

7.7.14 Pompa ke Cation Exchanger (PU-07) Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Cation Exchanger (CE) Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,0170 m3/s Daya motor : 1/20 hp

7.7.15 Pompa ke Menara Pendingin Air (PU-08)

Fungsi : Memompa air dari tangki utilitas (TU-01) ke unit proses

Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,0025 m3/s

Daya motor : ½ hp 7.7.16 Pompa ke Tangki Utilitas 2 (PU-09)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Tangki Utilitas 2 (PU-09)

Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,0002 m3/s Daya motor : 1/20 hp


7.7.17 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-03)

Fungsi : Membuat larutan asam sulfat Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C

Kondisi pelarutan : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Kapasitas : 9,5064 m3 Diameter : 2,0061 m Tinggi : 3,0091 m Jenis pengaduk : Flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 buah Daya motor : 1½ hp

7.7.18 Pompa H2SO4 (PU-10) Fungsi : Memompa larutan asam sulfat dari Tangki

Pelarutan Asam Sulfat (TP-03) ke Cation Exchanger (CE)

Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : commercial steel Jumlah : 1 unit Kapasitas : 1,5282 × 10-7 m3/s Daya motor : 1/20 hp

7.7.19 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)

Fungsi : Mengikat kation yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 Grade C

Kondisi penyimpanan : temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Resin yang digunakan : IRR-122 Silinder : - Diameter : 0,6096 m - Tinggi : 0,9144 m - Tebal : 1/4 in


Tutup : - Diameter : 0,61 m - Tinggi : 0,1524 m - Tebal : 1/4 in

7.7.20 Pompa Cation Exchanger (PU-11)

Fungsi : Memompa air dari Cation Exchanger (CE) ke Anion Exchanger (AE)

Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,0005 m3/s Daya motor : 1/20 hp

7.7.21 Tangki Pelarutan NaOH (TP-04) Fungsi : Membuat larutan natrium hidroksida (NaOH) Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C

Kondisi pelarutan : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Kapasitas : 8,1329 m3 Diameter : 1,9044 m Tinggi : 2,8566 m Tebal : ¼ in Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 buah Daya motor : 2 hp

7.7.22 Pompa NaOH (PU-12) Fungsi : Memompa larutan natrium hidroksida dari tangki

pelarutan NaOH (TP-04) ke Anion Exchanger (AE)

Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial steel Jumlah : 1 unit Kapasitas : 1,0459.10-7 m3/s Daya motor : 1/20 hp


7.7.23 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)

Fungsi : Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C

Kondisi penyimpanan : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Resin yang digunakan : IRA-410 Silinder : - Diameter : 0,6069 m - Tinggi : 0,9144 m - Tebal : ¼ in Tutup : - Diameter : 0,6069 m - Tinggi : 0,1524 m - Tebal : ¼ in

7.7.24 Pompa Anion Exchanger (PU-13) Fungsi : Memompa air dari Anion Exchanger (AE) ke Deaerator (DE) Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,0005 m3/s Daya motor : 3½ hp

7.7.25 Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO)2] (TP-05)

Fungsi : Membuat larutan kaporit [Ca(ClO)2] Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C

Kondisi pelarutan : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Kapasitas : 0,0068 m3


Diameter : 0,1793 m Tinggi : 0,2689 m Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 buah Daya motor : 1/20 hp

7.7.26 Pompa Kaporit (PU-14) Fungsi : Memompa larutan kaporit dari Tangki Pelarutan

Kaporit (TP-05) ke Tangki Utilitas 2 (TU-02) Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 5,0913.10-10 ft3/s Daya motor : 1/20 hp

7.7.27 Tangki Utilitas 2 (TU-02)

Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan ke domestik Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283, Grade C

Kondisi operasi : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Kapasitas : 23,5895 m3 Diameter : 2,7159 m Tinggi : 4,0739 m Tebal dinding : ¼ in

7.7.28 Pompa Domestik (PU-15) Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 2 (TU-02) ke kebutuhan domestik Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,0002 ft3/s Daya motor : 1/20 hp


7.7.29 Menara Pendingin Air / Water Cooling Tower (CT)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur

48°C menjadi 28°C Jenis : Mechanical Draft Cooling Tower Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–53 Grade B Kondisi operasi : Suhu air masuk menara = 480C = 118,40F Suhu air keluar menara = 280C = 82,40F

Jumlah : 1 unit Kapasitas : 218,4772 m3/jam Luas menara : 501,8706 ft2 Tinggi : 13,4316 m Daya : 16 hp 7.7.30 Pompa Menara Pendingin Air (PU-16)

Fungsi : Memompa air pendingin dari menara pendingin air ke unit proses

Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,0628 ft3/s Daya motor : 10 hp

7.7.31 Deaerator (DE)

Fungsi : Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup elipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C

Kondisi operasi : Temperatur 90°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Kapasitas : 206,4252 m3 Silinder : - Diameter : 5,5967 m


- Tinggi : 8,3951 m - Tebal : ½ in Tutup : - Diameter : 5,5967 m - Tinggi : 1,3992 m - Tebal : ½ in

7.7.32 Pompa Deaerator (PU-17)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Deaerator (DE) ke Ketel Uap (KU) Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,0020 m3/s Daya motor : ¼ hp

7.7.33 Ketel Uap (KU)

Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses Jenis : Water tube boiler Bahan konstruksi : Carbon steel Jumlah : 1 unit Kapasitas : 6652,8650 kg/jam Panjang tube : 30 ft Diameter tube : 3 in Jumlah tube : 554 buah

7.7.34 Pompa Air Proses (PU-18)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke unit proses Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel


Kapasitas : 0,0059 m3/s Daya motor : 1 hp

7.8 Spesifikasi Peralatan Pengolahan Limbah 7.8.1 Bak Penampungan

Fungsi : Tempat menampung air buangan sementara Bentuk : Persegi panjang Bahan konstruksi : Beton kedap air

Kondisi operasi : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 2 unit Kapasitas : 4521,2175 m3 Panjang : 34,3953 m Lebar : 11,4651 m Tinggi : 11,4651 m

7.8.2 Pompa Bak Penampung (PL-01)

Fungsi : Memompa cairan limbah dari bak penampungan ke bak pengendapan awal Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,0095 m3/s Daya motor : 1 hp

7.8.3 Bak Pengendapan Awal

Fungsi : Menghilangkan padatan dengan cara pengendapan Bentuk : Persegi panjang Bahan konstruksi : Beton kedap air

Kondisi operasi : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Kapasitas : 75,3536 m3 Panjang : 6,9651 m Lebar : 3,3524 m


Tinggi : 3,3524 m 7.8.4 Pompa Bak Pengendapan Awal (PL-02)

Fungsi : Memompa cairan limbah dari bak pengendapan awal ke bak netralisasi Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,0095 m3/s Daya motor : 1½ hp

7.8.5 Bak Netralisasi Fungsi : Menetralkan limbah dengan penambahan Na2CO3 Bentuk : Persegi panjang Bahan konstruksi : Beton kedap air


7.8.6 Pompa Bak Netralisasi (PL-03) Fungsi : Memompa cairan limbah dari bak netralisasi ke tangki aerasi Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,0095 ft3/s Daya motor : 1¼ hp

7.8.7 Tangki Aerasi

Fungsi : Mengolah limbah Bentuk : Persegi panjang




7.8.8 Pompa Tangki Aerasi (PL-04)

Fungsi : Memompa cairan limbah dari tangki aerasi ke tangki sedimentasi Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,0095 m3/s Daya motor : ½ hp

7.8.9 Tangki Sedimentasi

Fungsi : mengendapkan flok biologis dari tangki aerasi dan sebagian diresirkulasi kembali ke tangki aerasi. Bentuk : Silinder tegak dengan alas datar Bahan konstruksi : Beton kedap air

Kondisi operasi : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm Jumlah : 1 unit Kapasitas : 91,1664 m3 Diameter : 6,5116 m Tinggi : 2,7390 m

7.8.10 Pompa Tangki Sedimentasi (PL-05)

Fungsi : Memompa air resirkulasi dari tangki sedimentasi ke tangki aerasi Jenis : Pompa sentrifugal


Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Commercial steel Kapasitas : 0,0095 m3/s Daya motor : 1¼ hp


BAB VIII

LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK

Tata letak peralatan dan fasilitas dalam suatu rancangan pabrik merupakan

syarat penting untuk memperkirakan biaya secara akurat sebelum mendirikan

pabrik yang meliputi desain sarana perpipaan, fasilitas bangunan, jenis dan jumlah

peralatan dan kelistrikan. Hal ini secara khusus akan memberikan informasi yang

dapat diandalkan terhadap biaya bangunan dan tempat sehingga dapat diperoleh

perhitungan biaya yang terperinci sebelum pendirian pabrik.

8.1 Lokasi Pabrik

Secara geografis, penentuan lokasi pabrik sangat menentukan kemajuan

serta kelangsungan dari suatu industri kini dan pada masa yang akan datang

karena berpengaruh terhadap faktor produksi dan distribusi dari pabrik yang

didirikan. Pemilihan lokasi pabrik harus tepat berdasarkan perhitungan biaya

produksi dan distribusi yang minimal serta pertimbangan sosiologi dan budaya

masyarakat di sekitar lokasi pabrik (Peters et. al., 2004).

Berdasarkan faktor-faktor tersebut, maka Pabrik Pembuatan Etilen Oksida

ini direncanakan berlokasi di daerah Dumai, Riau.

Dasar pertimbangan dalam pemilihan lokasi pabrik adalah:

a. Bahan baku

Suatu pabrik sebaiknya berada di daerah yang dekat dengan sumber bahan

baku dan daerah pemasaran sehingga transportasi dapat berjalan dengan

lancar. Bahan baku utama yang digunakan yaitu etilen, yang disuplai dari PT

Chandra Asih, Cilegon. Sedangkan bahan kimia pendukung lainnya diperoleh

dari daerah lokal.

b. Transportasi


Pembelian bahan baku dan penjualan produk dapat dilakukan melalui jalan

darat maupun laut. Lokasi yang dipilih dalam rencana pendirian pabrik ini

merupakan kawasan perluasan industri, yang telah memiliki sarana pelabuhan

dan pengangkutan darat.

c. Pemasaran

Kebutuhan etilen oksida terus menunjukkan peningkatan dari tahun ke tahun

(Devanney, 2007). Dengan semakin banyaknya industri kimia berbasis etilen

oksida, maka pemasaran produk ke dalam maupun luar negeri tidak akan

mengalami hambatan. Kawasan industri Dumai, Riau mempunyai pelabuhan

di mana jalur ekspor-impor dilakukan melalui Selat Rupat yang bermuara ke

Selat Malaka. Selain itu, daerah Dumai juga relatif dekat dengan negara-

negara lain seperti Singapura, Malaysia sehingga memudahkan pemasaran

produk ke luar negeri.

d. Kebutuhan air

Air yang dibutuhkan dalam proses diperoleh dari Sungai Rokan yang mengalir

di sekitar pabrik untuk proses, sarana utilitas dan keperluan domestik.

e. Kebutuhan tenaga listrik dan bahan bakar

Dalam pendirian suatu pabrik, tenaga listrik dan bahan bakar adalah faktor

penunjang yang paling penting. Pembangkit listrik utama untuk pabrik adalah

menggunakan generator diesel yang bahan bakarnya diperoleh dari PT

Pertamina, Dumai. Selain itu, kebutuhan tenaga listrik juga dapat diperoleh

dari Perusahaan Listrik Negara (PLN) Riau.

f. Tenaga kerja

Sebagai kawasan industri, daerah ini merupakan salah satu tujuan para pencari

kerja. Di daerah ini tersedia tenaga kerja terdidik maupun yang tidak terdidik

serta tenaga kerja yang terlatih maupun tidak terlatih.

g. Biaya tanah

Tanah yang tersedia untuk lokasi pabrik masih cukup luas dan dalam harga

yang terjangkau.

h. Kondisi iklim dan cuaca

Seperti daerah lain di Indonesia, maka iklim di sekitar lokasi pabrik relatif

stabil. Temperatur udara tidak pernah mengalami penurunan maupun kenaikan


yang cukup tajam dimana temperatur udara berada diantara 30-35oC dan

tekanan udara berkisar pada 760 mmHg dan kecepatan udaranya sedang.

i. Kemungkinan perluasan dan ekspansi

Ekspansi pabrik dimungkinkan karena tanah yang tersedia cukup luas dan di

sekeliling lahan tersebut belum banyak berdiri pabrik serta tidak mengganggu

pemukiman penduduk.

j. Sosial masyarakat Sikap masyarakat diperkirakan akan mendukung pendirian pabrik pembuatan etilen oksida karena akan menjamin tersedianya lapangan kerja bagi mereka. Selain itu pendirian pabrik ini diperkirakan tidak akan mengganggu keselamatan dan keamanan masyarakat di sekitarnya.

8.2 Tata Letak Pabrik Tata letak pabrik adalah suatu perencanaan dan pengintegrasian aliran dari komponen-komponen produksi suatu pabrik, sehingga diperoleh suatu hubungan yang efisien dan efektif antara operator, peralatan dan gerakan material dari bahan baku menjadi produk. Desain yang rasional harus memasukkan unsur lahan proses, storage (persediaan) dan lahan alternatif (areal handling) dalam posisi yang efisien dan dengan mempertimbangkan faktor-faktor sebagai berikut (Peters et. al., 2004): 1. Urutan proses produksi. 2. Pengembangan lokasi baru atau penambahan/perluasan lokasi yang belum

dikembangkan pada masa yang akan datang. 3. Distribusi ekonomis pada pengadaan air, steam proses, tenaga listrik dan

bahan baku 4. Pemeliharaan dan perbaikan. 5. Keamanan (safety) terutama dari kemungkinan kebakaran dan keselamatan

kerja. 6. Bangunan yang meliputi luas bangunan, kondisi bangunan dan konstruksinya

yang memenuhi syarat. 7. Fleksibilitas dalam perencanaan tata letak pabrik dengan mempertimbangkan

kemungkinan perubahan dari proses/mesin, sehingga perubahan-perubahan yang dilakukan tidak memerlukan biaya yang tinggi.


8. Masalah pembuangan limbah cair. 9. Service area, seperti kantin, tempat parkir, ruang ibadah, dan sebagainya

diatur sedemikian rupa sehingga tidak terlalu jauh dari tempat kerja. Pengaturan tata letak pabrik yang baik akan memberikan beberapa

keuntungan, seperti (Peters et. al., 2004): 1. Mengurangi jarak transportasi bahan baku dan produksi, sehingga mengurangi

material handling. 2. Memberikan ruang gerak yang lebih leluasa sehingga mempermudah

perbaikan mesin dan peralatan yang rusak atau di-blowdown. 3. Mengurangi ongkos produksi. 4. Meningkatkan keselamatan kerja. 5. Mengurangi kerja seminimum mungkin. 6. Meningkatkan pengawasan operasi dan proses agar lebih baik. 8.3 Perincian Luas Tanah Luas tanah yang digunakan sebagai tempat berdirinya pabrik diuraikan dalam Tabel 8.1 berikut ini: Tabel 8.1 Perincian Luas Tanah No Nama Bangunan Luas (m2)

1 Pos Keamanan 202 Parkir 2003 Taman 8004 Areal Bahan Baku 2305 Ruang Kontrol 806 Areal Proses 1.8007 Areal Produk 2008 Perkantoran 3009 Laboratorium 80

10 Poliklinik 5011 Kantin 10012 Ruang Ibadah 6013 Gudang Peralatan 6014 Bengkel 8015 Perpustakaan 8016 Unit Pemadam Kebakaran 10017 Unit Pengolahan Air 1.20018 Pembangkit Listrik 30019 Pengolahan Limbah 1.500


20 Area Perluasan 1.00021 Perumahan Karyawan 1.40022 Jalan 80023 Area Antara Bangunan dan lainnya 650

Total 11.090

Jadi, direncanakan pengadaan tanah untuk pembangunan pabrik

pembuatan Etilen Oksida ini sekitar 11.090 m2. Susunan areal bagian pabrik

Etilen Oksida seperti yang tertera pada Tabel 8.1 dapat dilihat pada gambar

8.1.


BAB IX

ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN

Masalah organisasi merupakan hal yang penting dalam perusahaan, hal ini

menyangkut efektivitas dalam peningkatan kemampuan perusahaan dalam

memproduksi dan mendistribusikan produk yang dihasilkan. Dalam upaya

peningkatan efektivitas dan kinerja perusahaan maka pengaturan atau manajemen

harus menjadi hal yang mutlak. Tanpa manajemen yang efektif dan efisien tidak

akan ada usaha yang berhasil cukup lama. Dengan adanya manajemen yang

teratur baik dari kinerja sumber daya manusia maupun terhadap fasilitas yang ada

secara otomatis organisasi akan berkembang (Madura, 2000).

9.1 Organisasi Perusahaan

Perkataan organisasi, berasal dari kata Latin “organum” yang dapat

berarti alat, anggota badan. James D. Mooney, mengatakan: “Organisasi

adalah bentuk setiap perserikatan manusia untuk mencapai suatu tujuan

bersama”, sedangkan Chester I. Barnard memberikan pengertian

organisasi sebagai: “Suatu sistem daripada aktivitas kerjasama yang

dilakukan dua orang atau lebih” (Siagian, 1992).

Dari pendapat ahli yang dikemukakan di atas dapat diambil arti dari

kata organisasi, yaitu kelompok orang yang secara sadar bekerjasama untuk

mencapai tujuan bersama dengan menekankan wewenang dan tanggung

jawab masing-masing. Secara ringkas, ada tiga unsur utama dalam

organisasi, yaitu (Sutarto, 2002):

1. Adanya sekelompok orang

2. Adanya hubungan dan pembagian tugas

3. Adanya tujuan yang ingin dicapai

Menurut pola hubungan kerja, serta lalu lintas wewenang dan tanggung

jawab, maka bentuk-bentuk organisasi itu dapat dibedakan atas (Siagian,

1992):


1. Bentuk organisasi garis

2. Bentuk organisasi fungsionil

3. Bentuk organisasi garis dan staf

4. Bentuk organisasi fungsionil dan staf

9.1.1 Bentuk Organisasi Garis

Ciri dari organisasi garis adalah: organisasi masih kecil, jumlah

karyawan sedikit, pimpinan dan semua karyawan saling kenal dan

spesialisasi kerja belum begitu tinggi (Siagian, 1992).

Kebaikan bentuk organisasi garis, yaitu :

Kesatuan komando terjamin dengan baik, karena pimpinan berada di

atas satu tangan.

Proses pengambilan keputusan berjalan dengan cepat karena jumlah

orang yang diajak berdiskusi masih sedikit atau tidak ada sama sekali.

Rasa solidaritas di antara para karyawan umumnya tinggi karena saling

mengenal.

Keburukan bentuk organisasi garis, yaitu:

Seluruh kegiatan dalam organisasi terlalu bergantung kepada satu orang

sehingga kalau seseorang itu tidak mampu, seluruh organisasi akan

terancam kehancuran.

Kecenderungan pimpinan bertindak secara otoriter.

Karyawan tidak mempunyai kesempatan untuk berkembang.

9.1.2 Bentuk Organisasi Fungsionil

Ciri-ciri dari organisasi fungsionil adalah segelintir pimpinan tidak

mempunyai bawahan yang jelas, sebab setiap atasan berwenang memberi

komando kepada setiap bawahan, sepanjang ada hubungannya dengan

fungsi atasan tersebut (Siagian, 1992).

Kebaikan bentuk organisasi fungsionil, yaitu:

Pembagian tugas-tugas jelas

Spesialisasi karyawan dapat dikembangkan dan digunakan semaksimal

mungkin


Digunakan tenaga-tenaga ahli dalam berbagai bidang sesuai dengan

fungsi-fungsinya

Keburukan bentuk organisasi fungsionil, yaitu:

Karena adanya spesialisasi, sukar mengadakan penukaran atau

pengalihan tanggung jawab kepada fungsinya.

Para karyawan mementingkan bidang pekerjaannya, sehingga sukar

dilaksanakan koordinasi.

9.1.3 Bentuk Organisasi Garis dan Staf

Kebaikan bentuk organisasi garis dan staf adalah:

Dapat digunakan oleh setiap organisasi yang besar, apapun tujuannya,

betapa pun luas tugasnya dan betapa pun kompleks susunan

organisasinya.

Pengambilan keputusan yang sehat lebih mudah diambil, karena adanya

staf ahli.

Keburukan bentuk organisasi garis dan staf, adalah:

Karyawan tidak saling mengenal, solidaritas sukar diharapkan.

Karena rumit dan kompleksnya susunan organisasi, koordinasi kadang-

kadang sukar diharapkan.

9.1.4 Bentuk Organisasi Fungsionil dan Staf

Bentuk organisasi fungsionil dan staf, merupakan kombinasi dari bentuk

organisasi fungsionil dan bentuk organisasi garis dan staf. Kebaikan dan

keburukan dari bentuk organisasi ini merupakan perpaduan dari bentuk

organisasi yang dikombinasikan (Siagian, 1992).

Dari uraian di atas dapat diketahui kebaikan dan keburukan dari

beberapa bentuk organisasi. Setelah mempertimbangkan baik dan

buruknya maka pada Pra-rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida

menggunakan bentuk organisasi garis dan staf. Bagan Struktur

Organisasi Perusahaan Pabrik Etilen Oksida ditampilkan pada gambar

9.1.


9.2 Manajemen Perusahaan

Umumnya perusahaan modern mempunyai kecenderungan bukan saja

terhadap produksi, melainkan juga terhadap penanganan hingga

menyangkut organisasi dan hubungan sosial atau manajemen

keseluruhan. Hal ini disebabkan oleh aktivitas yang terdapat dalam suatu

perusahaan atau suatu pabrik diatur oleh manajemen. Dengan kata lain

bahwa manajemen bertindak memimpin, merencanakan, menyusun,

mengawasi, dan meneliti hasil pekerjaan. Perusahaan dapat berjalan

dengan baik secara menyeluruh, apabila perusahaan memiliki

manajemen yang baik antara atasan dan bawahan (Siagian, 1992).

Fungsi dari manajemen adalah meliputi usaha memimpin dan mengatur

faktor-faktor ekonomis sedemikian rupa, sehingga usaha itu memberikan

perkembangan dan keuntungan bagi mereka yang ada di lingkungan

perusahaan.

Dengan demikian, jelaslah bahwa pengertian manajemen itu meliputi

semua tugas dan fungsi yang mempunyai hubungan yang erat dengan

permulaan dari pembelanjaan perusahaan (financing).

Dengan penjelasan ini dapat diambil suatu pengertian bahwa manajemen

itu diartikan sebagai seni dan ilmu perencanaan (planning),

pengorganisasian, penyusunan, pengarahan, dan pengawasan dari

sumber daya manusia untuk mencapai tujuan (criteria) yang telah

ditetapkan (Siagian, 1992).

Menurut Siagian (1992), manajemen dibagi menjadi tiga kelas pada

perusahaan besar yaitu:

1. Top manajemen

2. Middle manajemen

3. Operating manajemen

Orang yang memimpin (pelaksana) manajemen disebut dengan manajer.

Manajer ini berfungsi atau bertugas untuk mengawasi dan mengontrol

agar manajemen dapat dilaksanakan dengan baik sesuai dengan


ketetapan yang digariskan bersama. Menurut Madura (2000), syarat-

syarat manajer yang baik adalah:

1. Harus menjadi contoh (teladan)

2. Harus dapat menggerakkan bawahan

3. Harus bersifat mendorong

4. Penuh pengabdian terhadap tugas-tugas

5. Berani dan mampu mengatasi kesulitan yang terjadi

6. Bertanggung jawab, tegas dalam mengambil atau melaksanakan

keputusan yang diambil.

7. Berjiwa besar.

9.3 Bentuk Hukum Badan Usaha

Dalam mendirikan suatu perusahaan yang dapat mencapai tujuan dari

perusahaan itu secara terus-menerus, maka harus dipilih bentuk

perusahaan apa yang harus didirikan agar tujuan itu tercapai. Menurut

Sutarto (2002), bentuk-bentuk badan usaha yang ada dalam praktek di

Indonesia, antara lain adalah:

1. Perusahaan Perorangan 2. Persekutuan dengan firma 3. Persekutuan Komanditer 4. Perseroan Terbatas 5. Koperasi 6. Perusahaan Negara 7. Perusahaan Daerah

Bentuk badan usaha dalam Pra-rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Oksida direncanakan adalah perusahaan yang berbentuk Perseroan Terbatas (PT). Perseroan Terbatas adalah badan hukum yang didirikan berdasarkan perjanjian, melakukan kegiatan usaha dengan modal dasar yang seluruhnya terbagi dalam saham, dan memenuhi persyaratan yang ditetapkan dalam UU No. 1 tahun 1995 tentang Perseroan Terbatas (UUPT), serta peraturan pelaksananya.

Syarat-syarat pendirian Perseroan Terbatas adalah :


1. Didirikan oleh dua orang atau lebih, yang dimaksud dengan “orang” adalah orang perseorangan atau badan hukum.

2. Didirikan dengan akta otentik, yaitu di hadapan notaris. 3. Modal dasar perseroan, yaitu paling sedikit Rp.20.000.000,- (dua puluh

juta rupiah) atau 25 % dari modal dasar, tergantung mana yang lebih besar dan harus telah ditempatkan dan telah disetor. Prosedur pendirian Perseroan Terbatas adalah :

1. Pembuatan akta pendirian di hadapan notaris 2. Pengesahan oleh Menteri Kehakiman 3. Pendaftaran Perseroan 4. Pengumuman dalam tambahan berita Negara.

Dasar-dasar pertimbangan pemilihan bentuk perusahaan PT adalah sebagai berikut :

1. Kontinuitas perusahaan sebagai badan hukum lebih terjamin, sebab tidak tergantung pada pemegang saham, dimana pemegang saham dapat berganti-ganti.

2. Mudah memindahkan hak pemilik dengan menjual sahamnya kepada orang lain.

3. Mudah mendapatkan modal, yaitu dari bank maupun dengan menjual saham.

4. Tanggung jawab yang terbatas dari pemegang saham terhadap hutang

perusahaan.

5. Penempatan pemimpin atas kemampuan pelaksanaan tugas.

9.4 Uraian Tugas, Wewenang dan Tanggung Jawab 9.4.1 Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS)

Pemegang kekuasaan tertinggi pada struktur organisasi garis dan staf adalah Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS) yang dilakukan minimal satu kali dalam setahun. Bila ada sesuatu hal, RUPS dapat dilakukan secara mendadak sesuai dengan jumlah forum. RUPS dihadiri oleh pemilik saham, Dewan Komisaris dan Direktur.

Hak dan wewenang RUPS (Sutarto, 2002): 1. Meminta pertanggungjawaban Dewan Komisaris dan Direktur lewat

suatu sidang.


2. Dengan musyawarah dapat mengganti Dewan Komisaris dan Direktur serta mengesahkan anggota pemegang saham bila mengundurkan diri.

3. Menetapkan besar laba tahunan yang diperoleh untuk dibagikan, dicadangkan, atau ditanamkan kembali.

9.4.2 Dewan Komisaris

Dewan Komisaris dipilih dalam RUPS untuk mewakili para pemegang saham dalam mengawasi jalannya perusahaan. Dewan Komisaris ini bertanggung jawab kepada RUPS. Tugas-tugas Dewan Komisaris adalah:

1. Menentukan garis besar kebijaksanaan perusahaan. 2. Mengadakan rapat tahunan para pemegang saham. 3. Meminta laporan pertanggungjawaban Direktur secara berkala. 4. Melaksanakan pembinaan dan pengawasan terhadap seluruh kegiatan

dan pelaksanaan tugas Direktur.

9.4.3 General Manager General Manager merupakan pimpinan tertinggi yang diangkat oleh Dewan Komisaris. Adapun tugas-tugas General Manager adalah:

1. Memimpin dan membina perusahaan secara efektif dan efisien. 2. Menyusun dan melaksanakan kebijaksanaan umum pabrik sesuai

dengan kebijaksanaan RUPS. 3. Mengadakan kerjasama dengan pihak luar demi kepentingan

perusahaan. 4. Mewakili perusahaan dalam mengadakan hubungan maupun perjanjian-

perjanjian dengan pihak ketiga. 5. Merencanakan dan mengawasi pelaksanaan tugas setiap personalia yang

bekerja pada perusahaan.

Dalam melaksanakan tugasnya, General Manager dibantu oleh Manajer

Produksi, Manajer Teknik, Manajer Umum dan Keuangan, Manajer

Pembelian dan Pemasaran.

9.4.4 Staf Ahli

Staf ahli bertugas memberikan masukan, baik berupa saran, nasehat,

maupun pandangan terhadap segala aspek operasional perusahaan.


9.4.5 Sekretaris

Sekretaris diangkat oleh Direktur untuk menangani masalah surat-

menyurat untuk pihak perusahaan, menangani kearsipan dan pekerjaan

lainnya untuk membantu Direktur dalam menangani administrasi

perusahaan.

9.4.6 Manajer Produksi

Manajer Produksi bertanggung jawab langsung kepada Direktur

Utama. Tugasnya mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan

masalah proses baik di bagian produksi maupun utilitas. Dalam

menjalankan tugasnya Manajer Produksi dibantu oleh tiga Kepala Seksi,

yaitu Kepala Seksi Proses, Kepala Seksi Laboratorium R&D (Penelitian dan

Pengembangan) dan Kepala Seksi Utilitas.

9.4.7 Manajer Teknik

Manajer Teknik bertanggung jawab langsung kepada Direktur

Utama. Tugasnya mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan

masalah teknik baik di lapangan maupun di kantor. Dalam menjalankan

tugasnya Manajer Teknik dibantu oleh tiga Kepala Seksi, yaitu Kepala Seksi

Listrik, Kepala Seksi Instrumentasi dan Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik

(Mesin).

9.4.8 Manajer Umum dan Keuangan

Manajer Umum dan Keuangan bertanggung jawab langsung kepada

Direktur dalam mengawasi dan mengatur keuangan, administrasi,

personalia dan humas. Dalam menjalankan tugasnya Manajer Umum dan

Keuangan dibantu oleh lima Kepala Seksi (Kasie.), yaitu Kepala Seksi

Keuangan, Kepala Seksi Administrasi, Kepala Seksi Personalia, Kepala Seksi

Humas dan Kepala Seksi Keamanan.

9.4.9 Manajer Pembelian dan Pemasaran


Manajer Pembelian dan Pemasaran bertanggung jawab langsung kepada Direktur Utama. Tugasnya mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan pembelian bahan baku dan pemasaran produk. Manajer ini dibantu oleh tiga Kepala Seksi, yaitu Kepala Seksi Pembelian, Kepala Seksi Penjualan serta Kepala Seksi Gudang/Logistik.

9.5 Sistem Kerja

Pabrik pembuatan etilen oksida ini direncanakan beroperasi 330 hari per tahun secara kontinu 24 jam sehari. Berdasarkan pengaturan jam kerja, karyawan dapat digolongkan menjadi tiga golongan, yaitu:

1. Karyawan non-shift, yaitu karyawan yang tidak berhubungan langsung dengan proses produksi, misalnya direktur, staf ahli, manajer, bagian administrasi, bagian gudang, dan lain-lain. Jam kerja karyawan non-shift ditetapkan sesuai Keputusan Menteri Tenaga Kerja Dan Transmigrasi Republik Indonesia Nomor: Kep.234/Men/2003 yaitu 8 jam sehari atau 40 jam per minggu dan jam kerja selebihnya dianggap lembur. Perhitungan uang lembur menggunakan acuan 1/173 dari upah sebulan (Pasal 10 Kep.234/Men/2003) dimana untuk jam kerja lembur pertama dibayar sebesar 1,5 kali upah sejam dan untuk jam lembur berikutnya dibayar 2 kali upah sejam. Perincian jam kerja non-shift adalah:

Senin – Kamis - Pukul 08.00 – 12.00 WIB → Waktu kerja - Pukul 12.00 – 13.00 WIB → Waktu istirahat - Pukul 13.00 – 17.00 WIB → Waktu kerja

Jum’at - Pukul 08.00 – 12.00 WIB → Waktu kerja - Pukul 12.00 – 14.00 WIB → Waktu istirahat - Pukul 14.00 – 17.00 WIB → Waktu kerja

2. Karyawan Shift

Untuk pekerjaan yang langsung berhubungan dengan proses produksi

yang membutuhkan pengawasan terus menerus selama 24 jam, para


karyawan diberi pekerjaan bergilir (shift work). Pekerjaan dalam satu

hari dibagi tiga shift, yaitu tiap shift bekerja selama 8 jam dan 15 menit

pergantian shift dengan pembagian sebagai berikut:

− Shift I (pagi) : 08.00 – 16.15 WIB

− Shift II (sore) : 16.00 – 00.15 WIB

− Shift III (malam) : 00.00 – 08.15 WIB

Jam kerja bergiliran berlaku bagi karyawan. Untuk memenuhi

kebutuhan pabrik, setiap karyawan shift dibagi menjadi empat regu

dimana tiga regu kerja dan satu regu istirahat. Pada hari Minggu dan

libur nasional karyawan shift tetap bekerja dan libur 1 hari setelah

setelah tiga kali shift.

Tabel 9.1 Jadwal Kerja Karyawan Shift

Hari Regu

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

A I I I II II II - - III III III -

B II II II - - III III III - I I I

C - - III III III - I I I II II II

D III III - I I I II II II - - III

3. Karyawan borongan

Apabila diperlukan, maka perusahaan dapat menambah jumlah

karyawan yang dikerjakan secara borongan selama kurun jangka waktu

tertentu yang ditentukan menurut kebijaksanaan perusahaan.

9.6 Jumlah Karyawan dan Tingkat Pendidikan

Dalam melaksanakan kegiatan perusahaan/ pabrik, dibutuhkan susunan

karyawan seperti pada struktur organisasi. Jumlah karyawan yang

dibutuhkan adalah sebagai berikut


Tabel 9.2 Jumlah Karyawan dan Kualifikasinya

Jabatan Juml

ah

Pendidikan

Dewan Komisaris 1 Ekonomi/Teknik (S1)

General Manager 1 Teknik Kimia (S1)

Staf Ahli 2 Teknik Kimia (S2)

Sekretaris 2 Sekretaris (S1 Akuntansi)

Manajer Produksi 1 Teknik Kimia (S2)

Tabel 9.2 Jumlah Karyawan dan Kualifikasinya (lanjutan)

Jabatan Juml

ah

Pendidikan

Manajer Teknik 1 Teknik Mesin (S2)

Manajer Umum dan Keuangan 1 Ekonomi/Manajemen (S2)

Manajer Pembelian dan

Pemasaran 1 Ekonomi/Manajemen (S1)

Kepala Seksi Proses 1 Teknik Kimia (S1)

Kepala Seksi Laboratorium

R&D 1 Teknik Kimia (S1)

Kepala Seksi Laboratorium QC 1 Teknik Kimia (S1)

Kepala Seksi Laboratorium QA 1 Teknik Kimia (S1)

Kepala Seksi Utilitas 1 Teknik Kimia (S1)

Kepala Seksi Mesin 1 Teknik Mesin (S1)

Kepala Seksi Listrik 1 Teknik Elektro (S1)

Kepala Seksi Instrumentasi 1

Teknik Instrumentasi Pabrik

(D4)

Kepala Seksi Pemeliharaan

Pabrik 1 Politeknik (D3)

Kepala Seksi Keuangan 1 Ekonomi (S1)

Kepala Seksi Administrasi 1 Manajemen/Akuntansi (S1)

Kepala Seksi Personalia 1 Hukum (S1)


Kepala Seksi Humas 1 Ilmu Komunikasi (S1)

Kepala Seksi Keamanan 1 ABRI

Kepala Seksi Pembelian 1 Manajemen Pemasaran (D3)

Kepala Seksi Penjualan 1 Manajemen Pemasaran (D3)

Karyawan Produksi 45 SMK/Politeknik

Karyawan Teknik 17 SMK/Politeknik

Karyawan Umum dan

Keuangan 15 SMU/D1/Politeknik

Karyawan Pembelian dan Pemasaran

15 SMU/D1/Politeknik

Dokter 1 Kedokteran (S1)

Perawat 2 Akademi Perawat (D3)

Petugas Keamanan 15 SMU/Pensiunan ABRI

Petugas Kebersihan 10 SMU

Supir 4 SMU/STM

Jumlah 150


9.7 Sistem Penggajian

Penggajian karyawan didasarkan kepada jabatan, tingkat pendidikan,

pengalaman kerja, keahlian dan resiko kerja.

Tabel 9.3 Perincian Gaji Karyawan

Jabatan Jumlah Gaji/bulan

(Rp) Jumlah gaji/bulan

(Rp) Dewan Komisaris 1 20.000.000 20.000.000General Manager 1 15.000.000 15.000.000Staf Ahli 2 12.000.000 24.000.000Sekretaris 2 2.500.000 5.000.000Manajer Produksi 1 12.000.000 12.000.000Manajer Teknik 1 12.000.000 12.000.000Manajer Umum dan Keuangan 1 12.000.000 12.000.000Manajer Pembelian dan Pemasaran 1 12.000.000 12.000.000Kepala Seksi Proses 1 5.000.000 5.000.000Kepala Seksi Laboratorium R&D 1 5.000.000 5.000.000Kepala Seksi Laboratorium QC 1 5.000.000 5.000.000Kepala Seksi Laboratorium QA 1 5.000.000 5.000.000Kepala Seksi Utilitas 1 4.500.000 4.500.000Kepala Seksi Mesin 1 4.500.000 4.500.000Kepala Seksi Listrik 1 4.500.000 4.500.000Kepala Seksi Instrumentasi 1 4.000.000 4.000.000Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik 1 4.000.000 4.000.000Kepala Seksi Keuangan 1 3.500.000 3.500.000Kepala Seksi Administrasi 1 3.500.000 3.500.000Kepala Seksi Personalia 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Humas 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Keamanan 1 3.000.000 2.500.000Kepala Seksi Pembelian 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Penjualan 1 3.000.000 3.000.000Karyawan Produksi 45 1.500.000 67.500.000Karyawan Teknik 17 1.500.000 25.500.000Karyawan Umum dan Keuangan 15 1.500.000 22.500.000Karyawan Pembelian dan Pemasaran 15 1.500.000 22.500.000Dokter 1 4.000.000 4.000.000Perawat 2 1.500.000 3.000.000Petugas Keamanan 15 1.000.000 15.000.000Petugas Kebersihan 10 800.000 8.000.000


Supir 4 1.000.000 4.000.000Jumlah 150 347.500.000


9.8 Fasilitas Tenaga Kerja

Selain upah resmi, perusahaan juga memberikan beberapa fasilitas

kepada setiap tenaga kerja antara lain:

1. Fasilitas cuti tahunan.

2. Tunjangan hari raya dan bonus.

3. Fasilitas asuransi tenaga kerja, meliputi tunjangan kecelakaan kerja dan

tunjangan kematian, yang diberikan kepada keluarga tenaga kerja yang

meninggal dunia baik karena kecelakaan sewaktu bekerja maupun di

luar pekerjaan.

4. Pelayanan kesehatan secara cuma-cuma.

5. Penyediaan sarana transportasi/bus karyawan.

6. Penyediaan kantin, tempat ibadah dan sarana olah raga.

7. Penyediaan seragam dan alat-alat pengaman (sepatu, seragam dan

sarung tangan).

8. Fasilitas kenderaan untuk para manajer bagi karyawan pemasaran dan

pembelian.

9. Family Gathering Party (acara berkumpul semua karyawan dan

keluarga) setiap satu tahun sekali.

10. Bonus 1% dari keuntungan perusahaan akan didistribusikan untuk

seluruh karyawan.


BAB X ANALISA EKONOMI

Suatu pabrik harus dievaluasi kelayakan berdirinya dan tingkat pendapatannya sehingga perlu dilakukan analisa perhitungan secara teknik. Selanjutnya, perlu juga dilakukan analisa terhadap aspek ekonomi dan pembiayaannya. Hasil analisa tersebut diharapkan berbagai kebijaksanaan dapat diambil untuk pengarahan secara tepat. Suatu rancangan pabrik dianggap layak didirikan bila dapat beroperasi dalam kondisi yang memberikan keuntungan.

Berbagai parameter ekonomi digunakan sebagai pedoman untuk menentukan layak tidaknya suatu pabrik didirikan dan besarnya tingkat pendapatan yang dapat diterima dari segi ekonomi. Parameter-parameter tersebut antara lain:

1. Modal investasi / Capital Investment (CI)

2. Biaya produksi total / Total Cost (TC)

3. Marjin keuntungan / Profit Margin (PM)

4. Titik impas / Break Even Point (BEP)

5. Laju pengembalian Modal / Return On Investment (ROI)

6. Waktu pengembalian Modal / Pay Out Time (POT)

7. Laju pengembalian internal / Internal Rate of Return (IRR)

10.1 Modal Investasi

Modal investasi adalah seluruh modal untuk mendirikan pabrik dan mulai menjalankan usaha sampai mampu menarik hasil penjualan. Modal investasi terdiri dari:

10.1.1 Modal Investasi Tetap / Fixed Capital Investment (FCI)

Modal investasi tetap adalah modal yang diperlukan untuk menyediakan segala peralatan dan fasilitas manufaktur pabrik. Modal investasi tetap ini terdiri dari:

1. Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) / Direct Fixed Capital

Investment (DFCI), yaitu modal yang diperlukan untuk mendirikan

bangunan pabrik, membeli dan memasang mesin, peralatan proses, dan

peralatan pendukung yang diperlukan untuk operasi pabrik.


Modal investasi tetap langsung ini meliputi:

- Modal untuk tanah

- Modal untuk bangunan dan sarana

- Modal untuk peralatan proses

- Modal untuk peralatan utilitas

- Modal untuk instrumentasi dan alat kontrol

- Modal untuk perpipaan

- Modal untuk instalasi listrik

- Modal untuk insulasi

- Modal untuk investaris kantor

- Modal untuk perlengkapan kebakaran dan keamanan

- Modal untuk sarana transportasi

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal investasi tetap

langsung, MITL sebesar Rp 89.609.771.478,-

2. Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL) / Indirect Fixed Capital

Investment (IFCI), yaitu modal yang diperlukan pada saat pendirian

pabrik (construction overhead) dan semua komponen pabrik yang tidak

berhubungan secara langsung dengan operasi proses. Modal investasi

tetap tak langsung ini meliputi:

- Modal untuk pra-investasi

- Modal untuk engineering dan supervisi

- Modal biaya legalitas

- Modal biaya kontraktor (contractor’s fee)

- Modal untuk biaya tak terduga (contigencies)

Dari perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal investasi tetap tak

langsung, MITTL sebesar Rp 30.781.021.617,-

Maka total modal investasi tetap,

Total MIT = MITL + MITTL

= Rp 89.609.771.478,- + Rp 30.781.021.617,-

= Rp 120.390.793.095,-


10.1.2 Modal Kerja / Working Capital (WC)

Modal kerja adalah modal yang diperlukan untuk memulai usaha

sampai mampu menarik keuntungan dari hasil penjualan dan memutar

keuangannya. Jangka waktu pengadaan biasanya antara 3 – 4 bulan,

tergantung pada cepat atau lambatnya hasil produksi yang diterima. Dalam

perancangan ini jangka waktu pengadaan modal kerja diambil 3 bulan.

Modal kerja ini meliputi:

- Modal untuk biaya bahan baku proses dan utilitas.

- Modal untuk kas.

Kas merupakan cadangan yang digunakan untuk kelancaran operasi dan

jumlahnya tergantung pada jenis usaha. Alokasi kas meliputi gaji

pegawai, biaya administrasi umum dan pemasaran, pajak, dan biaya

lainnya.

- Modal untuk mulai beroperasi (start-up).

- Modal untuk piutang dagang.

Piutang dagang adalah biaya yang harus dibayar sesuai dengan nilai

penjualan yang dikreditkan. Besarnya dihitung berdasarkan lamanya

kredit dan nilai jual tiap satuan produk.

Rumus yang digunakan: HPT12IPPD ×=

Dengan: PD = piutang dagang

IP = jangka waktu yang diberikan (3 bulan)

HPT = hasil penjualan tahunan

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal kerja sebesar

Rp 70.120.897.367,-

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja

= Rp 120.390.793.095,- + Rp 70.120.897.367,-

= Rp 190.511.690.462,-

Modal investasi berasal dari:

- Modal sendiri/saham-saham sebanyak 60% dari modal investasi total


Modal sendiri adalah Rp 114.307.014.277,-

- Pinjaman dari bank sebanyak 40% dari modal investai total

Pinjaman bank adalah Rp 76.204.676.185,-

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

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

10.2.1 Biaya Tetap / Fixed Cost (FC)

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

- Gaji tetap karyawan

- Bunga pinjaman bank

- Depresiasi dan amortisasi

- Biaya perawatan tetap

- Biaya tambahan industri

- Biaya administrasi umum

- Biaya pemasaran dan distribusi

- Biaya laboratorium, penelitian dan pengembangan

- Biaya hak paten dan royalti

- Biaya asuransi

- Pajak Bumi dan Bangunan (PBB)

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya tetap (FC) adalah

sebesar Rp 58.164.907.572,-.

10.2.2 Biaya Variabel (BV) / Variable Cost (VC)

Biaya variabel adalah biaya yang jumlahnya tergantung pada jumlah produksi. Biaya variabel meliputi:

- Biaya bahan baku proses dan utilitas

- Biaya variabel tambahan, meliputi biaya perawatan dan penanganan

lingkungan, pemasaran dan distribusi.

- Biaya variabel lainnya


Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya variabel (VC)

adalah sebesar Rp 68.091.271.881,-

Total Biaya Produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 58.164.907.572,- + Rp 68.091.271.881,-

= Rp 126.256.179.454,-

10.3 Total Penjualan (Total Sales)

Penjualan diperoleh dari hasil penjualan produk etilen oksida dan

fuel gas adalah sebesar Rp 168.886.906.306,-. Maka laba penjualan adalah

sebesar Rp 42.630.726.853,-.

10.4 Bonus Perusahaan

Sesuai fasilitas tenaga kerja dalam pabrik pembuatan etilen oksida,

maka perusahaan memberikan bonus 0,5% dari keuntungan perusahaan

yaitu sebesar Rp 213.153.634,-

10.5 Perkiraan Rugi/Laba Usaha

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh:

1. Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 42.417.573.218,-

2. Pajak penghasilan (PPh) = Rp 12.707.771.966,-

3. Laba setelah pajak (netto) = Rp 29.709.801.253,-

10.6 Analisa Aspek Ekonomi

10.6.1 Profit Margin (PM)

Profit Margin adalah persentase perbandingan antara keuntungan

sebelum pajak penghasilan PPh terhadap total penjualan.

PM = penjualanTotal

pajaksebelumLaba× 100 %

PM = %100 6.306168.886.90 Rp .21842.417.573 Rp ×

PM = 25,12%


Dari hasil perhitungan diperoleh profit margin sebesar 25,12%, maka pra rancangan pabrik ini memberikan keuntungan.

10.6.2 Break Even Point (BEP)

Break Even Point adalah keadaan kapasitas produksi pabrik pada

saat hasil penjualan hanya dapat menutupi biaya produksi. Dalam keadaan

ini pabrik tidak untung dan tidak rugi.

BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya−

× 100 %

BEP = .88168.091.271 Rp 6.306168.886.90 Rp

.57258.164.907 Rp −

× 100 %

BEP = 57,71%

Kapasitas produksi pada titik BEP = 57,71 % × 3.600 ton/tahun

= 2077,4081 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = 57,71 % × Rp 168.886.906.306 ,-

= Rp 97.457.507.476,-

Dari data feasibilities, (Timmerhaus, 1991):

- BEP ≤ 50 %, pabrik layak (feasible)

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

Dari perhitungan diperoleh BEP = 57,71 %, maka pra rancangan pabrik ini layak.

10.6.3 Return on Investment (ROI)

Return on Investment adalah besarnya persentase pengembalian

modal tiap tahun dari penghasilan bersih.

ROI = InvestasiModalTotal

pajaksetelahLaba× 100 %

ROI = 0.462190.511.69 Rp .25329.709.801 Rp × 100 %

ROI = 15,59%


Analisa ini dilakukan untuk mengetahui laju pengembalian modal investasi total dalam pendirian pabrik. Kategori resiko pengembalian modal tersebut adalah:

• ROI ≤ 15 % resiko pengembalian modal rendah.

• 15 ≤ ROI ≤ 45 % resiko pengembalian modal rata-rata.

• ROI ≥ 45 % resiko pengembalian modal tinggi.

Dari hasil perhitungan diperoleh ROI sebesar 15,59%; sehingga pabrik yang akan didirikan ini termasuk resiko laju pengembalian modal rata-rata. 10.6.4 Pay Out Time (POT)

Pay Out Time adalah angka yang menunjukkan berapa lama waktu pengembalian modal dengan membandingkan besar total modal investasi dengan penghasilan bersih setiap tahun. Untuk itu, pabrik dianggap beroperasi pada kapasitas penuh setiap tahun.

POT = tahun10,1559

1×

POT = 6,41 tahun Dari hasil perhitungan, didapat bahwa seluruh modal investasi akan

kembali setelah 6,41 tahun operasi.

10.6.5 Return on Network (RON) Return on Network merupakan perbandingan laba setelah pajak dengan modal sendiri.

RON = sendiriModal


RON = 4.277114.307.01 Rp .25329.709.801 Rp × 100 %

RON = 25,99%

10.6.6 Internal Rate of Return (IRR)


Internal Rate of Return merupakan persentase yang menggambarkan keuntungan rata-rata bunga pertahunnya dari semua pengeluaran dan pemasukan besarnya sama.

Apabila IRR ternyata lebih besar dari bunga riil yang berlaku, maka pabrik akan menguntungkan tetapi bila IRR lebih kecil dari bunga riil yang berlaku maka pabrik dianggap rugi.

Dari perhitungan Lampiran E diperoleh IRR = 28,86%, sehingga pabrik akan menguntungkan karena lebih besar dari bunga bank saat ini sebesar 13% (Tempo Interaktif, 2007).


BAB XI

KESIMPULAN

Hasil analisa perhitungan pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen

Oksida dengan kapasitas 3.600 ton/tahun diperoleh beberapa kesimpulan, yaitu:

1. Kapasitas produksi etilen oksida 3.600 ton/tahun menggunakan bahan

baku etilen sebanyak 586,0413 kg/jam.

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

3. Bentuk organisasi yang direncanakan adalah garis dan staf dengan jumlah

tenaga kerja yang dibutuhkan 150 orang.

4. Luas tanah yang dibutuhkan adalah 11.090 m2

5. Analisa ekonomi:

• Modal Investasi Total : Rp 120.390.793.095,-

• Biaya Produksi : Rp 126.256.179.454,-

• Hasil Penjualan : Rp 168.886.906.306,-

• Laba Bersih : Rp 29.709.801.253,-

• Profit Margin : 25,12%

• Break Even Point : 57,71%

• Return on Investment : 15,59%

• Pay Out Time : 6,41 tahun

• Return on Network : 25,99%

• Internal Rate of Return : 28,86%

Dari hasil analisa aspek ekonomi dapat disimpulkan bahwa pabrik

Pembuatan Etilen Oksida ini layak untuk didirikan.


DAFTAR PUSTAKA

Anonim. Analisa, 28 September 2007.

Anonim. 2000. Seri Perpajakan: Pajak Bumi dan Bangunan 2000. Jakarta:

Penerbit Sinar Grafika.

Antara. 2007. Harga BBM Industri dan Pertamax Naik.

http://www.antara.co.id/

Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI. 2006. Data Premi Perusahaan

Asuransi Indonesia.

Brownell, L.E. dan Young, E.H. 1959. Process Equipment Design. New Delhi:

Wiley Eastern, Ltd.

Clark, Jim. 2003. Epoxyethane (Ethylene Oxide).

http://www.chemguide.co.uk/organicprops/alkenes/epoxyethane.html

Degremont. 1991. Water Treatment Handbook. Sixth Edition. France:

Lavoisier Publishing.

Devanney, Michael T. 2007. Ethylene.

http://www.sriconsulting.com/CEH/Public/Reports/432.0000/

Devanney, Michael T. 2007. Ethylene Oxide.

http://www.sriconsulting.com/CEH/Public/Reports/654.5000/

Emulsifiers. 2007. Ethylene Oxide.

http://www.emulsifiers.in/about_ethylene_oxide.htm

Engineering Toolbox. 2005. Gases and Densities.

http://www.engineeringtoolbox.com/gas-density-d_158.html

EPA. 1986. Locating And Estimating Air Emissions From Sources Of Ethylene

Oxide. http://www.epa.gov/ttn/chief/le/ethoxy.pdf

Geankoplis, C.J. 1997. Transport Process and Unit Operation. Ally and Bacon:

New York.

ICIS. 2007. Ethylene Oxide.

http://www.icispricing.com/il_shared/Samples/SubPage151.asp

Kern, D.Q. 1965. Process Heat Transfer. McGraw Hill: New York


Kemmer, Frank N. 1988. The Nalco Water Handbook. 2nd Edition. New York:

McGraw-Hill Book Company.

Levenspiel, Octave. 1962. Chemical Reaction Engineering. 2nd ed. New York:

John Wiley and Sons.

Lyman. 1982. HandBook of Chemical Property Estimation Methods. New

York: John Wiley and Sons Inc.

Madura, Jeff. 2000. Introduction to Business.2nd Edition. USA: South-

Western College Publishing.

Martínez, Isidoro. 2007. Properties Of Several Substances.

http://imartinez.etsin.upm.es/dat1/eLIQ.htm

McCabe, W.L., Julian Smith dan Peter Harriott. 1999. Operasi Teknik

Kimia. Jakarta: Erlangga.

Menteri Negara Lingkungan Hidup. 1998. Keputusan Menteri Negara

Lingkungan Hidup No. 3 Tahun 1998 Tentang Baku Mutu Limbah

Cair Bagi Kawasan Industri. http://www.menlh.go.id/i/art/pdf.

Metcalf & Eddy. 1991. Wastewater Engineering Treatment, Disposal, Reuse.

New Delhi: McGraw-Hill Book Company.

Metcalf & Eddy. 2003. Wastewater Engineering, Treatment & Reuse. 4rd

Edition. New Delhi: McGraw-Hill Book Company.

Montgomery, Douglas C. 1992. Reka Bentuk dan Analisis Uji Kaji

(Terjemahan). Kuala Lumpur: Penerbit Universiti Sains Malaysia

Pulau Pinang.

NAPM-New York Commodity Corner. 2007. Commodity Price Forecast.

http://www.napm-ny.org/resources/commodity.html

Othmer, Kirk. 1949. Encyclopedia of Chemical Engineering Technology. New

York: John Wiley and Sons Inc.

Perry, Robert H. dan Dow W. Green. 1999. Chemical Engineering

HandBook. 7th Edition. New York: McGraw-Hill Book Company.

Peters, M.S, Klaus D. Timmerhaus dan Ronald E. West. 2004. Plant Design

and Economics for Chemical Engineer. 5th Edition. International

Edition. Singapore: Mc.Graw-Hill.


Petrochemical Manufacturing. 2004. Petrochemical News.

http://www.chemicalhouse.com.

PT. Bratachem Chemical. 2007. Price Product List. Jakarta.

PT. Prudential Life Assurance. 2005. Prufast-Start Training: Product

Knowledge.

Reklaitis, G.V. 1983. Introduction to Material and Energy Balance. New York:

McGraw Hill Book Company.

Rusjdi, Muhammad. 2004. PPh Pajak Penghasilan. Jakarta: PT Indeks

Gramedia

Rusjdi, Muhammad. 2004. PPN dan PPnBM: Pajak Pertambahan Nilai dan

Pajak atas Barang Mewah. Jakarta: PT Indeks Gramedia.

Sanepr. 2007. Demand For Ethylene Glycol And Ethylene Oxide Will Grow By

Robust 6.5-7 % a Year. http://www.sanepr.com/

Shell Chemicals Limited, 2006. Product overview: Ethylene oxide.

http://www.shellchemicals.com/ethylene_oxide/1,1098,1502,00.html

Siagian, Sondang P. 1992. Fungsi-fungsi Manajerial. Jakarta: Offset Radar

Jaya.

Siregar, Sopia. 2007.Chandra Asih Investasi US$40 Juta Untuk Ekspansi

Produksi. http://www.media-indonesia.com/berita.asp?id=131664

Smith, J.M. dan H.C. Van Ness. 2006. Introduction to Chemical Engineering

Thermodynamics. 6th ed. New York: McGraw Hill Book Company.

Smith, J.M. dan H.C. Van Ness. 1981. Chemical Engineering Kinetics. 3th ed.

New York: McGraw Hill Book Company.

Sutarto. 2002. Dasar-dasar Organisasi. Yogyakarta: Gajah Mada University

Press.

The Silver Institute. 2007. Price History: 2000 to Present.

http://www.silverinstitute.org/price

Theis, Gerhard dan Vansant. 2002. Method For Producing Ethylene Oxide By

Directly Oxidizing Ethylene With Air And Oxygen.

http://www.freepatentsonline.com/6397599.pdf

http://www.gisdevelopement.com/�


Thermexcel. 2003. Physical Characteristics Of Water.

http://www.thermexcel.com/english/tables/eau_atm.htm.

Treybal, Robert E. 1987. Mass Transfer Operations. USA: Mc.GrawHill Book

Company.

Ulrich, G.D. 1984. A Guide to Chemical Engineering Process Design and

Economics. New York: John Wiley and Sons.

Walas, Stanley M., 1988. Chemical Proses Equipment. Department of

Chemical and Petroleum Engineering. University of Kansas.

Waluyo. 2000. Perubahan Perundang-undangan Perpajakan Era Reformasi.

Jakarta: Penerbit Salemba Empat.

Wikipedia. 2007. www.wikipedia.com.

WVUProject. 2007. Ethylene Oxide Production.

http://www.che.cemr.wvu.edu.pdf.


LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Basis perhitungan = 1 jam operasi

Satuan berat = kilogram (kg)

Bahan baku = - Etilen (C2H4)

- Oksigen (O2)

Produk akhir = Etilen Oksida (C2H4O)

Kemurnian etilen oksida = 99,9594%

Kapasitas produksi = 3600 ton/tahun = 454,7302 kg/jam

Jumlah hari operasi = 330 hari

Jumlah jam operasi = 24 jam


A.1 Mixing Point I (M-101) Data (WVU Project, 2001):

- 342

w HC = 5,6101%

- 342

w OHC = 0,0545%

- 32

wCO = 0,2663%

- 32

wO = 18,6241%

- Basis perhitungan, F1 = 586,0413 kg/jam Neraca Massa Total:

F F F 2113 +=

F 586,0413 F 213 +=

(1) Neraca Massa Komponen:

C2H4 : F F F 2113424242 HCHCHC +=

F 586,0413 F % 5,6101 21342 HC+=

(2)

C2H4O : F F 2134242 OHCOHC =

F F 0,0545% 2134242 OHCOHC =

(3)

CO2 : F F 21322 COCO =

F F % 0,2663 21322 COCO =

(4)

O2 : F F 21322 OO =

C2H4 (g) (1) (3)

(21)

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g)

C2H4 (g) = 5,6101% C2H4O (g) = 0,0545% CO2 (g) = 0,2663% O2 (g) = 18,6241% N2 (g) H2O (g) M-101


F F % 18,6241 21322 OO =

(5)

N2 : F F 21322 NN =

(6)

H2O : F F 21322 OHOH =

(7) A.2 Mixing Point II (M-201) Data (WVU Project, 2001):

- 42

wO = 21%

- F4 = 25 F1

- 145117,0F

F7O

7HC

2

42 =

(8) Maka F4 = 25 × 586,0413 = 14651,0331 kg/jam Neraca Massa Total:

F F F 347 +=

F 14651,0331 F 37 +=

(9) Neraca Massa Komponen:

C2H4 : F F 374242 HCHC =

F % 5,6101 F 3742=HC

(10)

O2 : F F F 347222 OOO +=

F % 18,6241 14651,033121% F 372

+×=O

(3)

(4)

(7) C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g) O2 (g) = 21%

N2 (g)


M-201


F % 18,6241 3076,6182 F 372

+=O

(11) Dari persamaan (8) diperoleh :

7O

7HC 242

F145117,0F =

)F % 18,6241 076,61823(0,145117 F % 5,6201 33 +×=

3F = 15356,1182 kg/jam

Dari persamaan (9) diperoleh: 7F = 30007,1513 kg/jam

Neraca Massa Komponen:

C2H4 : F % 5,6201 F 3742=HC = 861,4981 kg/jam

C2H4O : 37 F % 0,0545 F42=OHC = 8,3643 kg/jam

CO2 : 37 F % 0,2663 F2=CO = 40,8927 kg/jam

O2 : F % 18,6241 3076,6182 F 372

+=O = 5936,5637 kg/jam

N2 : F 11574,4149 F 3722 NN +=

(12)

H2O : F F 3722 OHOH =

(13) Dengan demikian maka alur (21) dapat dihitung:

C2H4 : F 586,0413 15356,1182 % 5,6101 2142HC+=×

(2)

2142

F HC = 275,4568 kg/jam

C2H4O : F F 0,0545% 2134242 OHCOHC =

(3)

2142

F OHC = 8,3643 kg/jam

CO2 : F F % 0,2663 21322 COCO =

(4)

212

FCO = 40,8927 kg/jam


O2 : F F % 18,6241 21322 OO =

(5)

212

FO = 2859,9455 kg/jam

A.3 Reaktor I (R-201)

Data (WVU Project, 2001):

- Konversi C2H4 pada reaksi I = 19,29 %

- 92

w CO = 0,2130 %

- 1,015158NN

9H

9CO

2

2 =O

(14)

C2H4 + ½ O2 → C2H4O M : X B : 0,1929X S : 0,8071X Karena reaksi II berlangsung sempurna maka :

942

F HC = (0,8071 X) × 28,05

X = 0,044171 942

F HC

Dari reaksi I di atas diperoleh bahwa r1 = 0,1929X = 0,008521 942

F HC (15) Neraca Massa Total:

F F 79 = = 30007,1513 kg/jam Neraca Massa Komponen:

CO2 : 179 2N N

22rCOCO +=

179 022,88F F

22rCOCO +=

Reaktor I (R-201)

(7) (9) C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g)

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) = 0,2130% O2 (g) N2 (g) H2O (g)


1022,8840,8927 63,9273 r+=

r1 = 5,8740 kmol/jam

Dari persamaan (15) diperoleh 942

F HC = 689,3905 kg/jam

C2H4 : 2179

4242N N rrHCHC −−=

2179 056,28r056,28F F

4242rHCHC −−=

2056,285,8740056,28861,4981 689,3905 r×−×−=


C2H4O : 179 N N

4242rOHCOHC +=

179 052,44 F F

4242rOHCOHC +=

8740,5052,44 8,3643 F942

×+=OHC

942

F OHC = 267,1160 kg/jam

O2 : 2179 35,0N N

22rrOO −−=

2179 9616F

22rrF OO −−=

2617,0968740,5165936,5637 92

×−×−=OF

92

FO = 5817,4555 kg/jam

Dari persamaan (14) : 016,18N015158,101,44N 9H

9CO 22

×=× O

9H

9CO 22

F2,479856F O=

92

F OH = 25,7786 kg/jam

H2O : 279 2N N

22rOHOH +=

279 032,36F

22rF OHOH +=

2617,0032,36F 7786,25 72

×+= OH

72

F OH = 32

F OH = 212

F OH = 16,3491 kg/jam

N2 : 99999979222424222

FFFFFF F F OHOCOOHCHCNN −−−−−==

7922

F F NN = = 23143,4834 kg/jam

Dari persamaan (12) diperoleh : F 11574,4149 F 3722 NN +=

21322

FF NN = = 11569,0685 kg/jam

A.4 Absorber I (T-201)



- 1242

F HC = 99,92 % 942

F HC

- 1342

F OHC = 92,5 % 942

F OHC

- 122

FCO = 99,99 % 92

FCO

- 122

FO = 99,99 % 92

FO

- 122

FN = 99,99 % 92

FN

- 132

F OH = 99,7 % 1192

F FOH +

- 11F = 0,35 9F (16)

Neraca Massa Total:

F F FF 1213119 +=+

Dari persamaan (16) diperoleh : 11F = 0,35 9F = 10502,5030 kg/jam Neraca Massa Komponen:

C2H4 : 689,3905 % 99,92 F1242

×=HC = 688,8390 kg/jam

F F F 12C

9C

13C 424242 HHH −= = 0,5515 kg/jam

C2H4O : 267,1160 % 92,5 F1342

×=OHC = 247,0823 kg/jam

F F F 13C

9C

12C 424242 OHOHOH −= = 20,0337 kg/jam

CO2 : 63,9273 % 9,999 F122

×=CO = 63,9209 kg/jam

F F F 12CO

9CO

13CO 222

−= = 0,0064 kg/jam

Absorber I (T-201)

(9)

(11)

(12)

(13)


H2O (l)

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (l)



O2 : 5817,4555% 9,999 F122

×=O = 5816,8741 kg/jam

F F F 12O

9O

13O 222

−= = 0,5817 kg/jam

N2 : 23143,4834 % 9,999 F122

×=N = 23141,1689 kg/jam

F F F 12N

9N

13N 222

−= = 2,3143 kg/jam

H2O : )10502,5030(25,7786 % 9,79 F132

+×=OH = 10496,6967 kg/jam

F F F F 13H

119H

12H 222 OOO −+= = 31,5848 kg/jam

A.5 Reaktor II (R-202)

Data (WVU Project, 2001): - Konversi C2H4 pada reaksi I = 19,29 %

- 152

w CO = 0,2749 %

C2H4 + ½ O2 → C2H4O M : X B : 0,1929X S : 0,8071X Karena reaksi II berlangsung sempurna maka :

1542

F HC = (0,8071 X) × 28,05

X = 0,044171 1542

F HC

Dari reaksi I di atas diperoleh bahwa r1 = 0,1929X = 0,008521 1542

F HC (17) Neraca Massa Total:

F F 1215 = = 29762,4214 kg/jam Neraca Massa Komponen:

CO2 : 11215 2N N

22rCOCO +=

11215 022,88F F

22rCOCO +=

Reaktor II (R-202)


(12) (15) C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) = 0,2749% O2 (g) N2 (g) H2O (g)


1022,8863,9209 81,8113 r+=


Dari persamaan (17) diperoleh 1542

F HC = 551,3604 kg/jam

C2H4 : 211215

4242N N rrHCHC −−=

211215 056,28r056,28F F

4242rHCHC −−=

2056,284,6979056,28688,8390 551,3604 r×−×−=


C2H4O : 11215 N N

4242rOHCOHC +=

11215 052,44 F F

4242rOHCOHC +=

6979,4052,44 20,0337 F1542

×+=OHC

1542

F OHC = 226,9780 kg/jam

O2 : 211215 35,0N N

22rrOO −−=

211215 9616F

22rrF OO −−=

2033,0966979,4165816,8741 152

×−×−=OF

152

FO = 5722,1944 kg/jam

N2 : 121522

F F NN = = 23141,1689 kg/jam

H2O : 21215 2N N

22rOHOH +=

21215 032,36F

22rF OHOH +=

0,2033032,3631,5848 152

×+=OHF

152

F OH = 38,9084 kg/jam

A.6 Absorber II (T-202)

Absorber II

(15)

(17)

(18)

(19) C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g)

H2O (l)

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g) C2H4 (g)

C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (l)


Data (WVU Project, 2001): - F17 = F11 - F19 = 2 × F21 F17 = F11 = 10502,5029 kg/jam F19 = 2 × 14770,0769 = 29540,1538 kg/jam Neraca Massa Total:

F F FF 18191715 +=+

29540,1538 10502,5029 29762,4214F18 −+=

F18 = 10724,7705 kg/jam Neraca Massa Komponen:

C2H4 : F F F 18C

19C

15C 424242 HHH +=

550,9136 - 551,3604 F18C 42

=H

18C 42

F H = 0,4468 kg/jam

C2H4O : F F F 18C

19C

15C 424242 OHOHOH +=

16,7286 - 226,9780 F18C 42

=OH

18C 42

F OH = 210,2494 kg/jam

CO2 : F F F 18CO

19CO

15CO 222

+=

81,7854 -81,8113 F18CO2

=

18CO2

F = 0,0259 kg/jam

O2 : F F F 18O

19O

15O 222

+=

5719,8910 - 5722,1944 F18O2=

18O2

F = 2,3034 kg/jam

N2 : F F F 18N

19N

15N 222

+=

23138,1370 - 23141,1689 F18N2=

18N2

F = 3,0319 kg/jam

H2O : 18N

18O

18CO

18C

18C

1818H 22242422

FFF F F F F −−−−−= OHHO


18H2

F O = 10508,7131 kg/jam

A.7 Splitter I (SP-201)

Data (WVU Project, 2001): F20 = F21

Maka: F20 = F21 = 14770,0769 kg/jam


C2H4 : 21C

20C 4242

F F HH = = 275,4568 kg/jam

C2H4O : F F 21C

20C 4242 OHOH = = 8,3643 kg/jam

CO2 : 21CO

20CO 22

F F = = 40,8927 kg/jam

O2 : 21O

20O 22

F F = = 2859,9455 kg/jam

N2 : 21N

20N 22

F F = = 11569,0685 kg/jam

H2O : 21H

20H 22

F F OO = = 16,3491 kg/jam

A.8 Mixing Point III (M-301)

Neraca Massa Total:



SP-201 (19)

(21) (20)


M-(13) (18)

(22)





221813 FF F =+

22F = 10747,2329 + 10724,7705

22F = 21472,0034 kg/jam


C2H4 : F F F 181322424242 HCHCHC +=

0,4468 0,5515 F2242

+=HC

2242

F HC = 0,9983 kg/jam

C2H4O : F F F 181322424242 OHCOHCOHC +=

210,2494 247,0823 F2242

+=OHC

2242

F HC = 457,3317 kg/jam

CO2 : FF F 18CO

1322222

+= COCO

0,0259 0,0064 F222

+=CO

222

FCO = 0,0323 kg/jam

O2 : FF F 18O

1322222

+= OO

2,3034 0,5817 F222

+=O

222

FO = 2,8851 kg/jam

N2 : FF F 18N

1322222

+= NN

3,0319 2,3143F222

+=N

222

FN = 5,3462 kg/jam

H2O : FF F 18H

1322222 OOHOH +=

10508,7131 10496,6967F222

+=OH

222

F OH = 21005,4098 kg/jam

A.9 Kolom Distilasi (T-301)

(22)

(29)

(32)

(26)


C2H4 (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

C2H4O (l) = 99,9594% H2O (l)

Kolom Distilasi (T-301)



- 3242

w OHC = 99,9594 %

- 2642

w OHC = 0,0133 %



2632 F % 0,0133 F % 99,9594 457,3317 +=

(18)

H2O : FF F 26H

3222222 OOHOH +=

F%9867,99F % 0,0406 21005,4098 2632 +=

(19) Persamaan (18) dan (19) dieliminasi menghasilkan: F32 = 454,7302 kg/jam F26 = 21008,0113 kg/jam Neraca Massa Total:

26293222 F FF F++= 29F = 21472,0034- 454,7302 - 21008,0113 29F = 9,2619 kg/jam


C2H4 : 22294242

FF HCHC = = 0,9983 kg/jam

CO2 : 22294242

FF OHCOHC = = 0,0323 kg/jam

O2 : F F 222922 OO = = 2,8851 kg/jam

N2 : F F 222922 NN = = 5,3462 kg/jam

A.10 Splitter II (SP-301)

C2H4O (l) = 0,0133% H2O (l)

C2H4O (l) H2O (l)


Data (WVU Project, 2001): reflux ratio = 0,89 F31 = 0,89 F32 = 404,7100 kg/jam Neraca Massa Total:

323130 F FF +=

30F = 859,4402 kg/jam



454,5454 404,5455 F3042

+=OHC

3042

F OHC = 859,0909 kg/jam

H2O : FF F 32H

3130222 OOHOH +=

0,18480,1645 F302

+=OH

302

F OH = 0,3493 kg/jam

A.11 Reflux Drum (D-301)

Neraca Massa Total:

Reflux Drum (D-301)

(29)

(30)

(28) C2H4 (g) C2H4O (l) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (l)

C2H4O (l) H2O (l)

C2H4 (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

SP-301

(30)

(31) (32) C2H4O (l) H2O (l)

C2H4O (l) H2O (l)


293028 F FF +=

28F = 859,4402 + 9,2619

28F = 868,7021 kg/jam


C2H4 : F F 29284242 HCHC = = 0,9983 kg/jam

C2H4O : F F 30284242 OHCOHC = = 859,0909 kg/jam

CO2 : 292822

F F COCO = = 0,0323 kg/jam

O2 : F F 292822 OO = = 2,8851 kg/jam

N2 : 292822

F F NN = = 5,3462 kg/jam

H2O : 302822

F F OHOH = = 0,3493 kg/jam


A.12 Kondensor (E-302)

27F = 28F = 868,7021 kg/jam


C2H4 : F F 28274242 HCHC = = 0,9983 kg/jam

C2H4O : F F 28274242 OHCOHC = = 859,0909 kg/jam

CO2 : 282722

F F COCO = = 0,0323 kg/jam

O2 : F F 282722 OO = = 2,8851 kg/jam

N2 : 282722

F F NN = = 5,3462 kg/jam

H2O : 282722

F F OHOH = = 0,3493 kg/jam

A.13 Reboiler (E-303)

Berdasarkan Geankoplis (1997), untuk kondisi umpan campuran fase uap

dan cair, nilai q berkisar antara 0 < q < 1. Nilai q dihitung dari banyaknya

fraksi cair dalam umpan.

q = ∑∑

totalmoljumlahcairmoljumlah

= molmol

6302,11769308,1165 = 0,9997


Vd = Vb + (1-q) F

(Geankoplis, 1997)

F27 = F25 + (1 - 0,9997) × F22

868,7023 = F25 + (1 - 0,9997) × 21472,0037

F25 = 862,9122 kg/jam


C2H4O : 2525 F 0,0133% F42=OHC

862,9122 0,0133% F2542

×=OHC

2542


H2O : F 99,9867% F 25252=OH

862,9122 99,9867% F252

×=OH

252

F OH = 862,7977 kg/jam

Lb = Ld + q.F (Geankoplis,

1997)

F24 = F31 + 0,9997 × F22

F24 = 404,7100 + 0,9997 × 21472,0034

F24 = 21870,9235 kg/jam


C2H4O : 2424 F 0,0133% F42=OHC

21870,9235 0,0133% F2442

×=OHC

2442


H2O : F 99,9867% F 24242=OH

21870,9235 99,9867% F242

×=OH

242

F OH = 21868,0227 kg/jam


LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS


Satuan operasi : kJ/jam

Temperatur basis : 25oC

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [J/mol K]

Komponen a b c d e

C2H4 16,8346 5,15193E-02 2,16352E-04 -3,45618E-07 1,58794E-10

C2H4O 17,9573 2,43445E-02 3,51051E-04 -4,78345E-07 1,90011E-10

CO2 19,0223 7,96291E-02 -7,37067E-05 3,74572E-08 -8,13304E-

12

O2 29,8832 -1,13842E-02 4,33779E-05 -3,70062E-

08 1,01006E-11

N2 29,4119 -3,00681E-03 5,45064E-06 5,13186E-09 -4,25308E-

12

H2O 34,0471 -9,65064E-03 3,29983E-05 -2,04467E-

08 4,30228E-12

Sumber: Reklaitis, 1983

Tabel LB.2 Kapasitas Panas Liquid, Cpl = a + bT + cT2 + dT3 [J/mol K]

Komponen a b c d C2H4O 7,41259 7,42687E-01 -2,71320E-03 3,90092E-06 H2O 18,2964 4,72118E-01 -1,33878E-03 1,31424E-06 Sumber: Reklaitis, 1983

Tabel LB.3 Panas Laten [J/mol]

Komponen ΔHv C2H4 13511,1 C2H4O 25526,5 CO2 16560,9 O2 6820,5 N2 5577,5 H2O 40656,2 Sumber: Reklaitis, 1983

Tabel LB.4 Panas Reaksi Pembentukan [kkal/mol]

Komponen ΔHf


C2H4 12,5 C2H4O -12,58 CO2 -94,05 O2 0 N2 0 H2O -57,8 Sumber: Reklaitis, 1983 Tabel LB.5 Data Tekanan Uap Antoine: ln P (kPa) = A – (B/(T+C))

Komponen A B C C2H4 13,8182 1427,22 -14,308C2H4O 14,5116 2478,12 -33,1582CO2 15,3768 1956,25 -2,1117O2 13,6835 780,26 -4,1758N2 13,4477 658,22 -2,854H2O 16,5362 3985,44 -38,9974Sumber: Reklaitis, 1983

Tabel LB.6 Data Air Pemanas dan Air Pendingin yang Digunakan

T (oC) H (kJ/kg) λ (kJ/kg) Air Saturated steam

28 48

260

117,3200,9

-

--

1661,6538Sumber: Reklaitis,1983

B.1 Heater 1 (E-101)

Panas masuk Heater 1 = ∫∑160

15,298

1 dTcN psenyawa

Tabel LB.7 Panas Masuk Heater 1 (E-201) Komponen F1

senyawa N1senyawa ∫ cpl dT ΔHvl ∫ cpg dT N1

∫ cp dT C2H4 586,0413 20,8927 3369,2438 2822,8387 -6511,7029 -62831,7364 Total -62831,7364

Heater I (E-101)

(1) (2)

Kondensat 260oC

C2H4 (l) 1,5 bar, -113,15oC

C2H4 (g) 1,2 bar, -57oC

Saturated steam 260oC


Panas keluar Heater 1 = ∫∑15,216

15,298

2 dTcN psenyawa

Tabel LB.8 Panas Keluar Heater 1 (E-101) Komponen F2

senyawa N2senyawa ∫ cpg dT N2

∫ cpg dT C2H4 586,0413 20,8927 547,0944 14253,1381 Total 14253,1381

dQ/dt = Qout - Qin

= 14253,1381 – (-62831,7364)

= 77084,8745 kJ/jam Steam yang diperlukan adalah:

kg/jam 46,3905kJ/kg 1661,6538kJ/jam 77084,8745

C)(260 dQ/dTm o

=

=

=λ

B.2 Cooler 1 (E-102)

Panas masuk Cooler 1 = ∫∑34,432

15,298

4 dTcN psenyawa

Tabel LB.9 Panas Masuk Cooler 1 (E-102)

Komponen F4senyawa N4

senyawa ∫ cpg dT N4senyawa ∫ cpg dT

O2 3076,6182 96,1443 4012,9523 385822,5185N2 11574,4149 413,0769 3921,9263 1620057,1454

Total 2005879,6639

Cooler I (E-102)

(4) (5) O2 (g) N2 (g)

3 bar, 159,19oC

O2 (g) N2 (g)

2,7 bar, 45oC

Air pendingin 1 bar, 28oC

Air pendingin 1 bar, 48oC


Panas keluar Cooler 1 = ∫∑15,318

15,298

5 dTcN psenyawa

Tabel LB.10 Panas Keluar Cooler 1 (E-102)



O2 3076,6182 96,1443 590,0582 56730,7353N2 11574,4149 413,0769 582,2999 240534,6554

Total 297265,3907 dQ/dt = Qout - Qin = 297265,3907 - 2005879,6639

= -1708614,2732 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 20437,9698kJ/kg 117,3) -00,92(

kJ/jam 321708614,27C)H(28-C)H(50

dQ/dT-m oo

=

=

=



15,298

5 dTcN psenyawa




O2 3076,6182 96,1443 5450,5281 524037,2565N2 11574,4149 413,0769 5305,0100 2191377,0838

Total 2715414,3404

Cooler 2 (E-103)

(5) (6) O2 (g) N2 (g)

9 bar, 206,11oC

O2 (g) N2 (g)

8,7 bar, 45oC

Air pendingin 28oC

Air pendingin 48oC



15,298

6 dTcN psenyawa




O2 3076,6182 96,1443 590,0582 56730,7353N2 11574,4149 413,0769 582,2999 240534,6554

Total 297265,3907dQ/dt = Qout - Qin = 297265,3907 - 2715414,3404


kg/jam 28925,2267kJ/kg 117,3) - 00,92(kJ/jam 972418148,94

C)H(28-C)H(50dQ/dT-m oo

=

=

=


Panas masuk Heater 2 = ∫∑89,379

15,298

7 dTcN psenyawa

Tabel LB.13 Panas Masuk Heater 2 (E-201)


senyawa ∫ cpg dT N7senyawa ∫ cp dT

C2H4 861,4981 30,7129 3905,8163 119959,1206C2H4O 8,3643 0,1899 4121,9338 782,6791

CO2 40,8927 0,9292 3177,7114 2952,6269

Heater 2 (E-201)

(7) (8)

Kondensat 260oC

C2H4 (g) C2H4O (g)

CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

H2O (g) 26,8 bar, 106,74oC

C2H4 (g) C2H4O (g)

CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

H2O (g) 26,5 bar, 240oC

Saturated steam 260oC


O2 5936,5637 185,5176 2428,3242 450496,8994N2 23143,4834 825,9630 2384,1175 1969192,8054

H2O 16,3491 0,9075 2765,8003 2509,9056Total 2545894,0369


15,298

8 dTcN psenyawa

Tabel LB.14 Panas Keluar Heater 2 (E-201)



C2H4 861,4981 30,7129 11692,8778 359122,7082C2H4O 8,3643 0,1899 12610,0971 2394,4246

CO2 40,8927 0,9292 8887,2075 8257,7064O2 5936,5637 185,5176 6501,3278 1206110,7652N2 23143,4834 825,9630 6309,2303 5211190,7918

H2O 16,3491 0,9075 7387,7565 6704,2335Total 6793780,6298

dQ/dt = Qout - Qin = 6793780,6298 - 2545894,0369

= 4247886,5929 kJ/jam

Steam yang diperlukan adalah:

kg/jam 2556,4209kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 294247886,59C)(260

dQ/dTm o

=

=

=λ

B.5 Reaktor 1 (R-201)

Reaktor 1 (R-201)

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g) 26,5 bar, 240oC

C2H4 (g) C2H4O (g) CO2 (g) O2 (g) N2 (g) H2O (g) 25,75 bar, 240oC Air pendingin

28oC

Air pendingin 48oC

(8) (9)


Panas masuk Reaktor 1 = Panas keluar Heater 2 = 6793780,6298 kJ/jam Reaksi yang berlangsung dalam Reaktor 1 antara lain:

Reaksi I: C2H4 + ½ O2 → C2H4O

ΔH1 = ΔHof (produk) – ΔHo

f (reaktan)

= [-12,58 – (12,5 – 0)] kkal/mol × 4,184 kJ/kkal × 1000 mol/kmol

= -104934,72 kJ/kmol

ΔH1 (260oC) = ΔH1 (25oC) + Σ σs ∫ cp dT

= -104934,72 + 1 × 12610,0971 – 1 × 11692,8778 – ½ ×

6501,3278

= -107268,1645 kJ/kmol

Reaksi II: C2H4 + 3 O2 → 2 CO2 + 2 H2O


f (reaktan)

= (2 × -94,05 + 2 × -57,08) – (12,5 – 0)

= -316,2 kkal/mol × 4,184 kJ/kkal × 1000 mol/kmol

= -1322980,8 kJ/kmol


= -1322980,8 + 2 × 8887,2075 + 2 × 7387,7565 – 11692,8778 –

3 × 6501,3278

= -1321627,733 kJ/kmol

Panas reaksi total: ΔHr = r1 × ΔH1 + r2 × ΔH2

= (5,8740 × -107268,1645) + (0,2617 × -1321627,733)

= -975964,4018 kJ/jam

Panas keluar Reaktor 1 = ∫∑15,513

15,298

9 dTcN psenyawa

Tabel LB.15 Panas Keluar Reaktor 1 (R-201)



C2H4 689,3905 24,5772 11692,8778 287378,2169C2H4O 267,1160 6,0639 12610,0971 76466,7107

CO2 63,9273 1,4526 8887,2075 12909,2215O2 5817,4555 181,7955 6501,3278 1181912,0789


N2 23143,4834 825,9630 6309,2303 5211190,7918H2O 25,7786 1,4309 7387,7565 10570,9443Total 6780427,9641

Neraca energi total sistem:

dQ/dt = (Qout – Qin) + ΔHr

= (6780427,9641 - 6793780,6298) + -975964,4018

= -989317,0675 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah:

m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 11833,9362kJ/kg 117,3) -00,92(

kJ/jam 5989317,067C)H(28-C)H(48

dQ/dT-m oo

=

=

=


Panas masuk Cooler 3 = Panas keluar Reaktor I = 6780427,9641 kJ/jam


15,298

10 dTcN psenyawa




C2H4 689,3905 24,5772 891,4519 21909,3940 C2H4O 267,1160 6,0639 930,2137 5640,7480

Cooler 3 (E-202)

(9) (10)

C2H4 (g) C2H4O (g)

CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

H2O (g) 25,75 bar, 240oC

C2H4 (g) C2H4O (g)

CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

H2O (g) 25,45 bar, 45oC

Air pendingin 28oC

Air pendingin 48oC


CO2 63,9273 1,4526 751,6464 1091,8131 O2 5817,4555 181,7955 590,0582 107269,9163 N2 23143,4834 825,9630 582,2999 480958,2100

H2O 25,7786 1,4309 672,9543 962,9123 Total 617832,9939

dQ/dt = Qout - Qin = 617832,9939 – 6780427,9641


kg/jam 73715,2508kJ/kg 117,3) - 00,92(kJ/jam 026162594,97C)H(28-C)H(48

dQ/dT-m oo

=

=

=


Panas masuk Heater 3 = ∫∑45,303

15,298

12 dTcN psenyawa

Tabel LB.17 Panas Masuk Heater 3 (E-203)



C2H4 688,8390 24,5575 232,1438 5700,8809C2H4O 20,0337 0,4548 241,5748 109,8669

CO2 63,9209 1,4524 197,4699 286,8086O2 5816,8741 181,7773 156,1340 28381,6117N2 23141,1689 825,8804 154,2591 127399,6081

Heater 3 (E-203)

(12) (14)

Kondensat 260oC

C2H4 (g) C2H4O (g)

CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

H2O (g) 30 bar, 30,30oC

C2H4 (g) C2H4O (g)

CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

H2O (g) 29,7 bar, 240oC

Saturated Steam 260oC


H2O 31,5848 1,7532 178,1259 312,2824Total 162191,0587


15,298

14 dTcN psenyawa


Tabel LB.18 Panas Keluar Heater 3 (E-203)



C2H4 688,8390 24,5575 11692,8778 287148,3143C2H4O 20,0337 0,4548 12610,0971 5735,0033

CO2 63,9209 1,4524 8887,2075 12907,9306O2 5816,8741 181,7773 6501,3278 1181793,8877N2 23141,1689 825,8804 6309,2303 5210669,6727

H2O 31,5848 1,7532 7387,7565 12951,8840Total 6711206,6927

dQ/dt = Qout - Qin

= 6711206,6927 - 162191,0587

= 6549015,6340 kJ/jam


kg/jam 3941,2635kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 406549015,63C)(260

dQ/dTm o

=

=

=λ

B.8 Reaktor 2 (R-202)

Panas masuk Reaktor 2 = Panas keluar Heater 3 = 6711206,6927 kJ/jam

Reaksi yang berlangsung dalam Reaktor 2 antara lain:

Reaksi I: C2H4 + ½ O2 → C2H4O

Reaktor 2 (R-202)



Air pendingin 28oC

(14) (15)

Air pendingin 48oC



f (reaktan)

= -12,58 – (12,5 – 0)


= -104934,72 kJ/kmol


= -104934,72 + 1 × 12610,0971 – 1 × 11692,8778 – ½ ×

6501,3278

= -107268,1645 kJ/kmol

Reaksi II: C2H4 + 3 O2 → 2 CO2 + 2 H2O


f (reaktan)

= (2 × -94,05 + 2 × -57,08) – (12,5 – 0)


= -1322980,8 kJ/kmol


= -1322980,8 + 2 × 8887,2075 + 2 × 7387,7565 – 11692,8778 –

3 × 6501,3278

= -1321627,7330 kJ/kmol

Panas reaksi total: ΔHr = r1 × ΔH1 + r2 × ΔH2

= (4,6979 × -107268,1645) + (0,2033 × -1321627,7330)

= -772565,4170 kJ/jam

Panas keluar Reaktor 2 = ∫∑15,513

15,298

15 dTcN psenyawa

Tabel LB.19 Panas Keluar Reaktor 2 (R-202)



C2H4 551,3604 19,6563 11692,8778 229839,2333C2H4O 226,9780 5,1527 12610,0971 64976,5061

CO2 81,8113 1,8589 8887,2075 16520,6475O2 5722,1944 178,8186 6501,3278 1162558,1997N2 23141,1689 825,8804 6309,2303 5210669,6727

H2O 38,9084 2,1597 7387,7565 15955,0628Total 6700519,3220


Neraca energi total sistem:

dQ/dt = (Qout – Qin) + ΔHr

= (6700519,3220 - 6711206,6927) + (-772565,4170)

= -783252,7876 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 9369,0525kJ/kg 17,3)19,200(

kJ/jam 6783252,787C)H(28-C)H(48

dQ/dT-m oo

=−

=

=


Panas masuk Cooler 4 = Panas keluar Reaktor 2 = 6700519,3220 kJ/jam


15,298

16 dTcN psenyawa




C2H4 551,3604 19,6563 891,4519 17522,6862 C2H4O 226,9780 5,1527 930,2137 4793,1458

CO2 81,8113 1,8589 751,6464 1397,2539 O2 5722,1944 178,8186 590,0582 105513,3652 N2 23141,1689 825,8804 582,2999 480910,1142

Cooler 4 (E-204)

(15) (16)

Air pendingin 28oC

Air pendingin 48oC

C2H4 (g) C2H4O (g)

CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

H2O (g) 25,75 bar, 240oC

C2H4 (g) C2H4O (g)

CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

H2O (g) 25,45 bar, 45oC


H2O 38,9084 2,1597 672,9543 1453,3542 Total 611589,9196

dQ/dt = Qout - Qin

= 611589,9196 – 6700519,3220

= -6088929,4024 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 72834,0838kJ/kg 117,3) - 00,92(

kJ/jam 246088929,40C)H(28-C)H(48

dQ/dT-m oo

=

=

=

B.10 Cooler 5 (E-301)


15,298

22 dTcN psenyawa



senyawa ∫ cpl dT ∫ cpg dT N22senyawa ∫ cp dT

C2H4 0,9983 0,0356 - 1217,0737 43,3190C2H4O 457,3317 10,3821 - 1271,6665 13202,5767

CO2 0,0323 0,0007 - 1021,8926 0,7503O2 2,8851 0,0902 - 799,5288 72,0887N2 5,3462 0,1908 - 788,5688 150,4562

H2O 21005,4098 1165,9308 2035,7971 - 2373598,5528Total 2387067,7438

Cooler 5 (E-301)

(22) (23)

Air pendingin 28oC

Air pendingin 48oC

C2H4 (g) C2H4O (g)

CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

H2O (l) 30 bar, 52,08oC

C2H4 (g) C2H4O (g)

CO2 (g) O2 (g) N2 (g)

H2O (l) 29,7 bar, 45oC



15,298

48 dTcN psenyawa




C2H4 0,9983 0,0356 - 891,4519 31,7293C2H4O 457,3317 10,3821 - 930,2137 9657,5769

CO2 0,0323 0,0007 - 751,6464 0,5519O2 2,8851 0,0902 - 590,0582 53,2020N2 5,3462 0,1908 - 582,2999 111,1008

H2O 21005,4098 1165,9308 1502,1083 - 1751354,4219Total 1761208,5828

dQ/dt = Qout - Qin

= 1761208,5828 – 2387067,7438

= -625859,1610 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 7486,3536kJ/kg 117,3) - 00,92(

kJ/jam 0625859,161C)H(28-C)H(48

dQ/dT-m oo

=

=

=

B.11 Kondensor (E-302)


Untuk mengetahui suhu pada destilat, diperlukan perhitungan suhu umpan

masuk hingga Σ Kixi = 1 terpenuhi.

Trial titik didih umpan pada bagian atas kolom distilasi

T = 172,983oC = 446,133 K

P = 10 bar = 1000 kPa

Tekanan Uap Antoine: CKT

BAkPaP+

−=)(

)(ln

Tabel LB.23 Titik Didih Umpan Pada Bagian Atas Kolom Distilasi

Komponen xif Pa Ki = Pa/P Ki.xif C2H4 0,0046% 36794,78 36,79478 0,0017 C2H4O (LK)

2,1299% 4968,848 4,968848 0,1058

CO2 0,0002% 58165,22 58,16522 0,0001 O2 0,0134% 149946,7 149,9467 0,0201 N2 0,0249% 156813,3 156,8133 0,0390 H2O (HK) 97,8270% 851,6925 0,851692 0,8332 Total 100% 1,0000

Maka, suhu bagian atas kolom distilasi adalah 446,133 K

Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew

point sampai syarat Σ yid/Ki = 1 terpenuhi.

Trial dew point destilat

T = 85,735oC = 358,885 K

P = 10 bar = 1000 kPa

Tabel LB.24 Dew Point Kondensor

Komponen yid Pa Ki = Pa/P Yid/Ki C2H4 0,1149% 15934,66 15,93466 0,000072 C2H4O (LK)

98,8936% 995,8824 0,995882 0,993025

CO2 0,0037% 19803,74 19,80374 0,000002 O2 0,3321% 97127,77 97,12777 0,000034 N2 0,6154% 108981 108,981 0,000056


H2O (HK) 0,0402% 58,9874 0,058987 0,006817 Total 100% 1,000006

Maka, suhu destilat (D) adalah 358,885 K dan suhu Ld 358,885 K

Panas masuk Kondensor = ∫∑133,446

15,298

27 dTcN psenyawa

Tabel LB.25 Panas Masuk Kondensor (E-302)



C2H4 0,9983 0,0356 7567,1326 269,3354C2H4O 859,0909 19,5026 8076,9945 157522,6455

CO2 0,0323 0,0007 5941,7982 4,3628O2 2,8851 0,0902 4433,5255 399,7443N2 5,3462 0,1908 4327,7091 825,7121

H2O 0,3493 0,0194 5043,1806 97,7809Total 159119,5809

Panas keluar Kondensor = ∫∑885,358

15,298

28 dTcN psenyawa

Tabel LB.26 Panas Keluar Kondensor (E-302)



C2H4 0,9983 0,0356 - 2836,2196 100,9490C2H4O 859,0909 19,5026 5905,4962 - 115172,7149

CO2 0,0323 0,0007 - 2335,1107 1,7146O2 2,8851 0,0902 - 1799,8532 162,2819N2 5,3462 0,1908 - 1770,2527 337,7581

H2O 0,3493 0,0194 4585,0102 - 88,8976Total 115864,3160

dQ/dt = Qout - Qin

= 115864,3160 – 159119,5809

= -43255,2649 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah:


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 517,4075kJ/kg 117,3) - 00,92(

kJ/jam 43255,2649C)H(28-C)H(48

dQ/dT-m oo

=

=

=

B.12 Reboiler (E-303)

Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point

sampai syarat Σ Kixi = 1 terpenuhi.

Trial bubble point bottom

T = 179,749oC = 452,899 K

P = 10 bar = 1000 kPa

Tabel LB.27 Bubble Point Kondensor (E-302)

Komponen xib Pa Ki = Pa/P Kixib C2H4O (LK) 0,0133% 5473,485 5,473485 0,00073 H2O (HK) 99,9867% 999,4896 0,99949 0,99936 Total 1,00008

Maka, suhu Vb adalah 452,899 K.

Panas masuk Reboiler = ∫∑17,318

15,298

24 dTcN psenyawa

Tabel LB.28 Panas Masuk Reboiler (E-303)


senyawa ∫ cpl dT N24senyawa ∫ cpl dT

C2H4O 2,9008 0,0659 1858,0882 122,3581 H2O 21868,0227 1213,8112 1503,6146 1825104,2493


Total 1825226,6074

Panas keluar Reboiler = ∫∑∫∑ +17,318

15,298

26889,452

15,298

25 dTcNdTcN psenyawapsenyawa

Tabel LB.29 Panas Keluar Vb (alur 25) Reboiler (E-303)



C2H4O 0,1145 0,0026 8510,9980 22,1129 H2O 862,7977 47,8906 5277,9289 252763,3789 Total 252785,4918

Tabel LB.30 Panas Keluar B (alur 26) Reboiler (E-303)



C2H4O 2,7863 0,0633 1858,0882 117,5304 H2O 21005,2250 1165,9206 1503,6146 1753095,1876 Total 1753212,7180

Panas keluar Reboiler = 252785,4918 + 1753212,7180

= 2005998,2098 kJ/jam

dQ/dt = Qout - Qin

= 2005998,2098 – 1825226,6074

= 180771,6024 kJ/jam


kg/jam 108,7902kJ/kg 1661,6538kJ/jam 4180771,602

C)(260 dQ/dTm o

=

=

=λ


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

C.1 Tangki Penyimpanan Etilen (TT-101) Fungsi : Menyimpan etilen untuk kebutuhan 20 hari Bahan konstruksi : Low Alloy Steels SA-353 Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal Jenis sambungan : Single welded butt joints Jumlah : 1 unit Kondisi operasi Tekanan = 1,5 bar

Temperatur = -113,15°C Laju alir massa = 586,0413 kg/jam

ρetilen = 577 kg/m3 (Martinez, 2007) Kebutuhan perancangan = 20 hari Faktor kelonggaran = 20% Perhitungan: a. Volume tangki

Volume etilen,Vl = 3/577/2420/0413,865

mkgharijamharijamkg ×× = 487,5214 m3

Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) × 487,5214 m3 = 585,0256 m3 b. Diameter dan tinggi shell

Direncanakan:

• Tinggi shell : diameter (Hs : D = 5 : 4)

• Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4) - Volume shell tangki (Vs)

Vs = π41 Di

2 H

Vs = 3

165 Dπ


- Volume tutup tangki (Vh)

Vh = 3

24Dπ

(Brownell,1959) - Volume tangki (V)

V = Vs + 2Vh

585,0256 m3 = 3

4819 Dπ

Di = 7,78 m Hs = 9,72 m

c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 7,78 m

Hh = ×⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=×⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛

41Hh D

D 7,78 = 1,94 m

Ht (Tinggi tangki) = Hs + 2Hh = 13,61 m

d. Tebal shell tangki

Tinggi cairan dalam tangki = 3

3

585,0256 487,5214mm × 9,72 m = 8,10 m

Tekanan hidrostatik:

P = ρ × g × h = 577 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 8,10 m = 45818,6 Pa = 45,8186 kPa Po = Tekanan operasi = 1,5 bar = 150 kPa Ptotal = 150 kPa + 45,8186 kPa = 195,8186 kPa Faktor kelonggaran = 20% Pdesign = 1,2 × 195,8186 = 234,9823 kPa

Joint efficiency (E) = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress (S) = 155131,4984 kPa

(Brownell,1959) Tebal shell tangki:


in 0,2903m 0,0074kPa) 231,2(234,98kPa)(0,8) 9842(155131,4

m) (7,78 kPa) (234,98231,2P2SE

PDt

==−

=

−=

Faktor korosi = 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,2903 in + 1/8 in = 0,4153 in

Tebal shell standar yang digunakan = ½ in

(Brownell,1959)

e. Tebal tutup tangki

in 0,1450m 0,0037kPa) 230,2(234,98kPa)(0,8) 9842(155131,4

m) (7,78 kPa) (234,98230,2P2SE

PDt

==−

=

−=


Maka tebal tutup yang dibutuhkan = 0,1450 in + 1/8 in = 0,27 in

Tebal tutup standar yang digunakan = ½ in

(Brownell,1959)

C.2 Pompa Etilen (J-101)

Fungsi : Memompa etilen ke Heater 1 (E-101)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

PSuction = 1 bar

PDischarge = 1 bar

T = 28oC

F = 586,0413 kg/jam

ρetilen = 577 kg/m3 (Martinez,

2007) Viskositas = 1,0466 cP = 0,0007 lbm/ft s

(Perry, 1999)


Laju alir volumetrik,

mv = 3/ 577/ 586,0413mkg

jamkg

= 0,0003 m3/s = 0,01 ft3/s = 4,4720 gal/menit

Desain pompa:

Di,opt = 0,363 (mv)0,45(ρ)0,13 (Timmerhaus,

2004)

= 0,363 (0,0003 m3/s)0,45 (577 kg/m3)0,13

= 0,0210 m = 0,8255 in

Dari Tabel A.5-1 Geankoplis (1997), dipilih pipa dengan spesifikasi:

Ukuran nominal : 1 in

Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 1,049 in = 0,0874 ft

Diameter Luar (OD) : 1,315 in = 0,1096 ft

Inside sectional area : 0,006 ft2

Kecepatan linier, v = AQ = 2

3

006,0/ 0,01

ftsft = 1,6606 ft/s

Bilangan Reynold:

NRe = μ

ρ Dv×× (Timmerhaus,

2004)

= lbm/ft.s 0,0007

)0874,0)(/ 6606,1)(/0211,36( 3 ftsftftlbm

= 7434,4161 (Turbulen)

Untuk pipa Commercial Steel diperoleh harga ε = 0,000046 (Timmerhaus,

2004)

Pada NRe = 7434,4161 dan ε/D =m

m0266,0

0000463,0 = 0,0017


maka harga f = 0,0075

(Timmerhaus, 2004)

Friction loss:

1 Sharp edge entrance: hc = 0,5α2

12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(21,6606)01(5,0

2

−

= 0,0214 ft.lbf/lbm

1 check valve: hf = n.Kf.cg

v.2

2

= 1(2))174,32(2

1,66062

= 0,0857

ft.lbf/lbm

Pipa lurus 10 ft: Ff = 4fcgD

vL.2.. 2Δ = 4(0,0075) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,01,6606.10 2

= 0,1471 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit: hex = ncg

vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

1,6606012

2−

= 0,0429 ft.lbf/lbm

Total friction loss: ∑ F = 0,2970 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana: v1 = v2

P1 = 1,5 bar

P2 = 1,5 bar

∆P = 0

tinggi pemompaan ΔZ = 15 ft

maka : ( ) 0 2970,0015174,32174,320 =++++ sW

Ws = 15,2970 ft.lbf/lbm

Efisiensi pompa, η= 80 %

Ws = η × Wp

15,2970 = 0,8 × Wp


Wp = 19,1213 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp

= ( )( ) lbmlbfftslbmhpslbfft

/. 1213,19/)./.550(360045359,0

586,0413×

= 0,0125 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 hp.

C.3 Heater 1 (E-101)

Fungsi : menaikkan temperatur etilen sebelum dimasukkan ke

kompresor 1

(JC-101)

Jenis : Double Pipe Heat Exchanger

Dipakai : 2 × 1¼ in IPS, panjang hairpin 20 ft

Jumlah : 1 unit

Fluida panas:

Laju alir steam masuk = 46,3905 kg/jam = 778,8448 lbm/jam

Temperatur awal (T1) = 260°C = 500°F

Temperatur akhir (T2) = 260°C = 500°F

Fluida dingin:

Laju alir cairan masuk = 586,0413 kg/jam = 1292,0067 lbm/jam

Temperatur awal (t1) = -113,15°C = -171,67°F

Temperatur akhir (t2) = -57°C = -70,6°F

Panas yang diserap (Q) = 77084,8745 kJ/jam = 73062,0766 Btu/jam

(1) Δt = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas Fluida dingin Selisih

T1 = 500°F Temperatur yang lebih tinggi t2 = -70,6°F Δt1 = 570,6°F

T2 = 500°F Temperatur yang lebih rendah t1 = -171,67°F Δt2 = 671,07°F

T1 – T2 = 0°F Selisih t2 – t1 = 101,07°F Δt2 – Δt1 = 101,07°F


762,619

570,6671,67ln

101,07

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

0101,07

0ttTTR

12

21 ==−−

=

0,1567,171500

101,07tTttS

11

12 =+

=−−

=

Untuk nilai R = 0, maka Δt = LMTD = 619,762°F

(2) Tc dan tc

5002

5005002

TTT 21

c =+

=+

= °F

-121,1352

6,7067,1712

ttt 21

c =−−

=+

= °F

Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi:

- Diameter dalam tube 2 in (D2) = 2,067 in = 0,1723 ft

- Diameter luar tube 1,25 in (D1) = 1,66 in = 0,1383 ft

- External surface = 0,435 ft2/ft

- Panjang hairpin = 12 ft

- Rd = 0,001

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan

fluida dingin gas, diperoleh UD = 2-50, dan dari tabel 12, hal. 845

diperoleh faktor pengotor (Rd) = 0,001

Diambil UD = 40 Btu/jam⋅ft2⋅°F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2

oo2

D

ft9472,2F762,619

FftjamBtu40

Btu/jam 73062,0766ΔtU

QA =×

⋅⋅

=×

=

Panjang pipa yang dibutuhkan = ftlin 7751,6/435,0

ft 2,94722

2

=ftft

Hairpin = 12823,0122

ftlin 6,77512

≈=×

=× ftL

pipapanjang

b. Koreksi UD

A = hairpin × 2L × external surface


= 1 × 2 × 12 ft × 0,435 ft2/ft

= 10,44 ft2

Fftjam

Btu2919,11F19,7626 ft44,10

Btu/jam 73062,0766ΔtA

QU 22D °⋅⋅=

°×=

⋅=

Fluida panas: steam, anulus

(3) Flow area anulus

D2 = ID 2 in = 12

067,2 in = 0,1723 ft (Tabel 11,

Kern)

D1 = OD 1,25 in = 1266,1 in = 0,1383 ft (Tabel 11,

Kern)

Aa = ¼ π (D22 – D1

2) = ¼ π (0,17232 – 0,13832) = 0,0083 ft2

Diameter ekivalen, De = 1

21

22

DD D− (Pers. (6.3),

Kern)

= 0,1383

1383,01723,0 22 −

= 0,0761 ft (4) Kecepatan massa

aa

W=aG

0761,0102,2740G a = = 12368,1338 lbm/ft2.jam

(5) Bilangan Reynold

Pada Tc = 500°F

μ = 0,018 cP = 0,0435 lbm/ft⋅jam (Gbr. 14, Kern)

μ

ae GDe

×=aR

0435,012368,13380761,0R a

×=e = 21629,2926

(6) Taksir jH dari Gambar 24, Kern, diperoleh jH = 65

(7) Pada Tc = 500°F

c = 0,2 Btu/lbm°F (Gbr 3,

Kern)


k = 0,0224 Btu/jam.ft°F (Tabel 5,

Kern)

7303,00224,0

0435,02,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8) 14,0

31

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛×⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=we

Ho kc

Dkjh

μμμ (Pers. (6.15b),

Kern)

1 7303,00,07610,022465 ×××=oh = 13,9385

Fluida dingin: inner pipe, bahan

(3′) Flow area pipe

D = ID 1,25 in = 1238,1 in = 0,115 ft (Tabel 11,

Kern)

22 115,014,341

41

××== Da p π = 0,0104 ft2

(4′) Kecepatan massa

p

p awG =

0,01041292,0067Gp = = 124451,2933 lbm/ft2.jam

(5′) Bilangan Reynold

Pada tc = -121,135°F

μ = 1,0466 cP = 2,5319 lbm/ft2⋅jam (Perry,

1999)

μ

GDRe pp

×= (Pers. (7.3),

Kern)

2,5319

2933,2445110115,0Rep×

= = 5652,6790

(6′) Taksir jH dari Gbr. 24, Kern, diperoleh jH = 22

(7′) Pada tc = -121,135°F

c = 0,65 Btu/lbm⋅°F (Gbr. 3,

Kern)

k = 0,2306 Btu/jam.ft.oF (Tabel 5, Kern)


9254,12306,0

5319,265,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8’) 14,0

31

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛×⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=w

Hik

cDkjh

μμμ (Pers. (6.15a),

Kern)

9223,4819254,10,115

0,230622 =×××=ih

(9′) 66,138,19223,84hhio ×=×=

ODID

i = 70,5980

(10’) Clean overall coefficient, UC

FftBtu/jam 6403,119385,1370,59809385,135980,70

hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

=

(Pers. (6.7), Kern)

(11’) Faktor pengotor, Rd

0,00272919,116403,112919,116403,11

UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

= (Pers. (6.13),

Kern)

Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.

Pressure drop


(1) Untuk Rea = 21629,2926

De’ = D2 – D1 = 0,1723 – 0,1383 = 0,0339 ft

Rea’ = 0,043512368,13380339,0' ×

=μ

ae GD = 9633,6533

24,024,0e 9633,6533

264,00035,0'R

264,00035,0f +=+=a

= 0,0091

(2) V = 0,9152 ft3/lbm (Tabel 7,

Kern)

ρ = 1,0927 lbm/ft3

'2LGf 4ΔF 2

2a

aeDgρ⋅⋅

= (Pers. (6.14),

Kern)

0339,00927,11018,42

2412368,13380091,0428

2

×××××××

= = 3,9488 ft


(3) Velocity head

ft/s 1442,31,09273600

12368,13383600

V =×

==ρ

G

Fl = hairpin ×'2

2

gV = 1 ×

2,3221442,3 2

×= 0,1535 ft

ΔPa = 144

0927,1)1535,09488,3(144

)( ×+=

Δ+Δ ρla FF = 0,0311 psi

ΔPa yang diperbolehkan = 2 psi

Fluida dingin: bahan, inner pipe

(1′) Untuk Res = 5652,6790

24,024,0e 6970,5652

264,00035,0'R

264,00035,0f +=+=p

= 0,0367

(2′) Pressure drop

s = 0,5764

ρ = 36,0219 lbm/ft3

Dg 2

2p

p2

LGf 4ΔFρ

⋅⋅= (Pers. (6.14),

Kern)

115,036,02191018,42243124451,2930367,04

28

2

×××××××

= = 0,4374 ft

(3′) ΔPp = 144

0219,364374,0144

×=

×Δ ρpF = 0,1094 psi


C.4 Kompresor I (JC-101)

Fungsi : Menaikkan tekanan etilen sebelum dicampur dengan gas recycle di

mixing point 1 (M-101)

Jenis : Reciprocating compressor

Jumlah : 1 unit dengan 4 stages


⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛×=

−

− 11-k

1078,2P/)1(

1

21

4stkNk

vlstad ppkpmN (Timmerhaus,

2004)

di mana: Nst = jumlah tahap kompresi

mvl = laju alir gas volumetrik (m3/jam)

p1 = tekanan masuk = 1,2 bar = 120 kPa

p2 = tekanan keluar = 27 bar = 2700 kPa

η = efisiensi kompresor = 80% (WVU Project,

2001)

k = rasio panas spesifik = 1,3 (Geankoplis,

1997)

Data:

Laju alir massa = 586,0413 kg/jam

ρetilen = 1,26 kg/m3 (Engineering Toolbox,2005)

mvl = 3/26,1/ 586,0413

mkgjamkg

= 465,1121 m3/jam = 0,1292 m3/detik

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛××××=

×−− 1

1202700

1-1,33,11201121,46541078,2P

43,1/)13,1(4

ad

= 70,9664 hp

Untuk efisiensi motor adalah 80%, maka:

P = 8,0

70,9664 = 83,4898 hp

Maka dipilih kompresor dengan daya 90 hp.

Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan:

De = 0,363 (mv)0,45( ρ )0,13 (Timmerhaus,

2004)

= 0,363 (0,1292 m3/detik)0,45(1,26 kg/m3) 0,13

= 0,1489 m = 5,8639 in

Dipilih material pipa commercial steel 6 in Schedule 40:


• Diameter dalam (ID) = 6,065 in = 0,5054 ft

• Diameter luar (OD) = 6,625 in = 0,5521 ft

• Luas penampang (A) = 1,588 ft2

C.5 Kompresor 2 (JC-102)

Fungsi : menaikkan tekanan udara sebelum dialirkan ke Cooler I (E-101)



⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛×=

−

− 11-k

1078,2P/)1(

1

21

4stkNk


2004)



p1 = tekanan masuk = 1 bar = 100 kPa


η = efisiensi kompresor = 80 % (WVU Project,

2001)


1997)

Data:


ρcampuran = 2,3458 kg/m3

mvl = 3/3458,2/ 14651,0331

mkgjamkg

= 6245,6156 m3/jam = 1,7349 m3/detik

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛××××=

×−− 1

100300

1-1,44,11006156,624541078,2P

44,1/)14,1(4

ad

= 266,0999 hp


P = 8,0

266,0999 = 313,0587 hp



Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan: De = 0,363 (mv)0,45( ρ )0,13 (Timmerhaus,

2004) = 0,363 (1,7349 m3/detik)0,45(2,3458 kg/m3) 0,13

= 0,5197 m = 20,4590 in Dipilih material pipa commercial steel 22 in Schedule 10:

• Diameter dalam (ID) = 21 in = 1,75 ft

• Diameter luar (OD) = 22 in = 1,83 ft



C.6 Cooler 1 (E-102)

Fungsi : Menurunkan temperatur udara sebelum dialirkan ke Kompresor II

(JC-102) Jenis : 1-2 shell and tube exchanger Dipakai : 1¼ in OD, Tube 18 BWG, panjang = 16 ft, 6 pass Jumlah : 1 unit

Fluida panas: Laju alir umpan masuk = 14651,0331 kg/jam = 32300,1678 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 159,19°C = 318,542°F Temperatur akhir (T2) = 45°C = 113 °F Fluida dingin: Laju alir air pendingin = 20437,9698 kg/jam = 45058,2459 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 28°C = 82,4°F Temperatur akhir (t2) = 48°C = 118,4°F Panas yang diserap (Q) = 1708614,2731 kJ/jam = 1619447,4941 Btu/jam (1) Δt = beda suhu sebenarnya


T1 = 318,542°F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 118,4°F Δt1 = 200,142°F

T2 = 113°F Temperatur yang lebih rendah t1 = 82,4°F Δt2 = 30,6°F

T1 – T2 = 205,542°F Selisih t2 – t1 = 36°F Δt2 – Δt1 = -169,542°F

2767,09

200,14230,6ln

169,542-

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

5,709536

205,542ttTTR

12

21 ==−−

=

0,1524582,4318,542

36tTttS

11

12 =−

=−−

=

Dari Gambar 18, Kern (1965) diperoleh FT = 0,9

Maka Δt = FT × LMTD = 0,9 × 90,2767 = 81,2490 °F


(2) Tc dan tc

215,7712

113542,1832

TTT 21c =

+=

+= °F

100,42118,482,4

2ttt 21

c =+

=+

= °F

Dalam perancangan ini digunakan cooler dengan spesifikasi:

- Diameter luar tube (OD) = 1¼ in

- Jenis tube = 18 BWG

- Pitch (PT) = 1 9/16 in triangular pitch

- Panjang tube (L) = 16 ft

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern (1965), cooler untuk fluida panas gas dan

fluida dingin air, diperoleh UD = 2-50, faktor pengotor (Rd) = 0,003.



2

oo2

D

ft498,2978F2490,18

FftjamBtu40

Btu/jam411619447,49ΔtU

QA =×

⋅⋅

=×

=

Luas permukaan luar (a″) = 0,3271 ft2/ft (Tabel 10, Kern)

Jumlah tube, 95,2113/ftft 0,3271ft 16

ft2978,984aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern (1965), nilai yang terdekat adalah 101 tube

dengan ID shell 21¼ in.

c. Koreksi UD

2

2

"t

ft528,5936/ftft0,3271 011ft 16

aNLA

=

××=

××=

FftjamBtu37,7074

F 2490,18ft 528,5936Btu/jam 411619447,49

ΔtAQU 22D °⋅⋅

=°×

=⋅

=

Fluida dingin: air, tube

(3) Flow area tube, at′ = 1,04 in2 (Tabel 10, Kern)


n144

'tatN

ta××

= (Pers. (7.48),

Kern)

2ft 0,12166144

1,04011ta =

××

=

(4) Kecepatan massa

ta

WtG = (Pers. (7.2),

Kern)

2ftjammlb

1370623,8050,1216

45058,2459tG

⋅==


Pada tc = 100,4°F

μ = 0,75 cP = 1,8143 lbm/ft2⋅jam (Gbr. 15,

Kern)

Dari Tabel 10, Kern (1965), untuk 1¼ in OD, 18 BWG, diperoleh

ID = 1,15 in = 0,0958 ft

μ

tGIDtRe ×= (Pers. (7.3),

Kern)

1,8143

1370623,8050,0958tRe ×= = 19576,4897

(6) Taksir jH dari Gambar 24, Kern (1965), diperoleh jH = 64

(7) Pada tc = 100,4°F


Kern)


Kern)

1,7025364,0

8143,199,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8) 3

1

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

cDkj

hH

t

i μφ

(Pers. (6.15),

Kern)

413,85451,70250,09580,36464h

t

i =××=φ


1,251,15 413,8545

ODID

tih

tioh

×=×=φφ

= 380,7462

(9) Karena viskositas rendah, maka diambil φt = 1

tφtφ

iohioh ×=

hio = 380,7462 × 1 = 380,7462

Fluida panas: shell, bahan

(3′) Flow area shell

TP144

B'CsDsa

×××

= ft2 (Pers. (7.1),

Kern) Ds = Diameter dalam shell = 21¼ in

B = Baffle spacing = 14 in

PT = Tube pitch = 1,5625 in

C′ = Clearance = PT – OD

= 1,5625 – 1,25 = 0,3125 in

2ft 0,41321,5625144

410,312525,12sa =

×××

=


sa

wsG = (Pers. (7.2),

Kern)

2ftjammlb

78171,83460,4132

32300,1678sG

⋅==


Pada Tc = 215,771°F

μ = 0,012 cP = 0,0290 lbm/ft2⋅jam (Gbr. 15,

Kern)

Dari Gambar 28, Kern (1965), untuk 1¼ in dan 1 9/16 triangular pitch,

diperoleh de = 0,91 in.

De = 0,91/12 = 0,07583 ft

μ

sGeDsRe ×= (Pers. (7.3),

Kern)


3204209,2370,0290

8346,817170,07583sRe =

×=

(6′) Taksir jH dari Gambar 28, Kern (1965), diperoleh jH = 260

(7′) Pada Tc = 215,771°F

c = 0,26 Btu/lbm⋅°F (Gbr 3,

Kern)


7251,00198,0

0290,026,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8′) 3

1

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

c

eDkj

soh

Hμ

φ (Pers. (6.15),

Kern)

49,22200,72510,075830,0198602

soh

=××=φ

(9′) Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1

ssφoh

oh φ×=

ho = 49,2220 × 1 = 49,2220

(10) Clean Overall coefficient, UC

FftBtu/jam 43,58722220,49380,74622220,49380,7462

hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

=

(Pers. (6.38), Kern) (11) Faktor pengotor, Rd

0,0035837,70745872,4337,70745872,43

UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

= (Pers. (6.13),

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

Pressure drop


(1) Untuk Ret = 19576,4897

f = 0,00022 ft2/in2 (Gbr. 26,

Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6,

Kern)


φt = 1

(2) tsID105,22

nLtGftΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅= (Pers. (7.53),

Kern) ( )( ) ( )

( )( )( )psi 0,5858

10,990,09583105,226)16(1370623,8050,00022

tΔP 10

2

=⋅

=

(3) Dari Grafik 27, hal. 837, Kern (1965), pada diperoleh 2g'

V 2

= 0,0019

psi 0,0461

.0,00190,99

(4).(6)2g'V.

s4n

rΔP2

=

=

=

ΔPT = ΔPt + ΔPr

= 0,5858 psi + 0,0461 psi

= 0,6319 psi

ΔPt yang diperbolehkan = 10 psi

Fluida panas: bahan, shell

(1′) Untuk Res = 204209,23729

f = 0,001 ft2/in2 (Gbr. 29,

Kern)

φs =1

s = 0,0206

(2′) BL121N ×=+ (Pers. (7.43),

Kern)

7143,131416121N =×=+

Ds = 21,25/12 = 1,7708 ft

(3′) ( )

sseD105,221NsDsGf

sΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅

= (Pers. (7.44),

Kern)


( )( ) ( )( )( )( )( )

psi1,817810,02060,0758105,22

13,71431,7708178171,83460,001sΔP 10

2

=⋅

=

ΔPs yang diperbolehkan = 2 psi


Fungsi : Menaikkan tekanan udara sebelum dialirkan ke Cooler 2 (E-103)



⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛×=

−

− 11-k

1078,2P/)1(

1

21

4stkNk


2004)



p1 = tekanan masuk = 2,7 bar = 270 kPa


η = efisiensi kompresor = 80 % (WVU Project,

2001)


1997)

Data:



mvl = 3/0554,6/ 14651,0331

mkgjamkg

= 2419,5023 m3/jam = 0,6721 m3/detik

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛××××=

×−− 1

270900

1-1,44,12702419,502341078,2P

44,1/)14,1(4

ad

= 306,1880 hp



P = 8,0

306,1880 = 360,2211 hp




2004)

= 0,363 (0,6721 m3/detik)0,45(6,0554 kg/m3) 0,13

= 0,3836 m = 15,1040 in


• Diameter dalam (ID) = 15 in = 1,25 ft



C.8 Cooler 2 (E-103)

Fungsi : Menurunkan temperatur udara sebelum dialirkan ke Kompresor 3

(JC-104) Jenis : 1-2 shell and tube exchanger Dipakai : 1¼ in OD, Tube 18 BWG, panjang = 16 ft, 4 pass Jumlah : 1 unit

Fluida panas: Laju alir umpan masuk = 14651,0331 kg/jam = 32300,1678 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 206,11°C = 402,998°F Temperatur akhir (T2) = 45°C = 113°F Fluida dingin: Laju alir air pendingin = 28925,2267 kg/jam = 63769,5423 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 28°C = 82,4°F Temperatur akhir (t2) = 48°C = 118,4°F Panas yang diserap (Q) = 2418148,9496 kJ/jam = 2291953,9643 Btu/jam






T1 – T2 = 289,998°F Selisih t2 – t1 = 36°F Δt2 – Δt1 = -253,998°F

113,8965

284,59830,6ln

253,998-

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

8,055536

289,998ttTTR

12

21 ==−−

=

0,112382,4402,998

36tTttS

11

12 =−

=−−

=


Maka Δt = FT × LMTD = 0,775 × 113,8965 = 88,2698°F

(2) Tc dan tc

257,9992

113998,4022

TTT 21c =

+=

+= °F

100,42118,482,4

2ttt 21

c =+

=+

= °F


- Diameter luar tube (OD) = 1¼ in


- Pitch (PT) = 1 9/16 in triangular pitch






2

oo2

D

ft649,1333F88,2698

FftjamBtu40


QA =×

⋅⋅

=×

=

Luas permukaan luar (a″) = 0,3271 ft2/ft (Tabel

10, Kern)


Jumlah tube, 124,0319/ftft 0,3271ft 16

ft1333,649aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah

Dari Tabel 9, hal 842, Kern (1965), nilai yang terdekat adalah 130 tube

dengan ID shell 23¼ in.

b. Koreksi UD

2

2

"t

ft680,3680/ftft0,3271 031ft 16

aNLA

=

××=

××=

FftjamBtu38,1637

F 88,2698ft 680,3680Btu/jam 432291953,96

ΔtAQU 22D °⋅⋅

=°×

=⋅

=



n144

'tatN

ta××

= (Pers. (7.48),

Kern)

2ft 0,23474144

1,04031ta =

××

=

(4) Kecepatan massa

ta

WtG = (Pers. (7.2),

Kern)

2ftjamlbm 1271680,890

0,234763769,5423

tG⋅

==


Pada tc = 100,4°F

μ = 0,75 cP = 1,8143 lbm/ft2⋅jam (Gbr. 15,

Kern)

Dari Tabel 10, Kern (1965), untuk 1¼ in OD, 18 BWG, diperoleh

ID = 1,15 in = 0,0958 ft

μ


Kern)


1,8143

8901,7168020,0958tRe ×= = 14350,2875


(7) Pada tc = 100,4°F


Kern)

k = 0,364 Btu/jam.ft°F (Tabel 5, Kern)

1,7025364,0

8143,199,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8) 3

1

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

cDkj

t

hH

i μφ

(Pers. (6.15),

Kern)

323,32391,70250,09580,36450

th i =××=φ

(9) 1,251,15 323,3239

ODIDihioh

tt

×=×=φφ

= 297,4580


tφtφ

iohioh ×=

hio = 297,4580 × 1 = 297,4580



TP144

B'CsDsa

×××

= (Pers. (7.1),

Kern) Ds = Diameter dalam shell = 23¼ in B = Baffle spacing = 15 in PT = Tube pitch = 1,5625 in

C′ = Clearance = PT – OD = 1,5625 – 1,25 = 0,3125 in

0,48441,5625144

510,312525,32sa =

×××

= ft2



sa

wsG = (Pers. (7.2),

Kern)

2ftjammlb

66684,21730,4844

32300,1678sG

⋅==


Pada Tc = 257,999°F

μ = 0,021 cP = 0,0508 lbm/ft2⋅jam (Gbr. 15, Kern) Dari Gambar 28, Kern (1965), untuk 1¼ in dan 1 9/16 triangular pitch, diperoleh de = 0,91 in. De = 0,91/12 = 0,07583 ft

μ


Kern)

99542,85400,0508

66684,21730,07583sRe =

×=


(7′) Pada Tc = 257,999°F


Kern)


0,84172023,0

0508,027,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8′) 3

1

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

c

eDkj

soh

Hμ

φ (Pers. (6.15),

Kern)

51,05840,841720,07583

0,023002soh

=××=φ


ssφoh

oh φ×=

ho = 51,0584 × 1 = 51,0584


FftBtu/jam 43,578351,0584297,458051,0584297,4580

hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

=



0,003338,16375783,4338,16375783,43

UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

= (Pers. (6.13),

Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima. Pressure drop


(1) Untuk Ret = 14350,2875 f = 0,00025 ft2/in2 (Gbr. 26,

Kern) s = 0,99 (Gbr. 6,

Kern)

φt = 1

(2) tsID105,22

nLtGftΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅= (Pers. (7.53),

Kern) ( )( ) ( )

( )( )( )psi 0,2385

10,990,09583105,224)16(1271680,8900,00025

tΔP 10

2

=⋅

=


V 2

= 0,01

psi 0,1616

.0,010,99

(4).(4)2g'V.

s4n

rΔP2

=

=

=

ΔPT = ΔPt + ΔPr = 0,2385 psi + 0,1616 psi = 0,4001 psi



(1′) Untuk Res = 99542,8540


f = 0,0012 ft2/in2 (Gbr. 29,

Kern)

φs =1

s = 0,0326

(2′) BL121N ×=+ (Pers. (7.43),

Kern)

8,121516121N =×=+

Ds = 23,25/12 = 1,9375 ft

(3′) ( )

sseD105,221NsDsGf

sΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅

= (Pers. (7.44),

Kern) ( )( ) ( )( )

( )( )( )psi1,0251

10,03260,91105,2212,81,937566684,21730,0012

sΔP 10

2

=⋅

=




Fungsi : Menaikkan tekanan udara sebelum dialirkan ke Heater 2 (E-201)



⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛×=

−

− 11-k

1078,2P/)1(

1

21

4stkNk


2004)

di mana: Nst = jumlah tahap kompresi mvl = laju alir gas volumetrik (m3/jam) p1 = tekanan masuk = 8,7 bar = 870 kPa p2 = tekanan keluar = 27 bar = 2700 kPa η = efisiensi kompresor = 80 % (WVU Project, 2001) k = rasio panas spesifik = 1,4 (Geankoplis, 1997) Data: Laju alir massa = 14651,0331 kg/jam


mvl = 3/5411,17/ 14651,0331mkg

jamkg= 835,2403 m3/jam = 0,2320 m3/detik

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛××××=

×−− 1

8702700

1-1,44,18702403,35841078,2P

44,1/)14,1(4

ad

= 319,5450 hp


P = 8,0

319,5450 = 375,9353 hp



2004) = 0,363 (0,2320 m3/detik)0,45(17,5411 kg/m3) 0,13

= 0,2730 m = 10,7468 in






C.10 Heater 2 (E-201)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran gas sebelum dimasukkan

ke

Reaktor 1 (R-201)

Jenis : 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai : 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah : 1 unit

Fluida panas:

Laju alir steam masuk = 2556,4209 kg/jam = 5635,9728

lbm/jam



Fluida dingin:

Laju alir cairan masuk = 30007,1513 kg/jam = 66154,7902

lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 106,74°C = 224,132°F

Temperatur akhir (t2) = 240°C = 464°F




T1 = 500°F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 464°F Δt1 = 36°F


T1 – T2 = 0°F Selisih t2 – t1 = 239,868°F

Δt2 – Δt1 = 239,868°F

117,790

36275,868ln

239,868

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F


0239,868

0ttTTR

12

21 ==−−

=

0,870132,224500

239,868tTttS

11

12 =−

=−−

=

Untuk R = 0, maka Δt = LMTD = 117,790°F

(2) Tc dan tc

5002

5005002

TTT 21c =

+=

+= °F

344,0662

464132,2242

ttt 21c =

+=

+= °F


- Diameter luar tube (OD) = 1 in


- Pitch (PT) = 1¼ in square pitch

- Panjang tube (L) = 12 ft a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan

fluida dingin gas, diperoleh UD = 2-50, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003



2

oo2

D

ft854,5300F117,790

FftjamBtu40

Btu/jam 114026203,81ΔtU

QA =×

⋅⋅

=×

=


Jumlah tube, 272,0047/ftft0,2618ft 12

ft5300,854aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah

Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 282 tube

dengan ID shell 25 in.

b. Koreksi UD

A = L × Nt × a”

= 12 ft × 282 × 0,2618 ft2/ft = 885,9312 ft2


Fftjam

Btu38,5822F117,7900 ft9312,885

Btu/jam 114026203,81ΔtA

QU 22D °⋅⋅=

°×=

⋅=

Fluida panas: steam, tube

(3) Flow area tube, at′ = 0,639 in2 (Tabel 10,

Kern)

n144

aNa'tt

t ××

= (Pers. (7.48),

Kern)

2144639,0282a t ×

×= = 0,6257 ft2

(4) Kecepatan massa

taW

=tG (Pers. (7.2),

Kern)

0,62575635,9728G t = = 9007,6480 lbm/ft2.jam


Pada Tc = 500°F

μ = 0,018 cP = 0,0435 lbm/ft⋅jam (Gbr. 14,

Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh

ID = 0,902 in = 0,0752 ft

μ

tGIDe

×=tR (Pers. (7.3),

Kern)

15549,28310,0435

9007,64800752,0tRe =

×=

(9) Kondensasi steam

hio = 1500 Btu/j. ft2.oF

Fluida dingin: shell, bahan



t

ss P

BCDa

×××

=144

' (Pers. (7.1),

Kern) Ds = Diameter dalam shell = 25 in



C′ = Clearance = PT – OD = 1,25 – 1 = 0, 25 in

25,11441425,025

×××

=sa = 0,4861 ft2


sa

wsG = (Pers. (7.2),

Kern)

0,486166154,7902

sG = = 136089,8542 lbm/ft2.jam


Pada tc = 344,066°F


1999)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1in dan 1¼ square pitch, diperoleh de = 0,72

in.

De = 0,72/12 = 0,06 ft

μ


Kern)

0,0435

2136089,85406,0sRe ×= = 187521,3291


(7′) Pada tc = 344,066°F

c = 0,18 Btu/lbm⋅°F (Gbr. 3,

Kern)

k = 0,0174 Btu/jam.ft.oF (Tabel 5,

Kern)

0,76700174,00,043518,0 3

13

1

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ


(8) 3

1

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

c

eDkj

soh

Hμ

φ (Pers. (6.15),

Kern)

51,06837670,00,06

0,0174230soh

=××=φ


ssφoh

oh φ×= = 51,0683 × 1 = 51,0683

(10) Clean overall coefficient, UC

FftBtu/jam 49,386951,0683150051,06835001

hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

= (Pers. (6.38),

Kern)

(11) Faktor pengotor, Rd

0,005738,582249,386938,582249,3869

UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

= (Pers. (6.13),

Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.

Pressure drop


(1) Untuk Ret = 15549,2831

f = 0,00025 ft2/in2 (Gbr. 26,

Kern)

s = 0,0244 (Tabel 7,

Kern)

φt = 1

(2) tsID105,22

nLtGftΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅= (Pers. (7.53),

Kern) ( )( ) ( )

( )( )( )psi 0,00508

10,02440,0752105,222)12(9007,64800,00025

tΔP 10

2

=⋅

=


V 2

= 0,001


psi 0,3277

.0,0010,0244(4).(2)

2g'V.

s4n

rΔP2

=

=

=

ΔPT = ΔPt + ΔPr

= 0,0051 psi + 0,3277 psi

= 0,3328 psi


Fluida dingin: bahan, shell

(1′) Untuk Res = 187521,3291

f = 0,001 ft2/in2 (Gbr. 29,

Kern)

φs =1

s = 0,0754

(2′) BL 12 1N ×=+ (Pers. (7.43),

Kern)

1412 12 1N ×=+ = 10,2857

Ds = 25/12 = 2,0833 ft

(3′) ( )

sseD105,221NsDsGf

sΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅

= (Pers. (7.44),

Kern)

10,075406,0105,22

2857,100833,22136089,854001,0sΔP 10

2

⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅

= = 1,6816 psi



C.11 Reaktor 1 (R-201)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi oksidasi etilen

Jenis : Packed Bed Reactor

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-299

Jumlah : 1 unit Reaksi yang terjadi:

Reaksi I: C2H4 + ½ O2 → C2H4O etilen oksigen etilen oksida

Reaksi II: C2H4 + 3 O2 → 2 CO2 + 2 H2O etilen oksigen karbon dioksida uap air

Temperatur masuk = 240oC = 513,15 K

Temperatur keluar = 240oC = 513,15 K

Tekanan operasi = 2575 kPa


Laju alir molar = 1044,2201 kmol/jam

Waktu tinggal (τ) reaktor = 5 dtk-1 = 0,0014 jam-1 (WVU Project,

2001)

Desain Tangki

CAO = )15,513)(/ .314,8(

25753 KmolKmPa

kPaRTP

= = 603,563 M

a. Volume reaktor

V = 33

1

2,4029/ 603,563

)/ 1044,2201.(0014,0 m

mmoljamkmoljam

CF

AO

AO ==−τ

Dari data WVU Project (2001), katalis yang digunakan adalah perak

(Ag) dengan spesifikasi:

Bentuk : spherical

Diameter : 0,0075 m

ε : 0,4


4,04029,2

==εVVr = 6,0073 m3

b. Jumlah tube

Direncanakan:

Diameter tube (OD) = 8 cm

Panjang tube = 5 m

Pitch (PT) = 15 square pitch

Jumlah tube = .5π.(0,08)

6,00732

41

= 15,4642 = 16

c. Tebal tube


Faktor kelonggaran = 5 %

Maka, Pdesain = (1,05) (2575 kPa) = 2704 kPa

Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 18.750 psia =129.276,75kPa

(Brownell,1959)

in 0418,0m 0,0011kPa) 1,2(2575kPa)(0,8) 752(129.276,

(0,08m) kPa) (25751,2P2SE

PDt

==−

=

−=

Faktor korosi = 0,125 in

Maka tebal tube yang dibutuhkan = 0,0418 in + 0,125 in =

0,1668 in

Tebal tube standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell,1959)

d. Diameter dan tinggi shell


D16 tube

16 tube

PT + OD 15

Diameter shell (D) = (15 × 15) / 100 × 2 + 2 (15 – 8) / 100 = 3,3220

m

Tinggi shell (H) = panjang tube = 5 m

e. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 3,3220 m

Rasio axis = 2 : 1 (Brownell,1959)

Tinggi tutup = m 8305,02

3,322021

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

f. Tebal shell dan tebal tutup

Tekanan operasi = 2575 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesain = (1,05) (2575 kPa) = 2703,75 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 18.750 psia =129.276,75kPa (Brownell,1959)

in 1,7368m 0,0441kPa) 1,2(2575kPa)(0,8) 752(129.276,

m) (3,3220 kPa) (25751,2P2SE

PDt

==−

=

−=


Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,7368 in + 0,125 in = 1,8618 in

Tebal shell standar yang digunakan = 2 in

(Brownell,1959)

Tutup shell dan tutup tangki = 2 in


Perancangan pipa pendingin

Fluida panas, umpan masuk:

Laju alir masuk = 30017,1513 kg/jam = 66176,8366 lbm/jam

Temperatur awal = 240°C = 464°F

Temperatur akhir = 240°C = 464°F

Fluida dingin, air pendingin:

Laju air = 11833,9362 kg/jam = 26089,4998 lbm/jam

Temperatur awal = 28°C = 82,4°F

Temperatur akhir = 48°C = 118,4°F



T1 = 464°F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 118,4°F Δt1 = 345,6°F

T2 = 464 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 82,4°F Δt2 = 381,6°F

T2 – T1= 0°F Selisih t2 – t1 = 36°F Δt2 – Δt1 = 36 °F

363,303

345,6381,6ln

36

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

0360

ttTTR

12

12 ==−−

=

0,0944,28464

36tTttS

11

12 =−

=−−

=


Pipa yang dipilih:

Ukuran nominal = 24 in

Schedule = 20

ID = 23,25 in = 1,9375 ft

OD = 24 in = 2 ft

Surface perlin ft = 6,283 ft2/ft

Flow area per pipe = 425 in2

Panjang = 5 m = 16,4042 ft


Fluida panas: sisi pipe, umpan

(1) at’ = 425 in2 = 2,9514 ft2

t

t aWG =

22422,26932,9514

66176,8366==tG lbm/jam.ft 2

(2) Pada Tc = 464°F

μ = 0,026 cP = 0,0629 lbm/ft2⋅jam

μt

tGD×

=Re

4690707,3960629,0

2693,242229375,1Re =×

=t

Dari Gbr. 24, Kern, diperoleh jH = 1000

c = 0,27 Btu/lbm.°F

k = 0,0243 Btu/jam lbm ft.°F

11,13600243,0

0629,027,09375,10243,01000

.

3/1

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×××=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛××=

i

Hi

h

kc

Dkjh μ

10,788024

25,2311,1360 =×=

×=

io

iio

h

ODIDhh

Fluida dingin: sisi shell, air pendingin

(1’) G’ = 16,40422

26089,49982 ×

=L

w

= 795,2080 lbm/jam.ft

(2’) Pada tc = 100,4 °F

μ = 0,7 cp = 1,6934 lbm/jam.ft

Re = 4G’/μ

= 4 × 795,2080/1,6934

= 1878,4033



(3’) ho = 3

1'⎟⎠⎞

⎜⎝⎛×

ODGjH =

31

22080,79522 ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛× = 161,7731

FftBtu/jam10,11367731,61110,78807731,61110,7880

hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

=

Rd = 0,003, hd = 003,01 = 333,3333

UD = 333,333310,1136333,333310,1136

hUhU

dc

dc

+×

=+×

= 9,8158

A = 363,3038158,9

5925032,132ΔtU

Q

D ×=

×= 259,3958 ft2

Panjang yang dibutuhkan = ft/ft6,283

ft 259,39582

2

= 41,2853 ft

Panjang 1 tube yang direncanakan = 16 ft

Sehingga jumlah tube yang diperlukan = ft/tube16

ft41,2853 = 2,5803 tube = 3 tube

C.12 Cooler 3 (E-202)


Kompresor 5

(JC-201)

Jenis : 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai : ¾ in OD, Tube 18 BWG, panjang = 16 ft, 6 pass

Jumlah : 1 unit

Fluida panas:

Laju alir umpan masuk = 30017,1513 kg/jam = 66176,8366 lbm/jam



Fluida dingin:

Laju alir air pendingin = 73715,2508 kg/jam = 162515,1587

lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 28°C = 82,4°F

Temperatur akhir (t2) = 48°C = 118,4°F







T1 – T2 = 351°F Selisih t2 – t1 = 36°F Δt2 – Δt1 = -315°F

129,9354

345,630,6ln

315-

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

75,936351

ttTTR

12

21 ==−−

=

0,094382,4644

36tTttS

11

12 =−

=−−

=


Maka Δt = FT × LMTD = 0,925 × 129,9354 = 120,1902°F

(2) Tc dan tc

288,52

1134642

TTT 21c =

+=

+= °F

4,0012

4,11882,42

ttt 21c =

+=

+= °F


- Diameter luar tube (OD) = ¾ in


- Pitch (PT) = 1 in triangular pitch






2

oo2

D

ft1237,4752F120,1902

FftjamBtu40


QA =×

⋅⋅

=×

=




ft 1214,9470aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah



b. Koreksi UD

2

2

"t

ft 1237,4752/ftft 0,1963 394ft 16

aNLA

=

××=

××=

FftjamBtu39,2718

F 120,1902ft 1237,4752Btu/jam 775840990,05

ΔtAQU 22D °⋅⋅

=°×

=⋅

=



n144

'tatN

ta×

×= (Pers. (7.48),

Kern)

2ft 0,15236144334,0394

ta =×

×=

(4) Kecepatan massa

ta

WtG = (Pers. (7.2),

Kern)

2ftjammlb

481067001,250,1523

7162515,158tG

⋅==


Pada tc = 100,4°F

μ = 0,75 cP = 1,8143 lbm/ft2⋅jam (Gbr. 15,

Kern)

Dari Tabel 10, Kern (1965), untuk ¾ in OD, 18 BWG, diperoleh

ID = 0,652 in = 0,0543 ft


μ


Kern)

1,8143

481067001,250,0543tRe ×= = 31953,3352


(7) Pada tc = 100,4°F


Kern)


1,7025364,08143,11 3

13

1

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8) 3

1

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

cDkj

hH

t

i μφ

(Pers. (6.15),

Kern)

1083,53177025,10,054330,36495 =××=

t

ihφ

(9) 0,75

0,652 1083,5317 ODID ×=×=

t

i

t

io hhφφ

= 941,9502


tt

iohφ

φ×=ioh

hio = 941,9502 × 1 = 941,9502



TP144

B'CsDsa

×××

= (Pers. (7.1),



PT = Tube pitch = 1 in


= 1,25 – 1 = 0,25 in

0,65101144

5125,025sa =

×××

= ft2



sa

wsG = (Pers. (7.2),

Kern)

2ftjammlb

0101647,6210,6510

66176,8366sG

⋅==


Pada Tc = 288,5°F

μ = 0,022 cP = 0,0532 lbm/ft2⋅jam (Gbr. 15,

Kern)

Dari Gambar 28, Kern (1965), untuk ¾ in dan 1 triangular pitch,


De = 0,73/12 = 0,0608 ft

μ


Kern)

1116188,2820,0532

0101647,6210,0608sRe =

×=


(7′) Pada Tc = 288,5°F


Kern)


0,90880156,0

022,022,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8′) 3

1

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

c

eDkj

soh

Hμ

φ (Pers. (6.15),

Kern)

48,93960,90880,06080,0156012

soh

=××=φ


ssφoh

oh φ×=

ho = 48,9396 × 1 = 48,9396



FftBtu/jam 46,522548,9396941,950248,9396941,9502

hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

=


0,0039739,271846,522539,271846,5225

UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

= (Pers. (6.13),


Pressure drop


(1) Untuk Ret = 31953,3352

f = 0,0001 ft2/in2 (Gbr. 26,

Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6,

Kern)

φt = 1

(2) tsID105,22

nLtGftΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅= (Pers. (7.53),

Kern) ( )( ) ( )

( )( )( )psi 8925,3

10,990,05433105,226)16(481067001,250,0001

tΔP 10

2

=⋅

=


V 2

= 0,1

psi 4242,2

.0,10,99

(4).(6)2g'V.

s4n

rΔP2

=

=

=

ΔPT = ΔPt + ΔPr

= 3,8925 psi + 2,4242 psi

= 6,3168 psi




(1′) Untuk Res = 116188,2821

f = 0,0007 ft2/in2 (Gbr. 29,

Kern)

φs = 1

s = 0,0589

(2′) BL121N ×=+ (Pers. (7.43),

Kern)

8,121516121N =×=+

Ds = 25/12 = 2,0833 ft

(3′) ( )

sseD105,221NsDsGf

sΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅

= (Pers. (7.44),

Kern) ( )( ) ( )( )

( )( )( )psi1,0308

10,05890,0608105,2212,82,08330101647,6210,0007

sΔP 10

2

=⋅

=


C.13 Kompresor 5 (JC-201) Fungsi : Menaikkan tekanan campuran gas sebelum dialirkan ke Absorber 1 (T-

201) Jenis : Reciprocating compressor Jumlah : 1 unit dengan 4 stages

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛×=

−

− 11-k

1078,2P/)1(

1

21

4stkNk


2004) di mana: Nst = jumlah tahap kompresi mvl = laju alir gas volumetrik (m3/jam) p1 = tekanan masuk = 25,45 bar = 2545 kPa p2 = tekanan keluar = 30,15 bar = 3015 kPa η = efisiensi kompresor = 80 % (WVU Project, 2001)


k = rasio panas spesifik = 1,3 (Geankoplis, 1997) Data:



mvl = 3/35,6469/ 30007,1513mkg


⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛××××=

×−− 1

25453015

1-1,33,125457888,84141078,2P

43,1/)13,1(4

ad

= 136,0129 hp


P = 8,0

136,0129= 160,0151 hp



2004) = 0,363 (0,2338 m3/detik)0,45(35,6469 kg/m3) 0,13

= 0,3004 m = 11,8261 in Dipilih material pipa commercial steel 12 in Schedule 40:




C.14 Pompa 1 (J-201)

Fungsi : Memompa air ke Absorber 1 (T-201) dan Absorber 2 (T-202)

sekaligus

menaikkan tekanan air

Jenis : Centrifugal Pump

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:


PSuction = 1 bar

PDischarge = 30 bar

T = 28oC

F = 21005,0060 kg/jam

ρair = 997,13 kg/m3 = 62,2491 lbm/ft3 (Thermexcel,

2003)

Viskositas = 0,8910 cP = 0,0006 lbm/ft s

(Thermexcel, 2003)


mv = 3/ 997,13/ 21005,0060mkg

jamkg = 0,0059 m3/s = 0,2066 ft3/s = 92,7512 gal/menit

Desain pompa:


2004)

= 0,363 (0,0059 m3/s)0,45 (997,13 kg/m3)0,13

= 0,0881 m = 3,4688 in


Ukuran nominal : 3½ in






3

0687,0/ 3,4688

ftsft = 3,0079 ft/s

Bilangan Reynold:

NRe = μ

ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0006

)2987,0)(/ 0079,3)(/2491,26( 3 ftsftftlbm


= 93398,4951 (Turbulen) (Timmerhaus,

2004)


2004)


m0910,0

0000463,0 = 0,0005

maka harga f = 0,005 (Timmerhaus,

2004)

Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(2 3,0079)01(5,0

2

−

= 0,0703 ft.lbf/lbm

2 elbow 90°: hf = n.Kf.cg

v.2

2

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

3,0079 2

= 0,2109

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(2))174,32(2

3,0079 2

= 0,5624

ft.lbf/lbm

1 Tee: hf = n.Kf.cg

v.2

2

= 1(1))174,32(2

3,0079 2

= 0,1406 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,005) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,03,0079.150 2

= 1,4123 ft.lbf/lbm

2 Sharp edge exit: hex = 2cg

vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 2 ( ) ( )( )174,3212

3,0079012

2−

= 0,2812 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 2,6778 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPPzzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana: v1 = v2

P1 = 22,9140 psia

P2 = 435,1045 psia

∆P = 412,1905 psia = 953,5142 ft.lbf/lbm


maka: ( ) 0 2,6778 62,2491 953,514250

174,32174,320 =++++ sW



Ws = η × Wp

1006,1920 = 0,8 × Wp



=

( )( ) lbmlbfftslbmhpslbfft

/. 1257,7400/)./.550(360045359,0

21005,0060×

= 29,4161 hp


C.15 Absorber 1 (T-201)

Fungsi : Mengikat etilen oksida yang keluar dari Reaktor I (R-201) untuk

diumpankan ke Kolom Distilasi (T-301)


Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan : Stainless Steel SS-63 Grade A

Perhitungan Volume dan Densitas Gas

Tabel LC.1 Densitas Campuran Gas Alur 10

Densitas campuran gas = 33,2244 kg/m3

Komponen % massa alur 10 ρ (kg/m3) % massa × ρ C2H4 2,2974% 35,9150 0,8251 C2H4O 0,8902% 66,5049 0,5920 CO2 0,2130% 55,2300 0,1177 O2 19,3869% 36,0279 6,9847 N2 77,1266% 31,2393 24,0938 H2O 0,0859% 711,3257 0,6111 Total 33,2244


Tabel LC.2 BM Rata-Rata Gas Alur 10

Komponen F10 (kg/jam) N10 (kmol/jam)

Fraksi mol

ΒΜ Fraksi × ΒΜ

C2H4 689,3905 27,3080 0,0236 28,05 0,6621 C2H4O 267,1160 6,7377 0,0058 44,05 0,2565 CO2 63,9273 1,6140 0,0014 44,01 0,0614 O2 5817,4555 201,9950 0,1746 32 5,5868 N2 23143,4834 917,7367 0,7932 28,02 22,2259 H2O 25,7786 1,5899 0,0014 18,016 0,0248 Total 30007,1513 1156,9812 28,8175

BM rata-rata gas = 28,8175 kg/kmol

Laju alir gas, G’ = 30007,1513 kg/jam = 8,3353 kg/s

Volume gas, Vg = 30007,1513/33,2244 = 903,1673 m3/jam = 0,2509 m3/s

Laju alir air, L’ = 10502,5030 kg/jam = 2,9174 kg/s

Viskositas gas, μg = 0,0224 cP = 0,0229 × 10-3 kg/m.s

Viskositas air, μair = 0,5 cP = 0,5 × 10-3 kg/m.s

Densitas air = 981,2309 kg/m3

Perhitungan Diameter Tower

Nilai absis =5,0

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

− gl

g

GL

ρρρ

(Treybal,

1981)

= 5,0

2244,332309,9812244,33

30007,151310502,5030

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛−

= 0,0655

Dari Gbr. 6.34, Treybal (1981), hal. 195 (Pressure Drop gas = 400 N/m2/m )

diperoleh ordinat ( )( ) cglg

1,0lf

2

gJC'G

ρ−ρρμ = 0,11

Packing menggunakan ceramic raschig ring 50 mm (tabel 6.3, Treybal

hal.198):

tebal dinding = 6 mm

Cf = 65

ε = 0,74

CD = 135,6


ap = 92 m2/m3

G’ = ( )( )

5,0

1,0 10005,06512244,332309,9812244,330,11⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡

×××−××

= 10,6764 kg/m2.s

G = BMG' =

8175,2810,6764 = 0,3213 kmol/m2.s

Laju alir gas, Fg = 30007,1513 kg/jam = 8,3353 kg/s

Luas penampang tower, A:

A = 'G

Fg = s kg/m 10,6764

kg/s 8,33532 = 0,7807 m2

Diameter tower, Dt = 5,04

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛πA =

5,07807,04⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ×

π = 0,9973 m

Liquid/Gas Hold-up

Dari Tabel 6.5 Treybal (1981), untuk ceramic raschig ring 50 mm:

ds = 0,0725 m; σ = 0,0714 N/m; Dg = 1,046 × 10-5; Dl = 2,98 × 10-9

β = 1,508 ds0,376 = 1,508 × 0,07250,376 = 0,5622

L’ = AL =

7807,05030,10502 = 13452,2727 kg/m2.jam = 3,7367 kg/m2.s

Gas hold-up

5

3

10046,12244,33100224,0

−

−

×××

==gg

gcg D

Sρμ

= 0,0645 (Treybal,

1981)

Liquid hold-up

9

3

1098,22309,981105,0

−

−

×××

==ll

lcl D

Sρμ

= 171,0499 (Treybal,

1981)

Dari Tabel 6.5 (Treybal, 1981):

21,1

4

21,1

4

0725,01047,21047,2 −− ×

=×

=s

LsW dϕ = 0,0059 m3/m3 (Treybal,

1981)

2

5622,06

2

6

)0725,0()3,73675,737(1009,2)'5,737(1009,2 ××

=×

=−−

sLtW d

L β

ϕ = 0,0342 m3/m3


ϕLoW = ϕLtW – ϕLsW (Treybal,

1981)

= 0,0342 – 0,0059

= 0,0283

Dari Tabel 6.5 (Treybal, 1981) diperoleh persamaan:

H = 'log262,01737,0

43,084,0

13,057,0

073,0)1'024,2('7,975

L

l

l

LL

−

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛−

σρ

μ (Treybal,

1981)

= 3,7367log262,01737,0

43,084,0

13,0357,0

073,00714,0

)13,7367024,2(2309,981)105,0(3,73677,975 −−

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛−×

××

= 0,9197

ϕLo = ϕLoW H = 0,0283 × 0,9197 = 0,0260 (Treybal,

1981)

ϕLs = ( )37,021,1

99,002,03

37,021,1

99,002,0

2309,9810725,00714,0)105,0(0486,00486,0

×××

=−

ls

l

d ρσμ

(Treybal,

1981)

= 0,0057

ϕLt = ϕLo + ϕLs

= 0,0260 + 0,0057 = 0,0317

Perhitungan Luas Kontak Antar Muka (Interfacial Area)

Dari Tabel 6.4 (Treybal, 1981) untuk ceramic raschig ring 50 mm:

m = 34,03; n = 0; p = 0,362; ε = 0,74

p

n

gAW LGma ''808

5,0 ⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

ρ = 47,0

0

5,0 3,73672244,33

6764,1080803,34 −×⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛ ×× = 54,8409 m2/m3

0283,00260,08409,54 ×

==LoW

LoAWA

aa

ϕϕ

= 50,4378 m2/m3

εLo = ε - ϕLt

= 0,74 - 0,0317 = 0,7083

Dari persamaan 6.70 (Treybal, 1981):


36,03/2

)1('195,1

−

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

−=

Log

scgg GdGSF

εμ

36,0

33/2 )7083,01(100224,06764,100725,0

0645,03213,0195,1

−

− ⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−×

××=gF

= 0,0356 kmol/m2.s


5,045,0

'1,25 cll

s

L

sl SLdD

dk⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

μ

kl = ⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛ ×××⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛×× −

− 0725,01098,20499,171

105,03,73670725,01,25

90,5

45,0

3

= 0,0002 kmol/m2.s.(kmol/m3)

C = iraBM

iraρ = 016,182309,981 = 54,4644 kmol/m3

FL = kl C = 0,0002 × 54,4644 = 0,0125 kmol/m2.s

Fg aA = 0,0356 × 50,4378 = 1,7964 kmol/m3.s

FL aA = 0,0125 × 50,4378 = 0,6296 kmol/m3.s

Perhitungan Height of Gas Phase Transfer Unit, Htg

Htg = 7964,13213,0

=Ag aF

G = 0,1789 m (Treybal,

1981) Perhitungan Height of Liquid Phase Transfer Unit, Htl

L = 016,18

3,7367'=

BML = 0,2074 kmol/m2.s

Htl = 6296,02074,0

=Al aF

L = 0,3294 m (Treybal,

1981)

Faktor Absorbsi (A) berkisar antara 1,25-2 (Treybal, 1981), diambil A = 1,25.

Dari lampiran A dapat dihitung fraksi mol etilen oksida:

- y1 (alur 9) = 0,0058

- y2 (alur 12) = 0,0004

rasio distribusi kesetimbangan: 5164,025,1./2081,0

./1343,02

2

=×

==smkmol

smkmolGALm

- x1 (alur 13) = 0,0095

- x2 (alur 11) = 0


NtoG = 1959,6

25,111

25,11

25,111

00004,000058,0ln

11

111ln22

21

=−

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡+⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛−×

−−

=−

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡+⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ −×

−−

A

AAmxymxy

Perhitungan Height of Transfer Unit, HtoG

HtoG = A

HHH

LmGH tL

tGtLtG +=+

= 0,1789 + 25,1

3294,0

= 0,4424

Perhitungan Tinggi Absorber

Tinggi packing, z:

z = HtoG NtoG = 0,4424 × 6,1959 = 2,7412 m

Tinggi head packing, h:

h = ¼ DT = ¼ (0,9973) = 0,2493 m

Tinggi absorber, HAb:

HAb = z + 2h = 2,7412 + 2 × 0,2493 = 3,2398 m

Perhitungan Tebal Dinding

Tekanan gas = 30 bar = 435,1147 psi

Diameter, D = 0,9973 m = 39,2626 in

Joint efficiency, E = 0,85

Allowable stress, S = 17500 psia


Pdesain = (1+0,2) × 435,115 = 522,1377 psi

Tebal dinding kolom absorber:

t = PSE

PD2,12 −

+ CA = 1377,5222,185,0175002

39,26261377,522×−××

× + 0,125 = 0,8289 in

Maka, digunakan plat dengan tebal 1 in.

C.16 Pompa 2 (J-202)




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

PSuction = 30 bar

PDischarge = 30 bar

T = 51,92oC

F = 10747,2329 kg/jam



Komponen % massa alur 13 ρ (kg/m3) % massa × ρ C2H4 0,0051% 37,7460 0,0019

C2H4O 2,2299% 682,6413 15,2222 CO2 0,0001% 59,0985 0,0001 O2 0,0054% 37,7485 0,0020 N2 0,0215% 32,7002 0,0070

H2O 97,6688% 734,2411 717,1245 732,3578 ρcampuran = 732,3578 kg/m3

= 45,7198 lbm/ft3

Tabel LC.4 Viskositas Campuran Gas Alur 13

Komponen % massa alur 13 μ (cp) μcampuran (cp) C2H4 0,0051% 0,0110 0,000001

C2H4O 2,2299% 0,4100 0,0091CO2 0,0001% 0,0157 0,0000O2 0,0054% 0,0215 0,0000N2 0,0215% 0,0185 0,0000

H2O 97,6688% 0,6000 0,5860 0,5952Viskositas = 0,5952 cP = 0,0004 lbm/ft s


mv = 3/ 732,3578/ 10747,2329mkgjamkg

= 0,0041 m3/s = 0,1440 ft3/s = 64,6133 gal/menit Desain pompa:


2004)

= 0,363 (0,0041 m3/s)0,45 (732,3578 kg/m3)0,13

= 0,0719 m = 2,8321 in









3

0513,0/ 0,1440

ftsft = 2,8061 ft/s

Bilangan Reynold:

NRe = μ

ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0004

)2557,0)(/ 8061,2)(/45,7198( 3 ftsftftlbm


2004)


2004)


m0737,0

0000463,0 = 0,0006


2004)

Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,8061)01(5,0

2

−

= 0,0612 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

2,80612

= 0,0918

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

2,8061 2

= 0,2447

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,006) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,02,8061.150 2

= 1,4359 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

2,8061012

2−

= 0,1224 ft.lbf/lbm




( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 30 bar = 435,1045 psia

P2 = 30 bar = 435,1045 psia

∆P = 0 psia


maka: ( ) 0 9560,1 45,7198

030174,32174,320 =++++ sW

Ws = 31,9560 ft.lbf/lbm Efisiensi pompa, η= 80 %

Ws = η × Wp

31,9560 = 0,8 × Wp Wp = 39,9450 ft.lbf/lbm Daya pompa: P = m × Wp


/. 39,9450/)./.550(360045359,0

10747,2329×

= 0,4780 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor ½ hp.

C.17 Heater 3 (E-203)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran gas sebelum dialirkan ke Ekspander 1 (JE-201)

Jenis : 1-2 shell and tube exchanger Dipakai : 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass Jumlah : 1 unit

Fluida panas: Laju alir steam masuk = 3941,2635 kg/jam = 8689,0440 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 260°C = 500°F


Temperatur akhir (T2) = 260°C = 500°F Fluida dingin: Laju alir cairan masuk = 30007,1513 kg/jam = 66154,7902 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 30,3°C = 86,54°F Temperatur akhir (t2) = 240°C = 464°F Panas yang diserap (Q) = 4247886,5929 kJ/jam = 4026203,8111 Btu/jam (1) Δt = beda suhu sebenarnya


T1 = 500°F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 464°F Δt1 = 36°F


T1 – T2 = 0°F Selisih t2 – t1 = 377,46°F Δt2 – Δt1 = 377,46°F

154,631

36413,46ln

377,46

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

0377,46

0ttTTR

12

21 ==−−

=

0,912954,86500

377,46tTttS

11

12 =−

=−−

=


(2) Tc dan tc

5002

5005002

TTT 21c =

+=

+= °F

275,272

46454,862

ttt 21c =

+=

+= °F


- Diameter luar tube (OD) = 1 in


- Pitch (PT) = 1¼ in square pitch




fluida dingin gas, diperoleh UD = 2-50, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003



2

oo2

D

ft1003,5596F154,631

FftjamBtu40

Btu/jam 876207244,73ΔtU

QA =×

⋅⋅

=×

=



ft1003,5596aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah

Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 334 tube


b. Koreksi UD

A = L × Nt × a”

= 12 ft × 334 × 0,2618 ft2/ft = 1049,2944 ft2

Fftjam

Btu38,2565F154,631 ft1049,2944

Btu/jam 876207244,73ΔtA

QU 22D °⋅⋅=

°×=

⋅=



n144

aNa'tt

t ××

= (Pers. (7.48),

Kern)

2144639,0334a t ×

×= = 0,7411 ft2

(4) Kecepatan massa

taW

=tG (Pers. (7.2),

Kern)

0,74118689,0440G t = = 11725,1164 lbm/ft2.jam


Pada Tc = 500°F


μ = 0,018 cP = 0,0435 lbm/ft⋅jam (Gbr. 14,

Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh

ID = 0,902 in = 0,0752 ft

μ

tGIDe

×=tR (Pers. (7.3),

Kern)

20240,26180,0435

11725,11640752,0tRe =

×=

(9) Kondensasi steam

hio = 1500 Btu/j. ft2.oF

Fluida dingin: shell, bahan


t

ss P

BCDa

×××

=144

' (Pers. (7.1),




C′ = Clearance = PT – OD = 1,25 – 1 = 0,25 in

25,11441425,027

×××

=sa = 0,5250 ft2


sa

wsG = (Pers. (7.2),

Kern)

0,525065615,2503

sG = = 124981,4292 lbm/ft2.jam


Pada tc = 275,27 °F


1999)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1in dan 1¼ square pitch, diperoleh de = 0,72

in.


De = 0,72/12 = 0,06 ft

μ


Kern)

0,0327

2124981,42906,0sRe ×= = 229619,7010


(7′) Pada tc = 275,27°F

c = 0,17 Btu/lbm⋅°F (Gbr. 3,

Kern)


0,71020155,00,032717,0 3

13

1

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8) 3

1

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

c

eDkj

soh

Hμ

φ (Pers. (6.15),

Kern)

49,53507102,00,06

0,0155270soh

=××=φ


ssφoh

oh φ×= = 49,5350 × 1 = 49,5350

(10) Clean overall coefficient, UC

FftBtu/jam 47,951549,5350150049,53505001

hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

= (Pers. (6.38),

Kern)

(11) Faktor pengotor, Rd

0,005338,256547,951538,256547,9515

UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

= (Pers. (6.13),

Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.

Pressure drop


(1) Untuk Ret = 20240,2618


f = 0,00022 ft2/in2 (Gbr. 26,

Kern)

s = 0,0244 (Tabel 7,

Kern)

φt = 1

(2) tsID105,22

nLtGftΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅= (Pers. (7.53),

Kern) ( )( ) ( )

( )( )( )psi 0,0076

10,02440,0752105,222)12(11725,11640,00022

tΔP 10

2

=⋅

=


V 2

= 0,001

psi 0,3277

.0,0010,0244(4).(2)

2g'V.

s4n

rΔP2

=

=

=

ΔPT = ΔPt + ΔPr

= 0,0076 psi + 0,3277 psi

= 0,3353 psi


Fluida dingin: bahan, shell

(1′) Untuk Res = 229619,7010

f = 0,001 ft2/in2 (Gbr. 29,

Kern)

φs = 1

s = 0,0754

(2′) BL 12 1N ×=+ (Pers. (7.43),

Kern)

1412 12 1N ×=+ = 10,2857

Ds = 27/12 = 2,25 ft


(3′) ( )

sseD105,221NsDsGf

sΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅

= (Pers. (7.44),

Kern)

10,075406,0105,222857,1025,22124981,429001,0

sΔP 10

2

⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅

= = 1,5317 psi


C.18 Ekspander 1 (JE-201)

Fungsi : Menurunkan tekanan campuran gas sebelum dimasukkan

ke

Reaktor 2 (R-202)

Jumlah : 1 unit

Data:

Laju alir massa = 29762,4214 kg/jam = 8,2673 kg/s

ρcampuran = 20,6708 kg/m3 = 1,2904 lbm/ft3

Z = 0,016 (Perry, 1999)

Laju alir volumetrik (mv) = 3/6708,20/4214,29762mkg

jamkg

= 1439,8263 m3/jam = 0,4 m3/detik



2004)

= 0,363 (0,4 m3/detik)0,45(20,6708 kg/m3) 0,13

= 0,3563 m = 14,0273 in

Dipilih material pipa commercial steel 16 inci Sch 80:




Tekanan masuk (P1) = 29,7 bar = 2970 kPa


Tekanan keluar (P2) = 26,5 bar = 2650 kPa Temperatur masuk = 2400C = 513,15 K Rasio spesifik (k) = 1,3

Daya (P) = ⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢

⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

−

11

...1

1

21

kk

PP

kkTRZm (Timmerhaus,

2004)

= 8,2673 × 0,016 × 8,314 × 513,15 × ⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢

⎣

⎡−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛

−

−

126502970

13,13,1 3,1

13,1

= -63,4970 kW × 1,341 hp/kW

= -85,1495 hp

Jika efisiensi motor adalah 85 %, maka :

P = hp1759,10085,0

85,1495=

Maka dipilih ekspander dengan daya 125 hp.

C.19 Reaktor 2 (R-202)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi oksidasi etilen

Jenis : Packed Bed Reactor

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-299

Jumlah : 1 unit

Reaksi yang terjadi:

Reaksi I: C2H4 + ½ O2 → C2H4O etilen oksigen etilen oksida

Reaksi II: C2H4 + 3 O2 → 2 CO2 + 2 H2O etilen oksigen karbon dioksida uap air

Temperatur masuk = 240oC = 513,15 K

Temperatur keluar = 240oC = 513,15 K



Laju alir molar = 1035,8756 kmol/jam


Waktu tinggal (τ) reaktor = 5 dtk-1 = 0,0014 jam-1 (WVU Project,

2001)

Desain Tangki

CAO = )15,513)(/ .314,8(

25753 KmolKmPa

kPaRTP

= = 603,563 M

a. Volume reaktor

V = 33

1

2,3837/ 603,563

)/ 1035,8756.(0014,0 m

mmoljamkmoljam

CF

AO

AO ==−τ

Dari data WVU Project (2001), katalis yang digunakan adalah perak

(Ag) dengan spesifikasi:

Bentuk : spherical

Diameter : 0,0075 m

ε : 0,4

4,03837,2

==εVVr = 5,9593 m3

b. Jumlah tube

Direncanakan:

Diameter tube (OD) = 8 cm

Panjang tube = 5 m

Pitch (PT) = 15 square pitch

Jumlah tube = .5π.(0,08)

5,95932

41

= 15,4023 = 16

c. Tebal tube



Maka, Pdesain = (1,05) (2575 kPa) = 2704 kPa


(Brownell,1959)

Allowable stress = 18.750 psia =129.276,75kPa

(Brownell,1959)


in 0418,0m 0,0011kPa) 1,2(2575kPa)(0,8) 752(129.276,

(0,08m) kPa) (25751,2P2SE

PDt

==−

=

−=


Maka tebal tube yang dibutuhkan = 0,0418 in + 0,125 in =

0,1668 in

Tebal tube standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell,1959)

e. Diameter dan tinggi shell

D16 tube

16 tube

PT + OD 15

Diameter shell (D) = (15 × 15) / 100 × 2 + 2 (15 – 8) / 100

= 3,3220 m

Tinggi shell (H) = panjang tube = 5 m

f. Diameter dan tinggi tutup


Rasio axis = 2 : 1 (Brownell,1959)


3,322021

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

g. Tebal shell dan tebal tutup



Maka, Pdesain = (1,05) (2575 kPa) = 2703,75 kPa


(Brownell,1959)


Allowable stress = 18.750 psia =129.276,75kPa (Brownell,1959)

in 1,7368m 0,0441kPa) 1,2(2575kPa)(0,8) 752(129.276,

m) (3,3220 kPa) (25751,2P2SE

PDt

==−

=

−=




(Brownell,1959)

Tutup shell dan tutup tangki = 2 in

Perancangan pipa pendingin

Fluida panas, umpan masuk:

Laju alir masuk = 29762,4214 kg/jam = 65615,2503 lbm/jam

Temperatur awal = 240°C = 464°F

Temperatur akhir = 240°C = 464°F

Fluida dingin, air pendingin:

Laju air = 9369,0525 kg/jam = 20655,3330 lbm/jam

Temperatur awal = 28°C = 82,4°F

Temperatur akhir = 48°C = 118,4°F




T2 = 464 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 82,4°F Δt2 = 381,6°F

T2 – T1= 0°F Selisih t2 – t1 = 36°F Δt2 – Δt1 = 36 °F

363,303

345,6381,6ln

36

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F


0360

ttTTR

12

12 ==−−

=

0,0944,28464

36tTttS

11

12 =−

=−−

=

Untuk R = 0, maka Δt = LMTD = 363,303°F Pipa yang dipilih: Ukuran nominal = 24 in Schedule = 20 ID = 23,25 in = 1,9375 ft OD = 24 in = 2 ft Surface perlin ft = 6,283 ft2/ft Flow area per pipe = 425 in2 Panjang = 5 m = 16,4042 ft

Fluida panas: sisi pipe, umpan

(1) at’ = 425 in2 = 2,9514 ft2

t

t aWG =

22231,99072,9514

65615,2503==tG lbm/jam.ft 2

(2) Pada Tc = 464°F

μ = 0,026 cP = 0,0629 lbm/ft2⋅jam

μt

tGD×

=Re

3684845,9530629,022231,99079375,1Re =

×=t


c = 0,27 Btu/lbm.°F

k = 0,0243 Btu/jam lbm ft.°F

11,13600243,0

0629,027,09375,10243,01000

.

3/1

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×××=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛××=

i

Hi

h

kc

Dkjh μ


10,788024

25,2311,1360 =×=

×=

io

iio

h

ODIDhh

Fluida dingin: sisi shell, air pendingin

(1’) G’ = 16,40422

20655,33302 ×

=L

w = 629,5745 lbm/jam.ft

(2’) Pada tc = 100,4 °F

μ = 0,7 cp = 1,6934 lbm/jam.ft

Re = 4G’/μ

= 4 × 629,5745/1,6934

= 1487,1518


(3’) ho = 3

1'⎟⎠⎞

⎜⎝⎛×

ODGjH =

31

2629,574514 ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛× = 95,2358

FftBtu/jam9,690395,235810,788095,235810,7880

hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

=

Rd = 0,003, hd = 003,01 = 333,3333

UD = 333,33339,6903333,33339,6903

hUhU

dc

dc

+×

=+×

= 9,4166

A = 363,3034166,9

3732247,850ΔtU

Q

D ×=

×= 214,0402 ft2

Panjang yang dibutuhkan = ft/ft6,283

ft0402,1422

2

= 34,0666 ft

Panjang 1 tube yang direncanakan = 16 ft

Sehingga jumlah tube yang diperlukan = ft/tube16

ft34,0666 = 2,1292 tube = 3 tube

C.20 Cooler 4 (E-204) Fungsi : Menurunkan temperatur campuran gas sebelum dialirkan ke

Kompresor 6 (JC-202) Jenis : 1-2 shell and tube exchanger Dipakai : ¾ in OD, Tube 18 BWG, panjang = 16 ft, 2 pass Jumlah : 1 unit


Fluida panas: Laju alir umpan masuk = 29762,4214 kg/jam = 65615,2503 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 240°C = 464°F Temperatur akhir (T2) = 45°C = 113°F Fluida dingin: Laju alir air pendingin = 72834,0838 kg/jam = 160572,5077 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 28°C = 82,4°F Temperatur akhir (t2) = 48°C = 118,4°F Panas yang diserap (Q) = 6088929,4024 kJ/jam = 5771168,8458 Btu/jam (1) Δt = beda suhu sebenarnya




T1 – T2 = 351°F Selisih t2 – t1 = 36°F Δt2 – Δt1 = -315°F

129,9354

345,630,6ln

315-

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

75,936351

ttTTR

12

21 ==−−

=

0,094382,4644

36tTttS

11

12 =−

=−−

=


Maka Δt = FT × LMTD = 0,925 × 129,9354 = 120,1902°F (2) Tc dan tc

288,52

1134642

TTT 21c =

+=

+= °F

100,42

4,11882,42

ttt 21c =

+=

+= °F




- Pitch (PT) = 1 in triangular pitch







2

oo2

D

ft1200,4239F120,1902

FftjamBtu40


QA =×

⋅⋅

=×

=



ft1200,4239aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah



b. Koreksi UD

2

2

"t

ft1237,4752/ft0,1963ft 394ft 16

aNLA

=

××=

××=

FftjamBtu38,8024

F 120,1902ft 1237,4752Btu/jam 585771168,84

ΔtAQU 22D °⋅⋅

=°×

=⋅

=



n144

'tatN

ta××

= (Pers. (7.48),

Kern)

2ft 0,15236144334,0394

ta =×

×=

(4) Kecepatan massa

ta

WtG = (Pers. (7.2),

Kern)

2ftjamlbm 411054246,68

0,15237160572,507

tG⋅

==



Pada tc = 100,4°F

μ = 0,75 cP = 1,8143 lbm/ft2⋅jam (Gbr. 15,

Kern)


ID = 0,652 in = 0,0543 ft

μ


Kern)

1,8143

411054246,680,0543tRe ×= = 31571,3759


(7) Pada tc = 100,4°F


Kern)


1,7025364,08143,11 3

13

1

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8) 3

1

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

cDkj

hH

t

i μφ

(Pers. (6.15),

Kern)

1083,53177025,10,054330,36495 =××=

t

ihφ

(9) 0,75

0,652 1083,5317 ODID ×=×=

t

i

t

io hhφφ

= 941,9502


tt

iohφ

φ×=ioh

hio = 941,9502 × 1 = 941,9502



TP144

B'CsDsa

×××

= (Pers. (7.1),




PT = Tube pitch = 1 in


= 1 – 0,75 = 0,25 in

0,65101144

5125,025sa =

×××

= ft2


sa

wsG = (Pers. (7.2),

Kern)

2ftjamlbm5100785,024

0,651065615,2503

sG⋅

==


Pada Tc = 288,5°F

μ = 0,022 cP = 0,0532 lbm/ft2⋅jam (Gbr. 15,

Kern)

Dari Gambar 28, Kern (1965), untuk ¾ in dan 1 triangular pitch,


De = 0,73/12 = 0,0608 ft

μ


Kern)

5115202,2910,0532

5100785,0240,0608sRe =

×=


(7′) Pada Tc = 288,5°F


Kern)


0,90880156,0

022,022,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8′) 3

1

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

c

eDkj

soh

Hμ

φ (Pers. (6.15),

Kern)


9396,840,90880,06080,0156012

soh

=××=φ


ssφoh

oh φ×=

ho = 6092,46 × 1 = 6092,46

(10) Clean Overall coefficient, Uc

FftBtu/jam 4116,646092,46941,95026092,46941,9502

hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

=


0,0032538,80234116,6438,80234116,64

UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

= (Pers. (6.13),


Pressure drop


(1) Untuk Ret = 31571,3759

f = 0,0001 ft2/in2 (Gbr. 26,

Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6,

Kern)

φt = 1

(2) tsID105,22

nLtGftΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅= (Pers. (7.53),

Kern) ( )( ) ( )

( )( )( )psi 8,3

10,990,05433105,226)16(411054246,680,0001

tΔP 10

2

=⋅

=


V 2

= 0,1


psi 4242,2

.0,10,99

(4).(6)2g'V.

s4n

rΔP2

=

=

=

ΔPT = ΔPt + ΔPr

= 3,8 psi + 2,4242 psi

= 6,2242 psi



(1′) Untuk Res = 115202,2915

f = 0,0007 ft2/in2 (Gbr. 29,

Kern)

φs = 1

s = 0,0589

(2′) BL121N ×=+ (Pers. (7.43),

Kern)

8,121516121N =×=+

Ds = 25/12 = 2,0833 ft

(3′) ( )

sseD105,221NsDsGf

sΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅

= (Pers. (7.44),

Kern) ( )( ) ( )( )

( )( )( )psi1,0134

10,05890,0608105,2212,82,08335100785,0240,0007

sΔP 10

2

=⋅

=

ΔPs yang diperbolehkan 2 psi.


C.21 Kompresor 6 (JC-202) Fungsi : Menaikkan tekanan campuran gas sebelum dialirkan ke Absorber 2 (T-

202) Jenis : Reciprocating compressor Jumlah : 1 unit dengan 4 stages

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛×=

−

− 11-k

1078,2P/)1(

1

21

4stkNk


2004)

di mana: Nst = jumlah tahap kompresi mvl = laju alir gas volumetrik (m3/jam) p1 = tekanan masuk = 25,45 bar = 2545 kPa p2 = tekanan keluar = 30,15 bar = 3015 kPa η = efisiensi kompresor = 80 % (WVU Project, 2001) k = rasio panas spesifik = 1,3 (Geankoplis, 1997) Data:



mvl = 3/35,6469/ 29762,4214mkg


⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛××××=

×−− 1

25453015

1-1,33,125459234,83441078,2P

43,1/)13,1(4

ad

= 134,9036 hp


P = 8,0

134,9036 = 158,7101 hp

Maka dipilih kompresor dengan daya 200 hp


2004)


= 0,363 (0,2319 m3/detik)0,45(35,6469 kg/m3) 0,13

= 0,2993 m = 11,7826 in






C.22 Absorber 2 (T-202)

Fungsi : Mengikat etilen oksida yang keluar dari Reaktor 2 (R-202) untuk

diumpankan ke Kolom Distilasi (T-301)

Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan : Stainless Steel SS-63 Grade A

Perhitungan Volume dan Densitas Gas


Komponen % massa alur 16 ρ (kg/m3) % massa × ρ C2H4 1,8525% 35,9150 0,6653 C2H4O 0,7626% 66,5049 0,5072 CO2 0,2749% 55,2300 0,1518 O2 19,2262% 36,0279 6,9268 N2 77,7530% 31,2393 24,2895 H2O 0,1307% 711,3257 0,9297 Total 33,4703

Densitas campuran gas = 33,4703 kg/m3 Tabel LC.6 BM Rata-rata Campuran Gas Alur 16

Komponen F16 (kg/jam) N16 (kmol/jam)

Fraksi mol

ΒΜ Fraksi × ΒΜ

C2H4 551,3604 19,6563 0,0190 28,05 0,5335 C2H4O 226,9780 5,1527 0,0050 44,05 0,2196 CO2 81,8113 1,8589 0,0018 44,01 0,0792 O2 5722,1944 178,8186 0,1730 32 5,5366 N2 23141,1689 825,8804 0,7991 28,02 22,3905 H2O 38,9084 2,1597 0,0021 18,016 0,0376 Total 29762,4214 1033,5266 28,7970

BM rata-rata gas = 28,7970 kg/kmol

Laju alir gas, G’ = 29762,4214 kg/jam = 8,2673 kg/s

Volume gas, Vg = 29762,4214/33,4703 = 889,2189 m3/jam = 0,1470 m3/s

Laju alir air, L’ = 10502,5030 kg/jam = 2,9174 kg/s


Viskositas gas, μg = 0,0219 cP = 0,0219 × 10-3 kg/m.s

Viskositas air, μair = 0,5 cP = 0,5 × 10-3 kg/m.s

Densitas air = 981,2309 kg/m3

Perhitungan Diameter Tower

Nilai absis =5,0

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

− gl

g

GL

ρρρ

(Treybal,

1981)

= 5,0

4703,331875,9814703,33

29762,421410502,5030

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛−

= 0,0663

Dari Gbr. 6.34, Treybal (1981), hal. 195 (Pressure Drop gas = 400 N/m2/m )

diperoleh ordinat ( )( ) cglg

1,0lf

2

gJC'G

ρ−ρρμ = 0,12

Packing menggunakan ceramic raschig ring 50 mm (tabel 6.3, Treybal

hal.198):

tebal dinding = 6 mm

Cf = 65

ε = 0,74

CD = 135,6

ap = 92 m2/m3

G’ = ( )( )

5,0

1,0 10005,06514703,332309,9814703,330,12⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡

×××−××

= 11,1909 kg/m2.s

G = BMG' =

7970,2811,1909 = 0,3344 kmol/m2.s

Laju alir gas, Fg = 29762,4214 kg/jam = 8,2673 kg/s

Luas penampang tower, A:

A = 'G

Fg = s kg/m 11,1909

kg/s 8,26732 = 0,7388 m2

Diameter tower, Dt = 5,04

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛πA =

5,07388,04⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ×

π = 0,9701 m


Liquid/Gas Hold-up Dari Tabel 6.5 Treybal (1981), untuk ceramic raschig ring 50 mm:

ds = 0,0725 m; σ = 0,0714 N/m; Dg = 1,046 × 10-5; Dl = 2,98 × 10-9

β = 1,508 ds0,376 = 1,508 × 0,07250,376 = 0,5622

L’ = AL =

7388,05030,10502 = 14216,4651 kg/m2.jam = 3,9490 kg/m2.s

Gas hold-up

5

3

10046,14703,33100219,0

−

−

×××

==gg

gcg D

Sρμ

= 0,0626 (Treybal,

1981) Liquid hold-up

9

3

1098,22309,981105,0

−

−

×××

==ll

lcl D

Sρμ

= 171,0499 (Treybal,

1981) Dari Tabel 6.5 (Treybal, 1981):

21,1

4

21,1

4

0725,01047,21047,2 −− ×

=×

=s

LsW dϕ = 0,0059 m3/m3 (Treybal,

1981)

2

5622,06

2

6

)0725,0()3,94905,737(1009,2)'5,737(1009,2 ××

=×

=−−

sLtW d

L β

ϕ = 0,0352 m3/m3

ϕLoW = ϕLtW – ϕLsW (Treybal, 1981) = 0,0352 – 0,0059 = 0,0293 Dari Tabel 6.5 (Treybal, 1981) diperoleh persamaan:

H = 'log262,01737,0

43,084,0

13,057,0

073,0)1'024,2('7,975 L

l

l

LL

−

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛−

σρ

μ (Treybal,

1981)

= 3,9490log262,01737,0

43,084,0

13,0357,0

073,00714,0

)13,9490024,2(2309,981)105,0(3,94907,975 −−

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛−×

××

= 0,9186


ϕLo = ϕLoW H = 0,0293 × 0,9186 = 0,0269 (Treybal, 1981)

ϕLs = ( )37,021,1

99,002,03

37,021,1

99,002,0

2309,9810725,00714,0)105,0(0486,00486,0

×××

=−

ls

l

d ρσμ

(Treybal,

1981) = 0,0057

ϕLt = ϕLo + ϕLs = 0,0269 + 0,0057 = 0,0327 Perhitungan Luas Kontak Antar Muka (Interfacial Area)

Dari Tabel 6.4 (Treybal, 1981) untuk ceramic raschig ring 50 mm:

m = 34,03; n = 0; p = 0,362; ε = 0,74

p

n

gAW LGma ''808

5,0 ⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

ρ = 47,0

0148,0

5,0 3,94904703,33

1909,1180803,34 −×⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛ ×× = 55,9488

m2/m3

0293,00269,09488,55 ×

==LoW

LoAWA

aa

ϕϕ

= 51,3936 m2/m3

εLo = ε - ϕLt = 0,74 - 0,0327 = 0,7073

Dari persamaan 6.70 (Treybal, 1981): 36,03/2

)1('195,1

−

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

−=

Log

scgg GdGSF

εμ

36,0

33/2 )7073,01(100219,01909,110725,0

0626,03344,0195,1

−

− ⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−×

××=gF = 0,0369 kmol/m2.s


5,045,0

'1,25 cll

s

L

sl SLdD

dk⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

μ

kl = ⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛ ×××⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛×× −

− 0725,01098,20499,171

105,03,94900725,01,25

90,5

45,0

3

= 0,0002 kmol/m2.s.(kmol/m3)

C = iraBM

iraρ = 016,182309,981 = 54,4644 kmol/m3

FL = kl C = 0,0002 × 54,4644 = 0,0128 kmol/m2.s

Fg aA = 0,0369 × 51,3936 = 1,8964 kmol/m3.s


FL aA = 0,0128 × 51,3936 = 0,6577 kmol/m3.s

Perhitungan Height of Gas Phase Transfer Unit, Htg

Htg = 8964,13344,0

=Ag aF

G = 0,1763 m (Treybal,

1981)

Perhitungan Height of Liquid Phase Transfer Unit, Htl

L = 016,18

9490,3'=

BML = 0,2192 kmol/m2.s

Htl = 6577,02192,0

=Al aF

L = 0,3333 m (Treybal,

1981)

Faktor Absorbsi (A) berkisar antara 1,25-2 (Treybal, 1981), diambil A = 1,25.

Dari lampiran A dapat dihitung fraksi mol etilen oksida:

- y1 (alur 15) = 0,0050

- y2 (alur 19) = 0,0004

rasio distribusi kesetimbangan: 5245,025,1./2165,0

./1419,02

2

=×

==smkmol

smkmolGALm

NtoG =

2630,6

25,111

25,11

25,111

00004,000050,0ln

11

111ln22

21

=−

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡+⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛−×

−−

=−

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡+⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ −×

−−

A

AAmxymxy

Perhitungan Height of Transfer Unit, HtoG

HtoG = A

HHH

LmGH tL

tGtLtG +=+

= 0,1763 + 25,1

3333,0

= 0,4429

Perhitungan Tinggi Absorber

Tinggi packing, z:

z = HtoG NtoG = 0,4429 × 6,2630 = 2,7740 m

- x1 (alur 18) = 0,0081

- x2 (alur 17) = 0


Tinggi head packing, h:

h = ¼ DT = ¼ (0,9701) = 0,2425 m

Tinggi absorber, HAb:

HAb = z + 2h = 2,7740 + 2 × 0,2425 = 3,2591 m

Perhitungan Tebal Dinding

Tekanan gas = 30 bar = 435,1147 psi

Diameter, D = 0,9701 m = 38,1928 in

Joint efficiency, E = 0,85

Allowable stress, S = 17500 psia


Pdesain = (1+0,2) × 435,1147 = 522,1377 psi

Tebal dinding kolom absorber:

t = PSE

PD2,12 −

+ CA = 1377,5222,185,0175002

38,19281377,522×−××

× + 0,125 = 0,8097 in

Maka, digunakan plat dengan tebal 1 in.

C.23 Pompa 3 (J-203)

Fungsi : Memompa campuran ke Kolom Distilasi (T-301) Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Kondisi operasi: PSuction = 30 bar PDischarge = 30 bar T = 52,26oC F = 10724,7705 kg/jam Tabel LC.7 Densitas Campuran Gas Alur 18


C2H4O 1,9604% 682,6413 13,3825 CO2 0,0002% 59,0985 0,0001 O2 0,0215% 37,7485 0,0081 N2 0,0283% 32,7002 0,0093

H2O 97,9854% 734,2411 719,4491


732,8507 ρcampuran = 732,8507 kg/m3

= 45,7506 lbm/ft3



C2H4O 1,9604% 0,4100 0,0080CO2 0,0002% 0,0157 0,00000003O2 0,0215% 0,0215 0,00000462N2 0,0283% 0,0185 0,00000524

H2O 97,9854% 0,6000 0,5879 0,5960Viskositas = 0,5960 cP = 0,0004 lbm/ft s Laju alir volumetrik,

mv = 3/ 732,8507/ 10724,7705mkgjamkg

= 0,0041 m3/s = 0,1436 ft3/s = 64,4349 gal/menit Desain pompa:


2004)

= 0,363 (0,0041 m3/s)0,45 (732,8507 kg/m3)0,13

= 0,0719 m = 2,8288 in








3

0513,0/ 0,1436

ftsft = 2,7984 ft/s

Bilangan Reynold:

NRe = μ

ρ Dv××


= lbm/ft.s 0,0004

)2417,0)(/ 7984,2)(/45,7506( 3 ftsftftlbm


2004)


2004)


m2557,0

0000463,0 = 0,0006


(Timmerhaus, 2004)

Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,7984)01(5,0

2

−

= 0,0608 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

2,79842

= 0,0913

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

2,79842

= 0,2434

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,0055) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,02,7984.150 2

= 1,5708 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

2,7984012

2−

= 0,1217 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,

1997) dimana : v1 = v2


P1 = 30 bar = 435,1045 psia

P2 = 30 bar = 435,1045 psia

∆P = 0 psia


maka: ( ) 0 0880,245,7506

030174,32174,320 =++++ sW



Ws = η × Wp

32,0880 = 0,8 × Wp




/. 11,40/)./.550(360045359,0

10724,7705×

= 0,4790 hp



Fungsi : Menurunkan tekanan campuran gas sebelum dicampur

dengan

etilen pada mixing point 1

Jumlah : 1 unit

Data:



Z = 0,017 (Perry, 1999)

Laju alir volumetrik (mv) = 3/2275,37/0769,14770mkg

jamkg

= 396,7513 m3/jam = 0,1102 m3/detik




2004)

= 0,363 (0,1102 m3/detik)0,45(37,2275 kg/m3) 0,13

= 0,2153 m = 8,4778 in

Dipilih material pipa commercial steel 10 inci Sch 80 :




Tekanan masuk (P1) = 30 bar = 3000 kPa

Tekanan keluar (P2) = 27 bar = 2700 kPa

Temperatur masuk = 30,090C = 303,24 K

Rasio spesifik (k) = 1,3

Daya (P) = ⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢

⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

−

11

...1

1

21

kk

PP

kkTRZm (Timmerhaus,

2004)

= 4,1028 × 0,017 × 8,314 × 303,24 × ⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢

⎣

⎡−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛

−

−

130002700

13,13,1 3,1

13,1

= -18,3035 kW × 1,341 hp/kW

= -24,5450 hp Jika efisiensi motor adalah 85 %, maka:

P = hp28,876585,0

24,5450=


C.25 Cooler 5 (E-301)

Fungsi : Menurunkan temperatur campuran gas sebelum dialirkan ke Kolom

Distilasi (T-301) Jenis : 2-4 shell and tube exchanger Dipakai : ¾ in OD, Tube 18 BWG, panjang = 16 ft, 4 pass Jumlah : 1 unit


Fluida panas: Laju alir umpan masuk = 21472,0034 kg/jam = 47337,9118 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 52,08°C = 125,744°F Temperatur akhir (T2) = 45°C = 113°F Fluida dingin: Laju alir air pendingin = 7486,3536 kg/jam = 16504,6707 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 28°C = 82,4°F Temperatur akhir (t2) = 48°C = 118,4°F Panas yang diserap (Q) = 625859,1610 kJ/jam = 593197,6959 Btu/jam (1) Δt = beda suhu sebenarnya




T1 – T2 = 12,744°F Selisih t2 – t1 = 36°F Δt2 – Δt1 = 23,256°F

16,2958

7,34430,6ln

23,256

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

3540,036

12,744ttTTR

12

21 ==−−

=

0,830682,4744,125

36tTttS

11

12 =−

=−−

=


Maka Δt = FT × LMTD = 0,925 × 16,2958 = 15,0736°F (2) Tc dan tc

119,3722

113744,1252

TTT 21c =

+=

+= °F

100,42

4,11882,42

ttt 21c =

+=

+= °F





- Pitch (PT) = 15/16 in triangular pitch






2

oo2

D

ft983,8346F15,0736

FftjamBtu40


QA =×

⋅⋅

=×

=



ft983,8346aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah


dengan ID shell 21,25 in.

b. Koreksi UD

2

2

"t

ft986,2112/ft0,1963ft 314ft 16

aNLA

=

××=

××=

FftjamBtu39,9036

F 15,0736ft 986,2112Btu/jam 9593197,695

ΔtAQU 22D °⋅⋅

=°×

=⋅

=



n144

'tatN

ta××

= (Pers. (7.48),

Kern)

2ft 1821,04144334,0314

ta =×

×=

(4) Kecepatan massa

ta

WtG = (Pers. (7.2),

Kern)


2ftjamlbm 90646,9578

0,182116504,6707

tG⋅

==


Pada tc = 100,4°F

μ = 0,75 cP = 1,8143 lbm/ft2⋅jam (Gbr. 15,

Kern)


ID = 0,652 in = 0,0543 ft

μ


Kern)

1,8143

9578,064690,0543tRe ×= = 2714,5916


(7) Pada tc = 100,4°F


Kern)


1,7025364,0

8143,199,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8) 3

1

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

cDkj

hH

t

i μφ

(Pers. (6.15),

Kern)

136,86727025,10,054330,36412 =××=

t

ihφ

(9) 0,75

0,652 136,8672 ODID ×=×=

t

i

t

io hhφφ

= 118,9832


tt

iohφ

φ×=ioh

hio = 118,9832 × 1 = 118,9832




TP144

B'CsDsa

×××

= (Pers. (7.1),

Kern) Ds = Diameter dalam shell = 21,25 in




= 0,9375 – 0,75 = 0,1875 in

0,23619375,0144

81875,025,21sa =

×××

= ft2


sa

wsG = (Pers. (7.2),

Kern)

2ftjamlbm3200489,979

0,236147337,9118

sG⋅

==


Pada Tc = 119,372°F

μ = 0,022 cP = 0,0532 lbm/ft2⋅jam (Gbr. 15,

Kern)

Dari Gambar 28, Kern (1965), untuk ¾ in dan 15/16 triangular pitch,


De = 0,55/12 = 0,0458 ft

μ


Kern)

9172662,3350,0532

9793,0048920,0458sRe =

×=


(7′) Pada Tc = 119,372°F

c = 0,237 Btu/lbm⋅°F (Gbr 3,

Kern)



0,93770153,0

0,0532237,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8′) 3

1

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

c

eDkj

soh

Hμ

φ (Pers. (6.15),

Kern)

78,25180,93770,04580,0153052

soh

=××=φ


ssφoh

oh φ×=

ho = 78,2518 × 1 = 78,2518

(10) Clean Overall coefficient, Uc

FftBtu/jam 47,2059 78,2518118,9832 78,2518118,9832

hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

=


0,003939,903647,205939,903647,2059

UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

= (Pers. (6.13),


Pressure drop


(1) Untuk Ret = 2714,5916

f = 0,00038 ft2/in2 (Gbr. 26,

Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6,

Kern)

φt = 1

(2) tsID105,22

nLtGftΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅= (Pers. (7.53),

Kern)


( )( ) ( )( )( )( )

psi 0,071210,990,05433105,22

4)16(90646,95780,00038tΔP 10

2

=⋅

=


V 2

= 0,0013

psi 0,0210

.0,00130,99

(4).(4)2g'V.

s4n

rΔP2

=

=

=

ΔPT = ΔPt + ΔPr

= 0,0712 psi + 0,0210 psi

= 0,0922 psi



(1′) Untuk Res = 172662,3359

f = 0,0012 ft2/in2 (Gbr. 29,

Kern)

φs = 1

s = 0,7175

(2′) BL121N ×=+ (Pers. (7.43),

Kern)

248

16121N =×=+

Ds = 21,25/12 = 1,7708 ft

(3′) ( )

sseD105,221NsDsGf

sΔP 10

2

φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅

= (Pers. (7.44),

Kern) ( )( ) ( )( )

( )( )( )psi1941,1

10,71750,04583105,22241,77083200489,9790,0012

sΔP 10

2

=⋅

=




Fungsi : menurunkan tekanan campuran gas sebelum dialirkan ke

Kolom

Distilasi (T-301)

Jumlah : 1 unit

Data:



Z = 0,017 (Perry, 1999)

Laju alir volumetrik (mv) = 3/2747,723/0034,21472mkgjamkg

= 29,6872 m3/jam = 0,0082 m3/detik


2004) = 0,363 (0,0082 m3/detik)0,45(723,2747 kg/m3) 0,13

= 0,0986 m = 3,8824 in Dipilih material pipa commercial steel 4 inci Sch 80 :




Tekanan masuk (P1) = 29,7 bar = 2970 kPa

Tekanan keluar (P2) = 10 bar = 1000 kPa

Temperatur masuk = 450C = 318,15 K

Rasio spesifik (k) = 1,3

Efisiensi ekspander = 85%


Daya (P) = ( )ρ

η 12.. PPm − (Timmerhaus,

2004)

= ( )2747,723

29701000.9644,5.85,0 −

= -13,8087 kW × 1,341 hp/kW

= -18,5174 hp


C.27 Pompa 4 (J-301)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

PSuction = 29,7 bar

PDischarge = 29,7 bar

T = 45oC

F = 21472,0034 kg/jam



C2H4O 2,1299% 692,82441 14,75645 CO2 0,0002% 59,09851 0,00009 O2 0,0134% 37,74853 0,00507 N2 0,0249% 32,70019 0,00814

H2O 97,8270% 724,24113 708,50313 723,27468 ρcampuran = 732,2748 kg/m3

= 45,7506 lbm/ft3



C2H4O 2,2299% 0,41000000 0,00873258CO2 0,0001% 0,01570000 0,00000002


O2 0,0054% 0,02150000 0,00000289N2 0,0215% 0,01853000 0,00000461

H2O 97,6688% 0,60000000 0,58696180 0,59570242Viskositas = 0,5957 cP = 0,0004 lbm/ft s


mv = 3/ 732,8507/ 21472,0034mkgjamkg

= 0,0081 m3/s = 0,2874 ft3/s = 129,0047 gal/menit

Desain pompa:


2004)

= 0,363 (0,0081 m3/s)0,45 (732,2748 kg/m3)0,13

= 0,0982 m = 3,8661 in








3

0884,0/ 0,2874

ftsft = 3,2513 ft/s

Bilangan Reynold:

NRe = μ

ρ Dv×× (Timmerhaus,

2004)

= lbm/ft.s 0,0004

)3355,0)(/2513,3)(/45,7506( 3 ftsftftlbm

= 124666,0555 (Turbulen)

Untuk pipa Commercial Steel diperoleh harga ε = 0,000046 (Timmerhaus, 2004)

Pada NRe = 124666,0555 dan ε/D =m

m1023,0

0000463,0 = 0,0004



(Timmerhaus, 2004)

Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(23,2513)01(5,0

2

−

= 0,0821 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

3,25132

= 0,2464

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

3,2513 2

= 0,3286

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,0045) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,03,2513.40 2

= 0,3525 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

3,2513012

2−

= 0,1643 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 29,7 bar = 62655,0440 psia

P2 = 29,7 bar = 62655,0440 psia

∆P = 0 psia


maka: ( ) 0 1,1739048174,32174,320 =++++ sW




Ws = η × Wp

49,1739 = 0,8 × Wp




/. 4674,16/)./.550(360045359,0

21472,0034×

= 1,4696 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1½ hp.

C.28 Kolom Distilasi (T-301)

Fungsi : Memisahkan etilen oksida dari campuran gas Jenis : Sieve – tray Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C Jumlah : 1 unit Dari perhitungan neraca massa dan neraca panas diperoleh data: RD = 1,335 XHF = 0,9783 RDM = 0,89 XLF = 0,0213 XLW = 0,0001 D = 19,8393 kmol/jam XHW = 0,9999 W = 1165,9838 kmol/jam

XHD = 0,0004 αLD = 0,9959/0,0590 = 16,8830

XLD = 0,9889 αLW = 5,4735/0,9995 = 5,4763 Suhu dan tekanan pada distilasi T-301 adalah 318,17 K dan 10 bar.

( )( ) 615,94763,58830,16., === LWLDavL ααα (Geankoplis,1997)

)log()]/)(/log[(

,avL

LWHWHDLDm

WXWXDXDXN

α=

(Geankoplis,1997)

)615,9log(

)]0001,0/9999,0)(0004,0/9889,0log[=

= 7,394

Dari Fig 11.7-3, Geankoplis, hal. 676 diperoleh N

N m = 0,64, maka:


N = 64,0394,7

64,0=mN

= 11,5532

Efisiensi kolom distilasi dapat dinyatakan dengan persamaan:

12-10 1442,6001,06,08341,6expexp

1×=⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−=⎟

⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−=

−−

o

o

aaE

μμα

24,0=oE (Doherty dan Malone, 2001)

Keterangan:

E0 = efisiensi kolom distilasi

α = volatilitas key komponen umpan

= αLF + αHF

= 4,9688/0,8517 + 0,8517/0,8517

= 6,8341 Maka jumlah piring yang sebenarnya = 11,5532/0,24 = 48,1375 piring ≈ 49

piring

Penentuan lokasi umpan masuk

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

2

log206,0logHD

LW

LF

HF

s

e

XX

DW

XX

NN

(Geankoplis,1997)

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

2

0004,00001,0

19,83931165,9838

0213,09783,0log206,0log

s

e

NN

1292,0=s

e

NN

Ne = 0,1292 Ns

N = Ne + Ns 49 = 0,1292 Ns + Ns

Ns = 43,3924 ≈ 44 Ne = 49 – 44 = 5 Jadi, umpan masuk pada piring ke-5 dari atas.

Desain kolom Direncanakan:

a = 0,24

µ0 = 0,001 cP

µ = viskositas campuran liquid umpan

(cP)


Tray spacing (t) = 0,4 m Hole diameter (do) = 4,5 mm (Treybal, 1981) Space between hole center (p’) = 12 mm (Treybal, 1981) Weir height (hw) = 5 cm Pitch = triangular ¾ in l/do = 0,43 (Treybal, 1981)

Tabel LC.11 Komposisi Bahan Pada Alur Vd Kolom Distilasi (T-301)

Komponen Alur Vd (kmol/jam)

% mol Mr % mol × Mr

C2H4 0,0356 0,1794% 28,05 0,0503 C2H4O 19,5026 98,3030% 44,05 43,3025 CO2 0,0007 0,0037% 44,01 0,0016 O2 0,0902 0,4545% 32 0,1454 N2 0,1908 0,9617% 28,02 0,2695 H2O 0,0194 0,0977% 18,016 0,0176 Total 19,8393 100,0000% - - Mrav - - - 43,7869 Laju alir massa gas (G`) = 0,0055 kmol/s

ρv= 4,22

7869,43 = 1,9548 kg/m3

Laju alir volumetrik gas (Q) =273

133,4464,220055,0 ×× = 0,2018 m3/s

Tabel LC.12 Komposisi Bahan Pada Alur Lb Kolom Distilasi (T-301)

alur Lb (kg/jam)

alur Lb (kmol/jam)

% massa ρ (kg/m3) %massa × ρ

C2H4O 2,9008 0,0659 0,0001 0,09029 0,000012H2O 21868,0227 1213,8112 0,9999 723,708 723,612114ρav - - - - 723,612126 Laju alir massa cairan (L`) = 6,0753 kg/s

Laju alir volumetrik cairan (q) = 6121,723

0753,6 = 0,0084 m3/s

Surface tension (σ) = 0,04 N/m (Treybal,

1981)


2o

a

o

p'd

907,0AA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛= (Pers 6.31 Treybal,

1981) 2

a

o

0,01200,0045907,0

AA

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛= = 0,1275

2/12/1

V

L

9548,16121,723

2018,00084,0

ρρ

Q'q

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛= 0,8004

α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,4) + 0,01173 = 0,0415 (Tabel 6.2 Treybal,

1981)

β = 0,0304t + 0,05 = 0,0304(0,40) + 0,015 = 0,0272

CF = 2,0

VL 0,02σβ

)ρ/(q/Q)(ρ1αlog ⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡+ (Pers 6.30 Treybal,

1981)

= 2,0

0,020,040,0272

0,80041log 0,0415 ⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡+

= 0,0358

VF = 5,0

V

VLF ρ

ρρC ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛ −

= 5,0

1,95489548,13,6121270,0358 ⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛ −

= 0,6880 m/s Asumsi 80% kecepatan flooding (Treybal,

1981)

V = 0,8 × 0,6880 = 0,5504 m/s

An = 5504,02018,0 = 0,3667 m2

Untuk W = 0,8T dari Tabel 6.1 Treybal (1981), diketahui bahwa luas

downspout 14,145%.

At = 4271,0014145,013667,0

=−

m2

Column Diameter (T) = [4(0,4271)/π]0,5 = 0,7376 m

Weir length (W) = 0,8(0,7376) = 0,5901 m

Downspout area (Ad) = 0,014145(0,4271) = 0,0604 m2


Dari tabel 6.2 Treybal (1981) diperoleh Aa/At = 0,65 maka:

Active area (Aa) = 0,65 × 0,4271 = 0,2776 m2

Weir crest (h1)

Misalkan h1 = 0,025 m

h1/T = 0,025/0,7157 = 0,0349 2

1

5,0222eff

WT

Th21

WT

WT

WW

⎪⎭

⎪⎬⎫

⎪⎩

⎪⎨⎧

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛+

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ (Pers 6.34 Treybal,

1981)

( ) ( )[ ] ( )( ){ }25,0222

eff 25,10339,02125,125,1W

W+−−=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛

9304,0W

Weff =⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

3/2eff

3/2

1 WW

Wq666,0h ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

( ) 3/23/2

1 9304,00,59010,0084666,0h ⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛=

m 0373,0h1 = Perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0,0373 m hingga nilai h1

konstan pada nilai 0,0363 m.

Perhitungan Pressure Drop

Dry pressure drop

Ao = 0,1275 × 0,2776 = 0,0354 m2

Vo = ==0354,02018,0

AQ

o

5,6999

Co = 1,09 × (do/l)0,25 = 1,09 × (1/0,43)0,25 = 1,3460 (Pers 6.37 Treybal,

1981)

Hole Reynold number g

goo Vdμ

ρ××=

sPa

mkgsmm.10015,0

/9548,1/6999,50045,03

3

−×××

=

= 3252,6376

Dari Gambar 12.1 Timmerhaus (2004) diperoleh f = 0,01


⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−++⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−=

22

d 1425,14,02

hn

o

on

o

l

ogo

AA

dlf

AA

gCV

ρρ

(Pers 6.36 Treybal,

1981)

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛−+××+⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛−

××××

=22

d 3667,00354,0101,043,04

3667,00354,025,14,0

6121,7238,923460,19548,16999,5h

m 107,76 mm 0078,0h -6

d ×== Hydraulic head

2776,02018,0

AQV

aa == = 0,7270 m/s

25901,07376,0

2 W Tz +

=+

= = 0,6638 m

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛+−+=

zq225,1ρVh 238,0h 725,00061,0h 5,0

VawwL (Pers 6.38 Treybal,

1981)

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛+−+=0,66380,0084225,18)270)(1,954(0,05)(0,7 238,0(0,05) 725,00061,0h 5,0

L

m 0256,0h L = Residual pressure drop

gdρg σ 6

hoL

cR = (Pers 6.42 Treybal,

1981)

,8)(0,0045)(9 732,6121(1) (0,04) 6h R = = 0,0075 m

Total gas pressure drop

hG = hd + hL + hR (Pers 6.35 Treybal,

1981)

hG = -6107,76× + 0,0256 + 0,0075

hG = 0,0331 m Pressure loss at liquid entrance

Ada = 0,025 W = 0,025(0,5901) = 0,0148 m2 2

da2 A

qg23h ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛= (Pers 6.43 Treybal,

1981)


2

2 0,01480,0084

g23h ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛= = 0,0496 m

Backup in downspout h3 = hG + h2 (Pers 6.44 Treybal,

1981) h3 = 0,0331 + 0,0496 h3 = 0,0827 m Check on flooding hw + h1 + h3 = 0,05 + 0,0363 + 0,0827 hw + h1 + h3 = 0,1690 m t/2 = 0,4/2 = 0,2 m karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat

diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi

flooding.

Spesifikasi kolom destilasi

Tinggi kolom = 49 × 0,4 m = 19,6 m

Tinggi tutup = ( )7376,041 = 0,1844 m

Tinggi total = 19,6 + 2(0,1844) = 19,9688 m

Tekanan operasi = 10 bar = 1000 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) (1000 kPa) = 1050 kPa


(Brownell,1959)

Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

1,2P-2SEPDt =

1,2(1050)-4)(0,8)2(87218,71376)(1050)(0,7t = = 0,0056 m = 0,2205 in




Tebal shell standar yang digunakan = ½ in

(Brownell,1959)

C.29 Kondensor (E-302)

Fungsi : Mengubah fasa uap campuran etilen oksida dan air menjadi

fasa cair


Dipakai : 2 × 1¼ in IPS, panjang hairpin 12 ft

Jumlah : 1 unit

Fluida panas:

Laju alir umpan masuk = 868,7021 kg/jam = 1915,1703 lbm/jam

Temperatur awal (T1) = 172,983°C = 343,3694°F

Temperatur akhir (T2) = 85,735°C = 186,323°F

Fluida dingin:

Laju alir air pendingin = 517,4075 kg/jam = 1140,6942 lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 28°C = 82,4°F

Temperatur akhir (t2) = 48°C = 118,4°F





T2 = 186,323°F Temperatur yang lebih rendah t1 = 82,4°F Δt2 = 103,923°F

T1 – T2 = 157,0464°F Selisih t2 – t1 = 36°F Δt2 – Δt1 =

-121,0464°F

156,7321

224,9694103,923ln

121,0464-

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

4,362436

157,0464ttTTR

12

21 ==−−

=


0,138082,4369,343

36tTttS

11

12 =−

=−−

=


Maka Δt = FT × LMTD = 0,95 × 156,7321 = 148,8955°F

(2) Tc dan tc

264,84622

186,323369,3432

TTT 21c =

+=

+= °F

100,42

4,11882,42

ttt 21c =

+=

+= °F


- Diameter dalam tube 2 in (D2) = 2,067 in = 0,1723 ft

- Diameter luar tube 1,25 in (D1) = 1,66 in = 0,1383 ft

- External surface = 0,435 ft2/ft

- Panjang hairpin = 12 ft

- Rd = 0,001





2

oo2

D

ft6,8837F148,8955

FftjamBtu40


QA =×

⋅⋅

=×

=

Panjang pipa yang dibutuhkan = ftlin 15,8245/435,0

ft 6,88372

2

=ftft

Hairpin = 16594,0122

ftlin 15,82452

≈=×

=× ftL

pipapanjang

b. Koreksi UD


= 1 × 2 × 12 ft × 0,435 ft2/ft

= 10,44 ft2

Fftjam

Btu26,3742F48,89551 ft44,10


QU 22D °⋅⋅=

°×=

⋅=


Fluida dingin: air, anulus


D2 = ID 2 in = 12

067,2 in = 0,1723 ft (Tabel 11,

Kern)

D1 = OD 1,25 in = 1266,1 in = 0,1383 ft (Tabel 11,

Kern) Aa = ¼ π (D2

2 – D12) = ¼ π (0,17232 – 0,13832) = 0,0083 ft2


21

22

DD D− (Pers. (6.3),

Kern)

= 0,1383

1383,01723,0 22 −


aa

W=aG

0083,01140,6942G a = = 137945,7297 lbm/ft2.jam


Pada tc = 100,4°F

μ = 0,75 cP = 1,8143 lbm/ft2⋅jam (Gbr. 14,

Kern)

μ

ae GDe

×=aR

8143,1

7297,1379450761,0R a×

=e = 5789,7211


(7) Pada tc = 100,4°F


Kern)


Kern) 7025,1264,0

8143,199,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ


(8) 14,0

31

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛×⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=we

Ho kc

Dkjh


Kern)

17025,10,07610,26430 ×××=oh = 244,1412

Fluida panas: inner pipe, bahan


D = ID 1,25 in = 1238,1 in = 0,115 ft (Tabel 11,

Kern)

22 115,014,341

41

××== Da p π = 0,0104 ft2


p

p awG =

0,01041915,1703Gp = = 184476,9300 lbm/ft2.jam


Pada Tc = 264,8462°F


1999)

μ

GDRe pp

×= (Pers. (7.3),

Kern)

0,7499

9300,1844760115,0Rep×

= = 28289,0771


(7′) Pada Tc = 264,8462°F

c = 0,0461 Btu/lbm⋅°F (Perry,

1999)

k = 0,06 Btu/jam.ft.oF

(Perry, 1999) 8319,006,0

7499,00461,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

(8’) 14,0

31

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛×⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=w

Hik

cDkjh


Kern)


36,909618319,00,1150,0685 =×××=ih

(9′) 66,138,136,9096hhio ×=×=

ODID

i = 30,6839


FftBtu/jam 27,2581244,141230,6839244,141230,6839

hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

=

(Pers. (6.7), Kern)


0,001226,374227,258126,374227,2581

UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

= (Pers. (6.13),

Kern)


Pressure drop

Fluida dingin: air, anulus

(1) Untuk Rea = 5789,7211

De’ = D2 – D1 = 0,1723 – 0,1383 = 0,0339 ft

Rea’ = 1,81435789,72110339,0' ×

=μ

ae GD = 2578,7328

24,024,0e 2578,7328

264,00035,0'R

264,00035,0f +=+=a

= 0,0132

(2) s = 0,99 (Fig 6,

Kern)

ρ = 0,99 × 62,5 = 61,875 lbm/ft3

'2LGf 4ΔF 2

2a

aeDgρ⋅⋅

= (Pers. (6.14),

Kern)

0339,0875,611018,42

247137945,7290132,0428

2

×××××××

= = 0,2229 ft

(3) Velocity head

ft/s 0,6193875,163600

7137945,7293600

V =×

==ρ

G


Fl = hairpin ×'2

2

gV = 1 ×

2,3226193,0 2

×= 0,0060 ft

ΔPa = 144

875,61)0060,02229,0(144

)( ×+=

Δ+Δ ρla FF = 0,0983 psi


Fluida panas: bahan, inner pipe

(1′) Untuk Res = 28289,0771

24,024,0e 0771,28289

264,00035,0'R

264,00035,0f +=+=p

= 0,0261


s = 0,0517

ρ = 0,0517 × 62,5 = 3,2340 lbm/ft3

Dg 2

2p

p2

LGf 4ΔFρ

⋅⋅= (Pers. (6.14),

Kern)

115,02340,31018,42

240184476,9300261,0428

2

×××××××

= = 84,6526 ft

(3′) ΔPp = 144

2340,384,6526144

×=

×Δ ρpF = 1,9012 psi


C.30 Reflux Drum (D-301)

Fungsi : Menampung distilat dari kondensor (E-302)

Bentuk : Silinder horizontal dengan alas dan tutup

elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-113 Grade C

Jenis sambungan : Double welded butt joints

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 85,735°C

Tekanan = 10 bar = 1000 kPa



Kebutuhan perancangan = 60 menit

Faktor kelonggaran = 20%

Densitas campuran = 614,6801 kg/m3

Tabel LC.13 Densitas Bahan Pada Reflux Drum (D-301)

Komponen % Berat Densitas (kg/m3) Densitas Campuran (kg/m3) C2H4 0,1149% 10,7375 0,01234C2H4O 98,8936% 621,1573 614,2848CO2 0,0037% 16,77496 0,000624O2 0,3321% 11,84774 0,03935N2 0,6154% 10,3431 0,063653H2O 0,0402% 694,619 0,279308 614,6801

Perhitungan:

a. Volume tangki

Volume larutan, Vl = 3kg/m 614,6801

mnt 60jam 1 mnt 60 kg/jam 868,7021 ××

= 1,4133 m3

Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) × 1,4133 m3 = 1,6959 m3

Fraksi volum = 1,4133 / 1,6959 = 0,8333

Untuk fraksi volum 0,8333 maka H/D = 0,7767 (Tabel 10.64,

Perry)

Volume tangki, Vt = ⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛− ααα cossin

30,572LR

Dimana cos α = 1-2H/D

cos α = 1-2(0,7767)

cos α = -0,5533

α = 2,1571o

Asumsi panjang tangki (Lt) = 3 m

Maka, volume tangki:

Vt = ⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛− ααα cossin

30,572LR

1,6959 m3 = ⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ − ooR 1571,2cos1571,2sin30,57

1571,22 2

R (radius) = 1,0648 m


D (diameter) = 2,1297 m

H (tinggi cairan) = 1,6541 m

b. Tebal shell tangki

PHidrostatik = ρ × g × h

= 614,6801 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,6541 m

= 9,964 kPa

P0 = 10 bar = 1000 kPa

P = 9,964 kPa + 1000 kPa = 1009,964 kPa


Pdesign = (1,2) (1009,964) = 1211,957 kPa

Joint efficiency (E) = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress (S) = 87218,6761 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 0,736m019,0kPa) 571,2(1211,9kPa)(0,8) 612(87218,67

m) (2,1297 kPa) (1211,9571,2P2SE

PDt

==−

=

−=


Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,736 in + 1/8 in = 0,861

in


(Brownell,1959)

c. Tutup tangki


Ratio axis = L:D = 1: 4

Lh = ×⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=×⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛

41Hh D

D2,1297 = 0,5324 m

Lt (panjang tangki) = Ls + Lh


Ls (panjang shell) = 3 m – 2(0,5324 m) = 1,9352 m

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell

sehingga tebal tutup 1 in.

C.31 Pompa Refluks (J-302)

Fungsi : Memompa campuran dari Reflux Drum (D-301) ke Kolom

Distilasi (T-301)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

PSuction = 10 bar

PDischarge = 10 bar

T = 85,735oC

F = 868,7021 kg/jam

Tabel LC.14 Densitas Bahan Pada Alur 30

Komponen % massa alur 30 ρ (kg/m3) % massa × ρ C2H4O 99,9594% 621,1573 620,9051

H2O 0,0406% 694,619 0,2820 621,1871


Tabel LC.15 Viskositas Bahan Pada Alur 30

Komponen % massa alur 30 μ (cp) μcampuran (cp) C2H4O 99,9594% 0,4310 0,4308

H2O 0,0406% 0,3300 0,0001 0,4310 Viskositas = 0,4310 cP = 0,0003 lbm/ft s


mv = 3/ 621,1871/ 868,7021

mkgjamkg

= 0,0004 m3/s = 0,0137 ft3/s = 6,1574 gal/menit

Desain pompa:



2004)

= 0,363 (0,0004 m3/s)0,45 (621,1871 kg/m3)0,13

= 0,0244 m = 0,9625 in








3

006,0/ 0,0137

ftsft = 2,2864 ft/s

Bilangan Reynold:

NRe = μ

ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0003

)0874,0)(/ 2864,2)(/38,7797( 3 ftsftftlbm


2004)


2004)


m0266,0

0000463,0 = 0,0017


2004)

Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,2864)01(5,0

2

−

= 0,0406 ft.lbf/lbm



v.2

2

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

2,28642

= 0,1219

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(2))174,32(2

2,28642

= 0,1625

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,006) ( )( )

( ) ( )174,32.2.0874,02,2864.40 2

= 0,8922 ft.lbf/lbm

1 Tee: hf = n.Kf.cg

v.2

2

= 1(1))174,32(2

2864,2 2

= 0,0812 ft.lbf/lbm

2 Sharp edge exit: hex = 2cg

vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 2 ( ) ( )( )174,3212

2,2864012

2−

= 0,1625 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,

1997) dimana : v1 = v2

P1 = 10 bar = 145,0348 psia

P2 = 10 bar = 145,0348 psia

∆P = 0 psia


maka: ( ) 0 4608,138,7797

030174,32174,320 =++++ sW


Effisiensi pompa, η= 80 %

Ws = η × Wp

31,4608 = 0,8 × Wp





/. 39,3260/)./.550(360045359,0

868,7021×

= 0,0380 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/20 hp

C.32 Reboiler (E-303)

Fungsi : Menaikkan temperatur bottom sebelum dialirkan ke kolom

distilasi

(T-301)


Dipakai : 3 × 2 in IPS, panjang hairpin 12 ft

Jumlah : 1 unit

Fluida panas: Laju alir steam masuk = 108,7902 kg/jam = 239,8425 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 260°C = 500°F Temperatur akhir (T2) = 260°C = 500°F Fluida dingin: Laju alir bahan masuk = 21870,9235 kg/jam = 48217,3846 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 45,02°C = 113,036°F Temperatur akhir (t2) = 179,749°C = 355,5482°F Panas yang diserap (Q) = 180771,6024 kJ/jam = 171337,7461 Btu/jam (1) Δt = beda suhu sebenarnya


T1 = 500°F Temperatur yang lebih tinggi

t2 = 355,5482°F Δt1 = 144,452°F


T1 – T2 = 0°F Selisih t2 – t1 = 242,512°F

Δt2 – Δt1 = 242,512°F

246,109

144,452386,964ln

242,5122

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

0242,512

0ttTTR

12

21 ==−−

=


0,627036,113500

242,512tTttS

11

12 =−

=−−

=

Untuk S = 0, maka Δt = LMTD = 246,109°F

(2) Tc dan tc

5002

5005002

TTT 21c =

+=

+= °F

234,29212

548,355036,1132

ttt 21c =

+=

+= °F

Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi: - Diameter dalam tube 3 in (D2) = 3,068 in = 0,2557 ft - Diameter luar tube 2 in (D1) = 2,380 in = 0,1983 ft - External surface = 0,622 ft2/ft - Panjang hairpin = 12 ft - Rd = 0,001


fluida dingin gas, diperoleh UD = 2-50, dan dari tabel 12, hal. 845

diperoleh faktor pengotor (Rd) = 0,001



2

oo2

D

ft 17,4047F246,109

FftjamBtu40

Btu/jam 1171337,746ΔtU

QA =×

⋅⋅

=×

=

Panjang pipa yang dibutuhkan = ftlin 27,9818/622,0ft 17,4047

2

2

=ftft

Hairpin = 21,1659122

ftlin 27,98182

≈=×

=× ftL

pipapanjang

b. Koreksi UD


= 2 × 2 × 12 ft × 0,622 ft2/ft

= 29,856 ft2

Fftjam

Btu23,3182F246,109 ft856,29


QU 22D °⋅⋅=

°×=

⋅=




D2 = ID 3 in = 12

068,3 in = 0,2557 ft (Tabel 11,

Kern)

D1 = OD 2 in = 12

380,2 in = 0,1983 ft (Tabel 11,

Kern)

Aa = ¼ π (D22 – D1

2) = ¼ π (0,25572 – 0,19832) = 0,0204 ft2


21

22

DD D− (Pers. (6.3),

Kern)

= 0,1983

1983,02557,0 22 −


aa

W=aG

0204,0239,8425

= = 11737,9830 lbm/ft2.jam


Pada Tc = 500°F

μ = 0,023 cP = 0,0556 lbm/ft⋅jam (Gbr. 14, Kern)

μ

ae GDe

×=aR

0556,0

9830,117371312,0R a×

=e = 27687,2074

(6) Taksir jH dari Gambar 24, Kern, diperoleh jH = 180

(7) Pada Tc = 500°F


Kern)


0,7925022,0

0556,02,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ


(8) 14,0

31

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛×⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=we

Ho kc

Dkjh


Kern)

1 7925,00,13120,022180 ×××=oh = 24,3028

Fluida dingin: inner pipe, bahan


D = ID 2 in = 12

067,2 in = 0,1723 ft (Tabel 11,

Kern)

22 1723,014,341

41

××== Da p π = 0,0233 ft2


p

p a2wG×

=

0,0104248217,3846Gp×

= = 1035107,6936 lbm/ft2.jam


Pada tc = 234,2921°F

μ = 0,22 cP = 0,5322 lbm/ft2⋅jam (Gbr. 14,

Kern)

μ

GDRe pp

×= (Pers. (7.3),

Kern)

0,5322

6936,10351071723,0Rep×

= = 335018,0951


(7′) Pada tc = 234,2921°F

c = 0,99 Btu/lbm⋅°F (Gbr. 3,

Kern)

k = 0,4 Btu/jam.ft.oF (Tabel 5,

Kern)

1,09624,0

5322,099,0 31

31

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ


(8’) 14,0

31

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛×⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=w

Hik

cDkjh


Kern)

1730,986110962,10,1725

0,4680 =×××=ih

(9′) 380,2067,21730,9861hhio ×=×=

ODID

i = 1503,3396


FftBtu/jam 23,916224,30281503,339624,30281503,3396

hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

=

(Pers. (6.7), Kern)


0,001123,31829162,2323,31829162,23

UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

= (Pers. (6.13),

Kern)


Pressure drop Fluida panas: steam, anulus (1) Untuk Rea = 27687,2074 De’ = D2 – D1 = 0,2556 – 0,1983 = 0,0573 ft

Rea’ = 0,055611737,98300573,0' ×

=μ

ae GD = 12095,3659

24,024,0e 12095,3659

264,00035,0'R

264,00035,0f +=+=a

= 0,0086

(3) V = 0,6554 ft3/lbm (Tabel 7,

Kern)

ρ = 1,5258 lbm/ft3

'2LGf 4ΔF 2

2a

aeDgρ⋅⋅

= (Pers. (6.14),

Kern)

0573,05258,11018,42

4811737,98300086,0428

2

×××××××

= = 2,0370 ft

(3) Velocity head


ft/s 2,13701,52583600

11737,98303600

V =×

==ρ

G

Fl = hairpin ×'2

2

gV = 1 ×

2,3221370,2 2

×= 0,1418 ft

ΔPa = 144

5258,1)1418,00370,2(144

)( ×+=

Δ+Δ ρla FF= 0,0231 psi


Fluida dingin: bahan, inner pipe

(1′) Untuk Res = 335018,0951

24,024,0e 1335018,095

264,00035,0'R

264,00035,0f +=+=p

= 0,0160


s = 0,9856

ρ = 0,9856 × 62,5 = 61,5980 lbm/ft3

Dg 2

2p

p2

LGf 4ΔFρ

⋅⋅= (Pers. (6.14),

Kern)

115,036,02191018,42243124451,2930367,04

28

2

×××××××

= = 3,0049 ft

(3′) ΔPp = 144

5980,610049,3144

×=

×Δ ρpF = 1,2854 psi


C.33 Pompa Reboiler (J-303)

Fungsi : Memompa campuran dari Reboiler (E-303) ke Kolom

Distilasi (T-301)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

PSuction = 10 bar

PDischarge = 10 bar

T = 179,749oC

F = 21870,9235 kg/jam


Tabel LC.16 Densitas Bahan Pada Bottom

Komponen % massa ρ (kg/m3) ρcampuran (kg/m3) C2H4O 0,0133% 680,7336 0,090286H2O 99,9867% 723,8041 723,7081 723,7984ρcampuran = 723,7984 kg/m3

= 45,1855 lbm/ft3

Tabel LC.17 Viskositas Bahan Pada Bottom

% massa μ (cp) μcampuran (cp) C2H4O 0,0133% 0,31 0,00004H2O 99,9867% 0,65 0,64991 0,64995Viskositas = 0,64995 cP = 0,0004 lbm/ft s


mv = 3/ 723,7984/ 21870,9235mkgjamkg

= 0,0084 m3/s = 0,2964 ft3/s = 133,0448 gal/menit

Desain pompa:


2004)

= 0,363 (0,0084 m3/s)0,45 (723,7984 kg/m3)0,13

= 0,0994 m = 3,9138 in








3

0884,0/ 0,2964

ftsft = 3,3531 ft/s


Bilangan Reynold:

NRe = μ

ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0004

)3355,0)(/ 3531,3)(/45,1855( 3 ftsftftlbm


2004)


2004)

Pada NRe = 116382,8291 dan ε/D =m

m1023,0

0000463,0 = 0,0004


2004)

Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(2 3,3531)01(5,0

2

−

= 0,0874 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

3,3531 2

= 0,2621

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(2))174,32(2

3,3531 2

= 0,3495

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,004) ( )( )

( ) ( )174,32.2.0874,0 3,3531.40 2

= 0,3333 ft.lbf/lbm

1 Tee: hf = n.Kf.cg

v.2

2

= 1(1))174,32(2

3,3531 2

= 0,1747 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

3,3531012

2−

= 0,1747 ft.lbf/lbm




( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,

1997) dimana: v1 = v2

P1 = 10 bar = 145,0348 psia

P2 = 10 bar = 145,0348 psia

∆P = 0 psia


maka: ( ) 0 3817,145,1855

040174,32174,320 =++++ sW



Ws = η × Wp

31,3817 = 0,8 × Wp




/. 39,2271/)./.550(360045359,0

21870,9235×

= 0,9553 hp


C.34 Tangki Produk (TT-301)

Fungsi : Menyimpan etilen oksida untuk kebutuhan 20 hari Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-212 Grade B Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal Jenis sambungan : Single welded butt joints Jumlah : 1 unit Kondisi operasi Tekanan = 10 bar

Temperatur = 85,735°C Laju alir massa = 454,7303 kg/jam


ρetilen = 621,1872 kg/m3 Kebutuhan perancangan = 1 hari Faktor kelonggaran = 20%


Perhitungan: a. Volume tangki

Volume etilen oksida,Vl = 3/1872,621/2420/454,7303

mkgharijamharijamkg ××

= 351,3764 m3

Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) × 351,3764 m3 = 421,6517 m3 b. Diameter dan tinggi shell

Direncanakan:

• Tinggi shell : diameter (Hs : D = 5 : 4)

• Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 2) - Volume shell tangki (Vs)

Vs = π41 Di

2 H

Vs = 3

165 Dπ

- Volume tutup tangki (Vh)

Vh = 3

24Dπ

(Brownell,1959) - Volume tangki (V)

V = Vs + 2Vh

421,6517 m3 = 3

4819 Dπ

Di = 6,97 m Hs = 8,72 m

c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 6,97 m

Hh = ×⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=×⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛

21Hh D

D 6,97 = 3,49 m

Ht (Tinggi tangki) = Hs + 2Hh = 15,69 m

d. Tebal shell tangki

Tinggi cairan dalam tangki = 3

3

6517,421 51,37643mm × 8,72 m = 7,26 m


P = ρ × g × h = 621,1872 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 7,26 m


= 44226,4 Pa = 44,2264 kPa Po = Tekanan operasi = 10 bar = 1000 kPa Ptotal = 1000 kPa + 44,2264 kPa = 1044,2264 kPa Faktor kelonggaran = 20% Pdesign = 1,2 × 1044,2264 = 1253,0716 kPa

Joint efficiency (E) = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress (S) = 120658,248 kPa

(Brownell,1959) Tebal shell tangki:

in 7962,1m 0,0456kPa) 7161,2(1253,0kPa)(0,8) 482(120658,2

m) (6,97 kPa) (1253,07161,2P2SE

PDt

==−

=

−=




(Brownell,1959)

e. Tebal tutup tangki

in 7846,1m 0,0453kPa) 2640,2(1044,2kPa)(0,8) 482(120658,2

m) (6,97 kPa) (1044,22640,2P2SE

PDt

==−

=

−=


Maka tebal tutup yang dibutuhkan = 1,7846 in + 1/8 in = 1,9096 in

Tebal tutup standar yang digunakan = 2 in

(Brownell,1959)


LAMPIRAN D

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS

D.1 Screening (SC)

Fungsi : Menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis : Bar screen

Bahan konstruksi : Stainless steel

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 28oC

- Densitas air (ρ) = 996,24 kg/m3 (Geankoplis,

1997)

Laju alir massa (F) = 32611,8020 kg/jam

Laju alir volume (Q) = 3m/kg24,996s3600/jam1kg/jam 32611,8020 × = 0,0091 m3/s

Ukuran bar:

- Lebar bar = 5 mm

- Tebal bar = 20 mm

- Bar clear spacing = 20 mm - Slope = 300

Direncanakan ukuran screening:

Panjang screen = 2 m

Lebar screen = 2 m

Misalkan, jumlah bar = x

Maka, 20x + 20 (x + 1) = 2000

40x = 1980

x = 49,5 ≈ 50 buah

Luas bukaan (A2) = 20(50 + 1) (2000) = 2.040.000 mm2 = 2,04 m2

Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan Cd = 0,6

dan 30% screen tersumbat.


Head loss (Δh) = 22

2

22

2d

2

(2,04) (0,6) (9,8) 2(0,0091)

A C g 2Q

=

= 6.10-6 m dari air

= 0,0006 mm dari air

20 mm

20 mm

2 m

2 m

Gambar D.1 Sketsa Sebagian Bar Screen (tampak atas)

D.2 Pompa Screening (PU-01)

Fungsi : Memompa air dari sungai ke bak pengendapan (BS)


Bahan konstruksi : Commercial steel

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 280C

- Densitas air (ρ) = 996,24 kg/m3 = 62,1396 lbm/ft3 (Geankoplis,

1997)

- Viskositas air (μ) = 0,8360 cP = 2,02237 lbm/ft⋅jam (Geankoplis,

1997)

Laju alir massa (F) = 32611,8020 kg/jam = 19,9714 lbm/detik

Debit air/laju alir volumetrik, 3m

m

/ftlb62,1396/detiklb 19,9714

ρFQ ==

= 0,3211 ft3/s = 0,0091 m3/s

Desain pompa


Di,opt = 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13 (Timmerhaus,

2004)

= 0,363 × (0,0091 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13

= 0,1074 m = 4,2294 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :

- Ukuran nominal : 5 in

- Schedule number : 40

- Diameter Dalam (ID) : 5,0470 in = 0,4206 ft

- Diameter Luar (OD) : 5,5630 in = 0,4636 ft

- Luas penampang dalam (At) : 0,1390 ft2

Kecepatan linier: v = AQ = 2

3

1390,0/3211,0

ftsft = 2,3102 ft/s

Bilangan Reynold : NRe = μ

ρ Dv××

=lbm/ft.s 0,0006

)ft4206,0)(s/ft 3102,2)(ft/lbm1936,62( 3

= 107564,8887

Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen.

Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel, diperoleh: ε = 0,000046

- Untuk NRe = 107564,8887 dan Dε = 0,0004, diperoleh f = 0,005

Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,3102)01(5,0

2

−

= 0,0415 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

2,31022

= 0,0622

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

2,31022

= 0,1659

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,005) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,02,3102.70 2


= 0,2761 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

2,3102012

2−

= 0,0829 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 50 ft

maka : ( ) 0/.6286,00 50./.174,32

/174,320 2

2

=++++ sWlbmlbfftftslbflbmft

sft

Ws = –50,6286 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 %, maka:

Ws = - η × Wp

–50,6286 = –0,8 × Wp


Daya pompa : P = m × Wp

= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 63,2857/360045359,0

32611,8020× ×

slbffthp

/.5501

= 2,2980 hp


D.3 Bak Sedimentasi (BS)

Fungsi : Untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air

Jumlah : 2

Jenis : Grift Chamber Sedimentation

Aliran : Horizontal sepanjang bak sedimentasi

Bahan kontruksi : Beton kedap air


Kondisi operasi:

Temperatur = 280C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air = 32611,8020 kg/jam = 19,9714 lbm/detik

Densitas air = 996,24 kg/m3 (Geankoplis, 1997)

Laju air volumetrik = 3kg/m 996,24s jam/3600 1 kg/jam 32611,8020 ×

= 0,0091 m3/s = 19,2283 ft3/min

Desain bak sedimentasi

Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif. (Kawamura, 1991)

Perhitungan ukuran tiap bak:

Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir adalah:

0υ = 1,57 ft/min = 8 mm/s (Kawamura,

1991)

Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi:

Kedalaman tangki = 12 ft

Lebar tangki = 2 ft

Kecepatan aliran = ft/min8012,0ft2 ft 12/minft 19,2283

AQv

3

t

=×

==

Desain panjang ideal bak : L = K ⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

0υh v (Kawamura,

1991)

dengan : K = faktor keamanan = 1,5

h = kedalaman air efektif (10-16 ft); diambil 10 ft.

Maka : p = 1,5 × (12/1,57) × 0,8012 = 9,1855 ft

Diambil panjang bak = 10 ft = 3,0480 m

Uji desain


Waktu retensi (t) : volumetriklaju

tlp ××==

QVat

min/ft 19,2283

ft 12 2 10 3

3××= = 12,4816

menit

Desain diterima, dimana t diizinkan 6-15 menit. (Kawamura, 1991)

Surface loading: airmasukanpermukaanluas

volumetriklaju=

AQ

233

gpm/ft 1924,7ft10ft 2

)gal/ft (7,481/min ft 19,2283=

×=

Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4-10 gpm/ft2

Headloss (Δh); bak menggunakan gate valve, full open (16 in):

g

vKh2

2

=Δ

ft 10)m/s (9,8 2

ft)] m/3,2808 (1s) min/60 1 (ft/min [0,8012 12,0 52

2−=

×××

×=

D.4 Pompa Sedimentasi (PU-02) Fungsi : Memompa air dari bak pengendapan (BS) ke clarifier (CL) Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial steel

Jumlah : 1 unit Kondisi operasi: - Temperatur = 280C

- Densitas air (ρ) = 996,24 kg/m3 = 62,1396 lbm/ft3 (Geankoplis, 1997)

- Viskositas air (μ) = 0,8360 cP = 2,02237 lbm/ft⋅jam (Geankoplis, 1997)




m

/ftlb62,1396/detiklb 19,9714

ρFQ ==

= 0,3211 ft3/s = 0,0091 m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13 (Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0091 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13 = 0,1074 m = 4,2294 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel:

- Ukuran nominal : 5 in - Schedule number : 40 - Diameter Dalam (ID) : 5,0470 in = 0,4206 ft - Diameter Luar (OD) : 5,5630 in = 0,4636 ft - Luas penampang dalam (At) : 0,1390 ft2


3

1390,0/3211,0

ftsft = 2,3102 ft/s


ρ Dv××

=lbm/ft.s 0,0006

)ft4206,0)(s/ft 3102,2)(ft/lbm1936,62( 3

= 107564,8887





Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,3102)01(5,0

2

−


= 0,0415 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

2,31022

= 0,1866

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

2,31022

= 0,1659

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,005) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,02,3102.30 2

= 0,1183 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

2,3102012

2−

= 0,0829 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 30 ft

maka : ( ) 0/.5952,00 30./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η × Wp –30,5952 = –0,8 × Wp Wp = 38,2440 ft.lbf/lbm


= ( )( ) lbmlbfftslbm /.2440,38 /360045359,0

32611,8020× ×

slbffthp

/.5501

= 1,3887 hp



D.5 Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01)

Fungsi : Membuat larutan alum [Al2(SO4)3] Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C Jumlah : 1 unit Kondisi operasi: Temperatur = 280C Tekanan = 1 atm Al2(SO4)3 yang digunakan = 50 ppm

Al2(SO4)3 yang digunakan berupa larutan 30% (% berat) Laju massa Al2(SO4)3 = 1,6306 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30% = 1363 kg/m3 = 85,0898 lbm/ft3 (Perry, 1997) Kebutuhan perancangan = 30 hari

Faktor keamanan = 20% Desain Tangki

a. Ukuran Tangki

Volume larutan, 3l kg/m13630,3hari 30jam/hari24kg/jam 1,6306V

×××

= = 2,8712 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 × 2,8712 m3 = 3,4454 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

33

23

2

πD83m 3,4454

D23πD

41m 3,4454

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka: D = 1,4303 m; H = 2,1454 m

Tinggi cairan dalam tangki = 1454,24454,38712,2

× = 1,7879 m

b. Tebal Dinding Tangki

Tekanan hidrostatik: P = ρ× g × h

= 1363 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,7879 m


= 23,8813 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa

PT = 11,7840 kPa + 101,325 kPa = 125,2063 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) × (125,2063 kPa ) = 131,4664 kPa


(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 0531,0m 0013,0kPa) (125,20631,2(0,8)kPa) (87218,7142

m) (1,4303 kPa) (125,20631,2P2SE

PDt

==×−××

×=

−=



Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell,1959)

c. Daya pengaduk

Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle : 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:

Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 1,4303 m = 0,5229 m = 0,4768 ft

E/Da = 1 ; E = 0,4768 m

L/Da = 1/4 ; L = 1/4 × 0,4768 m = 0,1192 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 0,4768 m = 0,0954 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 1,4303 m = 0,1192 m

dengan:

Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin


W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det

Viskositas Al2(SO4)3 30% = 6,72⋅10-4 lbm/ft⋅detik (Othmer, 1968) Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2

aRe = (Geankoplis, 1997)

( )( )( ) 6309798,087106,72

1,5642185,0898N 4

2

Re =⋅

= −

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan

rumus:

c

5a

3T

gρ.D.nK

P =

(McCabe,1999) KT = 6,3

(McCabe,1999)

hp2836,0

lbf/detft 550hp 1

.detlbm.ft/lbf 32,174)lbm/ft (85,0898ft) ,56421(put/det) (1 6,3P 2

353

=

×××

=

Efisiensi motor penggerak = 80 %

Daya motor penggerak = 8,0

2836,0 = 0,3546 hp


D.6 Pompa Alum (PU-03)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Pelarutan Alum (TP-01) ke Clarifier (CL) Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi: - Temperatur = 28°C

- Densitas alum (ρ) = 1363 kg/m3 (Perry, 1999)

- Viskositas alum (μ) = 1 cP = 10-3 Pa.s (Othmer, 1967) Laju alir massa (F) = 1,6306 kg/jam

Debit air/laju alir volumetrik, smkg

jamkg3600/1363

/6306,1ρFQ 3 ×==

= 3,3231.10-7 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (3,3231.10-7 m3/s)0,45 × (1363 kg/m3)0,13

= 0,0011 m = 0,0444 in


- Ukuran nominal : 1/8 in


- Diameter Dalam (ID) : 0,269 in = 0,0224 ft = 0,0068 m




3-7

10.7161,3/sm 3,3231.10

m− = 0,0089 m/s = 0,0293 ft/s

Bilangan Reynold: NRe = μ

ρ Dv××

=Pa.s10

)m0068,0)(s/m 0089,0)(/1363(3-

3mkg


= 83,2757

Aliran adalah laminar, maka:

f = 16/NRe = 16/83,2757 = 0,1921

Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(20,0293)01(5,0

2

−

= 0,000007 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

0,02932

= 0,000020

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

0,02932

= 0,000027

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,1921) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,00,0293.30 2

= 0,013758 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

0,0293012

2−

= 0,000013 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2615,0030 lbf/ft²

P2 = 2727,9837 lbf/ft²

ρPΔ = 1,3278 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft


maka:

( ) 0/.0,013825/. 1,3278 20./.174,32

/174,320 2

2

=++++ sWlbmlbfftlbmlbfftftslbflbmft

sft





= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 6770,26/360045359,0

32611,8020× ×

slbffthp

/.5501

= 4,8434 × 10-5 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp.

D.7 Tangki Pelarutan Soda Abu (Na2CO3) (TP-02)

Fungsi : Membuat larutan soda abu (Na2CO3)

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar


Jumlah : 1 unit

Data: Temperatur = 28°C Tekanan = 1 atm Na2CO3 yang digunakan = 27 ppm

Na2CO3 yang digunakan berupa larutan 30 % (% berat) Laju massa Na2CO3 = 0,8805 kg/jam

Densitas Na2CO3 30 % = 1327 kg/m3 = 82,8423 lbm/ft3 (Perry, 1999) Kebutuhan perancangan = 30 hari

Faktor keamanan = 20% Desain Tangki

a. Ukuran tangki


Volume larutan, 3l kg/m13270,3hari30jam/hari24kg/jam0,8805V

×××

=

= 1,5925 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 × 1,5925 m3

= 1,9110 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3

33

23

2

πD83m 1,9110

D23πD

41m 1,9110

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka: D = 1,1752 m

H = 1,7628 m

b. Tebal dinding tangki

Tinggi cairan dalam tangki = silindervolume

silindertinggicairanvolume ×

= )9110,1(

)7628,1)(5925,1( = 1,4690 m = 4,8194 ft

Tekanan hidrostatik, Phid = ρ× g × h

= 1327 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,4690 m

= 19,1032 kPa

Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa

Poperasi = 19,1032 kPa + 101,325 kPa = 120,4282 kPa


Maka, Pdesain = (1,05) (120,4282 kPa) = 126,4496 kPa


(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:


in 0,0420m 0,0011kPa) 961,2(126,44kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (1,1752 kPa) (126,44961,2P2SE

PDt

==−

=

−=



Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell,1959)

c. Daya pengaduk

Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 buah Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 1,1752 m = 0,3917 m E/Da = 1 ; E = 0,3917 m L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,3917 m = 0,0979 m W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 0,3917 m = 0,0783 m J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 0,3917 m = 0,0979 m dengan: Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det

Viskositas Na2CO3 30 % = 3,69⋅10-4 lbm/ft⋅detik (Othmer, 1967) Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2


( )( )( ) 3370802,370103,69

3,28083917,0182,8423N 4

2

Re =⋅

×= −

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan

rumus:


c

5a

3T

gρ.D.nK

P = (McCabe,1999)

KT= 6,3

(McCabe,1999)

hp1034,0ft.lbf/det 5501hp

.detlbm.ft/lbf 32,174)lbm/ft (82,8423ft) 3,2808.(0,3917put/det) 6,3.(1P 2

353

=

××

=

Efisiensi motor penggerak = 80%


1034,0 = 0,1292 hp

Maka daya motor yang dipilih ¼ hp.

D.8 Pompa Soda Abu (PU-04)

Fungsi : Memompa larutan soda abu dari tangki pelarutan soda abu (TP-02) ke Clarifier (CL) Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi: - Temperatur = 28°C

- Densitas soda abu (ρ) = 1327 kg/m3 (Perry, 1999)

- Viskositas soda abu (μ) = 0,5491 cP = 0,5491⋅10-3 Pa.s (Othmer, 1967)


Laju alir volume, sg

jamkg3600/mk3271

/8805,0ρFQ 3 ×== = 1,8432.10-7 m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (1,8432.10-7)0,45× (1327)0,2

= 0,00013 m = 0,005 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :

- Ukuran pipa nominal = 1/8 in


- Schedule number = 40 - Diameter dalam (ID) = 0,269 in = 0,0224 ft = 0,0068 m - Diameter luar (OD) = 0,405 in = 0,0338 ft - Luas penampang dalam (At) = 0,0004 ft2

Kecepatan linier: m/s 005,0m10.7161,3

/sm 1,8432.10AQv 25

3-7

t

=== − = 0,0163 ft/s

Bilangan Reynold: ( )( )( )3-Re 10.0,5491

0,0068005,01327μ

DvρN == = 81,8945


f = 16/NRe = 16/81,8945 = 0,1954 Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(20163,0)01(5,0

2

−

= 0,0000021 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

0163,0 2

= 0,0000062

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

0163,0 2

= 0,0000082

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,1954) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,00163,0.30 2

= 0,0043039 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

0163,0012

2−

= 0,0000041 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana: v1 = v2


P1 = 2615,0030 lbf/ft2

P2 = 2727,9837 lbf/ft2


ΔZ = 20 ft

maka:

( ) 0/.0,0043245/.3278,1 20./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η × Wp

–22,5727 = –0,8 × Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 28,2159/360045359,0 0,8805

× ×slbfft

hp/.550

1

= 2,7663 × 10-5 hp


D.9 Clarifier (CL)

Fungsi : Memisahkan endapan (flok-flok) yang terbentuk karena

penambahan alum dan soda abu

Tipe : External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk : Circular desain

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283, Grade C

Jumlah : 1 unit Kondisi operasi:

Temperatur = 280C

Tekanan = 1 atm Laju massa air (F1) = 32611,8020 kg/jam


Laju massa Al2(SO4)3 (F2) = 1,6306 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3) = 0,8805 kg/jam

Laju massa total, m = 32614,3131 kg/jam = 9,0595 kg/s

Densitas Al2(SO4)3 = 2,71 gr/ml (Perry, 1997)

Densitas Na2CO3 = 2,533 gr/ml (Perry, 1997)

Densitas air = 0,99624 gr/ml (Perry, 1997)

Reaksi koagulasi:

Al2(SO4)3 + 3 Na2CO3 + 3 H2O → 2 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 3CO2

Dari Metcalf & Eddy (1984) diperoleh bahwa untuk clarifier tipe upflow (radial):

- Kedalaman air = 3-5 m

- Settling time = 1-3 jam

Dipilih : Kedalaman air (H) = 3 m

Settling time = 1 jam

Diameter dan Tinggi Clarifier

Densitas larutan,

( )

25338805,0

27106306,1

24,996 32611,8020

32614,3131

++=ρ = 996,2878 kg/m3

Volume cairan, V = 332,73582878,996

1/ 32614,3131 mjamjamkg=

×

V = ¼πD2H

D = mHV 3,7283

314,37358,324)4(

2/12/1 =⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛×

×=

π

Maka, diameter clarifier = 3,7283 m

Tinggi clarifier = 1,5 × D = 5,5925 m

Tebal Dinding Tangki


Phid = ρ× g × h

= 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 3 m

= 29,2909 kPa



P = 29,2909 kPa + 101,325 kPa = 130,6159 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) × (130,6159) kPa = 137,1467 kPa


(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 0,1444m 0,0037kPa) (130,61591,2(0,8)kPa) 0(87218,7142

m) (3,7283 kPa) (130,61591,2P2SE

PDt

==×−××

×=

−=



Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in (Brownell,1959)

Daya Clarifier

P = 0,006 D2 (Ulrich,

1984)

dimana: P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006 × (3,7283)2 = 0,0834 kW = 0,1119 hp

D.10 Pompa Bak Sedimentasi (PU-05)

Fungsi : Memompa air dari Bak Sedimentasi (BS-02) ke Sand

Filter

(SF)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:


- Temperatur = 28°C





m

/ftlb62,1923/detiklb 19,9714

ρFQ ==

= 0,3211 ft3/s = 0,0091 m3/s

Desain pompa:


2004)

= 0,363 × (0,3211 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13

= 0,1074 m = 4,2294 in








3

1390,0/3211,0

ftsft = 2,3102 ft/s


ρ Dv××

=lbm/ft.s 0,0006

)ft4206,0)(s/ft 3102,2)(ft/lbm1936,62( 3

= 107564,8887





Friction loss:



12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,3102)01(5,0

2

−

= 0,0415 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 3(0,75))174,32(2

2,31022

= 0,1244

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

2,31022

= 0,1659

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,005) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,02,3102.50 2

= 0,1972 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

2,3102012

2−

= 0,0829 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2727,9837 lbf/ft2

P2 = 3748,3864 lbf/ft2


ΔZ = 50 ft

maka:

( ) 0/.6119,0/.16,4069 50./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η × Wp

–67,0188 = –0,8 × Wp




= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 83,7735/360045359,0

32611,8020× ×

slbffthp

/.5501

= 3,0420 hp


D.11 Sand Filter (SF)

Fungsi : Menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air yang keluar dari Clarifier (CL) Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C Jumlah : 1 unit Kondisi operasi: Temperatur = 280C Tekanan = 1 atm Laju massa air = 32611,8020 kg/jam Densitas air = 996,24 kg/m3 = 62,1935 lbm/ft3 (Geankoplis, 1997)

Faktor keamanan = 20% Sand filter dirancang untuk penampungan 1/4 jam operasi.

Sand filter dirancang untuk volume bahan penyaring 1/3 volume tangki.

Desain Sand Filter

a. Volume tangki

Volume air: 3a kg/m996,24jam0,25 kg/jam32611,8020V ×

= = 8,1837 m3

Volume air dan bahan penyaring: Vt = (1 + 1/3) × 8,1837 = 10,9116 m3

Volume tangki = 1,2 × 10,9116 m3 = 13,0940 m3

b. Diameter tangki

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi, D : H = 3 : 4


33

23

2

πD31m13,0940

D34πD

41m 13,0940

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka: D = 2,3214 m

H = 6,9643 m

c. Diameter dan tinggi tutup


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = ×41 2,3214 = 0,5804 m

Tinggi tangki total = 6,9643 + 2(0,5804) = 8,1250 m

d. Tebal shell dan tutup tangki

Tinggi penyaring = ×41 6,9643 = 1,7411 m

Tinggi cairan dalam tangki = m 6,9643 m 13,0940m 8,1837

3

3

× = 4,3527 m

Phidro = ρ × g × h

= 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 4,3527 m

= 42,4957 kPa

Ppenyaring = ρ × g × l

= 2089,5 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,7411 m

= 35,6520 kPa


PT = 42,4957 kPa + 35,6520 kPa + 101,325 kPa = 179,4727 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) × (179,4727 kPa) = 188,4464 kPa


(Brownell,1959)


(Brownell,1959)


Tebal shell tangki:

in 0,1236m 0,0031kPa) (188,44641,2(0,8)kPa) (87218,7142

m) (2,3214 kPa) (188,44641,2P2SE

PDt

==×−××

×=

−=



Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan

ditetapkan tebal tutup ¼ in.

D.12 Pompa Filtrasi (PU-06)

Fungsi : Memompa air dari Sand Filter (SF) ke Tangki Utilitas 1 (TU-

01)


Bahan konstruksi: Commercial steel

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:






m

/ftlb62,1936/detiklb19,9714

ρFQ ==

= 0,3211 ft3/s = 0,0091 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (0,0091 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13

= 0,1074 m = 4,2294 in









3

1390,0/3211,0

ftsft = 2,3102 ft/s


ρ Dv××

=lbm/ft.s 0,0006

)ft4206,0)(s/ft 3102,2)(ft/lbm1936,62( 3

= 107564,8887





Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,3102)01(5,0

2

−

= 0,0415 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 3(0,75))174,32(2

2,31022

= 0,1866

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

2,31022

= 0,1659

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,005) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,02,3102.30 2

= 0,1183 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

2,3102012

2−


= 0,0829 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 3748,3864 lbf/ft2

P2 = 3299,6240 lbf/ft2

ρPΔ = -7,2156 ft.lbf/lbm

ΔZ = 30 ft

maka:

( ) 0/.5456,0/.2156,7 30./.174,32

/174,320 2

2

=++−+ sWlbmlbfftlbmlbfftftslbflbmft

sft





= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 29,2246/360045359,0

32611,8020× ×

slbffthp

/.5501

= 1,0612 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1¼ hp.


D.13 Tangki Utilitas 1 (TU-01)

Fungsi : Menampung air sementara dari Sand Filter (SF)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 280C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air = 32611,8020 kg/jam


Kebutuhan perancangan = 6 jam

Faktor keamanan = 20%

Desain Tangki

a. Volume tangki

Volume air, 3a kg/m995,68jam6kg/jam 32611,8020V ×

= = 196,4093 m3


b. Diameter tangki

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 2 : 3

33

23

2

πD83m 235,6912

23

41235,6912

41

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

DDm

HDV

π

π

Maka, D = 5,8496 m

H = 8,7744 m

c. Tebal tangki

Tinggi air dalam tangki = m 8,7744 m 235,6912m 196,4093

3

3

× = 7,3120 m


Tekanan hidrostatik: P = ρ × g × h

= 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 7,3120 m

= 71,3884 kPa


P = 71,3884 kPa + 101,325 kPa = 172,7134 kPa




(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 0,2997m 0,0076kPa) (181,34901,2(0,8)kPa) 4(87.218,712

m) (5,8496 kPa) (181,34901,2P2SE

PDt

==×−××

×=

−=




(Brownell,1959)

D.14 Pompa ke Cation Exchanger (PU-07)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Cation

Exchanger (CE)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:







m

/ftlb62,1936/detiklb 1,0593

ρFQ ==

= 0,0170 ft3/s = 0,0005 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (0,0005 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13

= 0,0287 m = 1,1281 in


- Ukuran nominal : 1¼ in






3

0104,0/0170,0

ftsft = 1,6377 ft/s


ρ Dv××

=lbm/ft.s 0,0006

)ft1150,0)(s/ft 6377,1)(ft/lbm1936,62( 3

= 20849,9509 Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004): - Untuk pipa commercial steel, diperoleh: ε = 0,000046


Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(21,6377)01(5,0

2

−


= 0,0208 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 3(0,75))174,32(2

1,63772

= 0,0938

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

1,63772

= 0,0834

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,007) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,01,6377.20 2

= 0,2030 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

1,6377012

2−

= 0,0417 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 3299,6240 lbf/ft2

P2 = 2271,6084 lbf/ft2


ΔZ = 20 ft

maka:

( ) 0/.5456,0/.5293,16 20./.174,32

/174,320 2

2


sft


Untuk efisiensi pompa 80%, maka:

Ws = - η × Wp

–3,9133 = –0,8 × Wp




= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 8917,4/360045359,0

1729,7449× ×

slbffthp

/.5501

= 0,0094 hp


D.15 Pompa ke Menara Pendingin Air (PU-08)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke unit proses



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:






m

/ftlb62,1936/detiklb 5,5490

ρFQ ==

= 0,0892 ft3/s = 0,0025 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (0,0025 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13

= 0,0604 m = 2,3768 in


- Ukuran nominal : 2½ in






3

0332,0/0892,0

ftsft = 2,6858 ft/s



ρ Dv××

=lbm/ft.s 0,0006

)ft2058,0)(s/ft 6858,2)(ft/lbm1936,62( 3

= 61175,4638

Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004): - Untuk pipa commercial steel, diperoleh: ε = 0,000046


Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,6858)01(5,0

2

−

= 0,0560 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

2,68582

= 0,1681

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

2,68582

= 0,2242

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,007) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,02,6858.50 2

= 0,4577 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

2,6858012

2−

= 0,1121 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 3299,6240 lbf/ft2


P2 = 2116,2281 lbf/ft2


ΔZ = 40 ft

maka:

( ) 0/.0181,1/.0276,19 40./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η × Wp

–21,9905 = –0,8 × Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 27,4882/360045359,0

9061,0511× ×

slbffthp

/.5501

= 0,2773 hp


D.16 Pompa ke Tangki Utilitas 2 (PU-09)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Tangki

Utilitas 2 (PU-09)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:




Laju alir massa (F) = 816 kg/jam = 0,4997 lbm/detik


m

/ftlb62,1936/detiklb4997,0

ρFQ ==


= 0,008 ft3/s = 0,0002 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (0,0002 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13

= 0,0204 m = 0,8045 in








3

006,0/008,0

ftsft = 1,3391 ft/s


ρ Dv××

=lbm/ft.s 0,0006

)ft0874,0)(s/ft 3391,1)(ft/lbm1396,62( 3

= 12959,6009





Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(21,3391)01(5,0

2

−

= 0,0139 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 3(0,75))174,32(2

1,33912

= 0,0209

ft.lbf/lbm



v.2

2

= 1(2))174,32(2

1,33912

= 0,0557

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,0072) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,01,3391.20 2

= 0,1836 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

1,3391012

2−

= 0,0279 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 3299,6240 lbf/ft2

P2 = 2808,4816 lbf/ft2


ΔZ = 20 ft

maka:

( ) 0/.0,3021/.7,8970- 20./.174,32

/174,320 2

2

=+++ sWlbmlbfftlbmlbfftftslbflbmft

sft



Ws = - η × Wp

–12,4969 = –0,8 × Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 15,6211/360045359,0

816× ×

slbffthp

/.5501

= 0,0142 hp



D.17 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-03)

Fungsi : Membuat larutan asam sulfat



Jumlah : 1 unit

Kondisi pelarutan:

Temperatur = 28°C

Tekanan = 1 atm

H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 5% (% berat)

Laju massa H2SO4 = 0,5841 kg/hari

Densitas H2SO4 = 1061,7 kg/m3 = 66,2801 lbm/ft3 (Perry, 1999)

Kebutuhan perancangan = 30 hari


Desain Tangki

a. Diameter tangki

Volume larutan, 3l kg/m1061,70,05hari30kg/hari0,5841V

××

= = 7,9220 m3


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 :

3.

33

23

2

πD83m9,5064

D23πD

41m9,5064

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka: D = 2,0061 m

H = 3,0091 m

b. Tebal Dinding Tangki


Tinggi larutan H2SO4 dalam tangki = m0091,3m 9,5064m9220,7

3

3

× = 2,5076 m

Tekanan hidrostatik: Phid = ρ× g × h

= 1061,7 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 2,5076 m

= 26,0910 kPa



Faktor kelonggaran = 5 %.

Maka, Pdesign = (1,05) (127,4160 kPa) = 133,7868 kPa

Joint efficiency = 0,8 (Brownell,

1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87218,7140 kPa (Brownell,

1959)

Tebal shell tangki:

in0758,0m 0,0019kPa) 681,2(133,78kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (2,0061 kPa) (133,78681,2P2SE

PDt

==−

=

−=



Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell, 1959)

c. Daya Pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 2,0061 m = 0,6687 m

E/Da = 1 ; E = 0,6687 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,6687 m = 0,1672 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 0,6687 m = 0,1337 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 2,0061 m = 0,1672 m

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det


Viskositas H2SO4 5% = 0,012 lbm/ft⋅detik (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold:

( )μDNρ

N2


( )( )0,012

)2808,3 ,66870(166,2801N2

Re×

= = 26584,1713

Untuk NRe > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan

menggunakan rumus:

c

5a

3T

gρ.D.nK

P = (McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)



353

=

××

=



1,1992 = 1,4991 hp

Maka daya motor yang dipilih 1½ hp.

D.18 Pompa H2SO4 (PU-10)

Fungsi : Memompa larutan asam sulfat dari Tangki Pelarutan Asam

Sulfat (TP-03) ke Cation Exchanger (CE)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:


- Densitas H2SO4 (ρ) = 1061,7 kg/m3 (Perry, 1999)

- Viskositas H2SO4 (μ) = 17,86 cp = 1,786.10-2 Pa.s (Othmer, 1967)



Debit air/laju alir volumetrik, 3/mk7,1061/jamk5841,0

ρFQ

gg

== = 1,5282.10-7 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (1,5282 × 10-7 m3/s)0,45 × (1061,7 kg/m3)0,13

= 0,0008 m = 0,0303 in


- Ukuran nominal : 1/8 in - Schedule number : 40 - Diameter Dalam (ID) : 0,269 in = 0,0224 ft - Diameter Luar (OD) : 0,405 in = 0,0338 ft - Luas penampang dalam (At) : 0,0004 ft2

Kecepatan linier: v = AQ = 25-

3-7

3,7161.10/sm 10 . 1,5282

m = 0,0041 m/s


ρ Dv××

=Pa.s 1,786.10

)m0068,0)(s/m 0041,0)(m/k7,1061(2-

3g

= 1,6702


f = 16/NRe = 16/1,6702 = 9,5797

Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(20,0135)01(5,0

2

−

= 0,000001 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 3(0,75))174,32(2

0,01352

= 0,000006

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

0,01352

= 0,000006

ft.lbf/lbm



vL.2.. 2Δ = 4(9,5797) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,00,0135.30 2

= 0,145063 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

0,0135012

2−

= 0,000003 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana: v1 = v2

P1 = 2661,1519 lbf/ft2

P2 = 2271,6084 lbf/ft2


ΔZ = 20 ft

maka:

( ) 0/.0,145080/.5,8772 20./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η × Wp

–26,0223 = –0,8 × Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 32,5279/360045359,0 0,5841

× ×slbfft

hp/.550

1

= 2,1155 × 10-5 hp



D.19 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)

Fungsi : Mengikat kation yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal


Jumlah : 1 unit Kondisi operasi: Temperatur = 28oC Tekanan = 1 atm Laju massa air = 1729,7449 kg/jam Densitas air = 996,24 kg/m3 (Geankoplis, 1997) Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor keamanan = 20% Ukuran Cation Exchanger

Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar kation = 2 ft = 0,6096 m


Tinggi resin dalam cation exchanger = 2,5 ft

Tinggi silinder = (1 + 0,2) × 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m


Rasio axis = 2 : 1

Tinggi tutup = m0,15242

0,609621

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi cation exchanger = 2 × 0,9144 m + 0,1524 m = 1,9812 m



= 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,7620 m


= 7,4396 kPa


PT = 7,4396 kPa + 101,325 kPa = 108,7646 kPa




1959)


1959)

Tebal shell tangki:

in 0,0197m 0,0005kPa) 281,2(114,20kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (0,6069 kPa) (114,20281,2P2SE

PDt

==−

=

−=




Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal

tutup ¼ in.


D.20 Pompa Cation Exchanger (PU-11)

Fungsi : memompa air dari Cation Exchanger (CE) ke Anion

Exchanger (AE)


Bahan konstruksi : Commercial Steel

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:


- Densitas air (ρ) = 996,24 kg/m3 = 62,1936 lbm/ft3 (Geankoplis,

1997)

- Viskositas air (μ) = 0,8360 cP = 2,02237 lbm/ft⋅jam (Geankoplis,

1997)


Laju alir volume, /sft 0,0170/ftlb62,1936

/detiklb 1,0593ρFQ 3

3m

m === = 0,0005 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (0,0005 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13

= 0,0287 m = 1,1281 in








3

0104,0/0170,0

ftsft = 1,6377 ft/s


ρ Dv××


=lbm/ft.s 0,0006

)ft1150,0)(s/ft 6377,1)(ft/lbm1936,66( 3

= 20849,9509





Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(21,6377)01(5,0

2

−

= 0,0208 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 3(0,75))174,32(2

1,63772

= 0,0938

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

1,63772

= 0,0834

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(9,5797) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,01,6377.20 2

= 0,1682 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

1,6377012

2−

= 0,0417 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 20 ft

maka:


( ) 0/.0,40780 20./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η × Wp

–20,4078 = –0,8 × Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 25,5098/360045359,0

1729,7449× ×

slbffthp

/.5501

= 0,0491 hp


D.21 Tangki Pelarutan NaOH (TP-04)

Fungsi : Membuat larutan natrium hidroksida (NaOH)



Jumlah : 1 unit

Data:

Laju alir massa NaOH = 0,5716 kg/jam

Waktu regenerasi = 24 jam

NaOH yang dipakai berupa larutan 4% (% berat)

Densitas larutan NaOH 4% = 1518 kg/m3 = 94,7662 lbm/ft3 (Perry,

1999)



Desain Tangki


a. Diameter tangki

Volume larutan, V1 =)/1518)(04,0(

)30)(/24)(/5716,0(3mkg

hariharijamjamkg = 6,7774 m3

Volume tangki = 1,2 ×6,7774 m3 = 8,1329 m3

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3

33

23

2

πD83m 8,1329

D23πD

41m 8,1329

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka: D = 1,9044 m

H = 2,8566 m


Tinggi larutan NaOH dalam tangki = m8566,2m 8,1329m7774,6

3

3

× = 2,3805 m


= 1518 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 2,3805 m

= 35,4136 kPa



Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (136,7386 kPa) =

143,5755 kPa


1959)


1959)

Tebal shell tangki:

in0772,0m 0,0020kPa) 551,2(143,57kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (1,9044 kPa) (143,57551,2P2SE

PDt

==−

=

−=





c. Daya pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 1,9044 m = 0,6348 m

E/Da = 1 ; E = 0,6348 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,6348 m = 0,1587m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 0,6348 m = 0,1270 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 1,9044 m = 0,1587 m


Viskositas NaOH 4% = 4,302.10-4 lbm/ft.det (Othmer,

1967)

Bilangan Reynold:

( )μDNρ

N2


( )( )0,0004

)2808,3 ,08272(194,7662N2

Re×

= = 955484,3751

Untuk NRe > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan

menggunakan rumus:

c

5a

3T

gρ.D.nK

P = (McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)



353

=

××

=



1,3220 = 1,6525 hp


Maka daya motor yang dipilih 2 hp.

D.22 Pompa NaOH (PU-12)

Fungsi : Memompa larutan natrium hidroksida dari tangki

pelarutan

NaOH (TP-04) ke Anion Exchanger (AE)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:


- Densitas NaOH (ρ) = 1518 kg/m3 = 94,7689 lbm/ft3 (Perry, 1999)

- Viskositas NaOH(μ) = 0,6402 cP = 6,4.10-4 Pa.s (Othmer, 1967)


Laju alir volume, /sft10.3,6936/ftlb94,7689

/detiklb0004,0ρFQ 36

3m

m −=== = 1,0459.10-7

m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (1,0459.10-7 m3/s)0,45 × (1518 kg/m3)0,13

= 0,0007 m = 0,0268 in


- Ukuran nominal : 1/8 in







36

0004,0/10.3,6936

ftsft−

= 0,0092 ft/s


ρ Dv××

=lbm/ft.s 0,00043

)ft0224,0)(s/ft 0092,0)(ft/lbm7662,94( 3

= 45,61

Aliran adalah laminar, maka dari Pers.2.10-7, Geankoplis, 1997, diperoleh

f = 16/NRe = 16/45,61 = 0,3508

Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(20,0092)01(5,0

2

−

= 0,000001 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 3(0,75))174,32(2

0,00922

= 0,000003

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

0,00922

= 0,000003

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,3508) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,00,0092.30 2

= 0,002488 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

0,0092012

2−

= 0,000001 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2855,8599 lbf/ft2

P2 = 2271,6084 lbf/ft2



ΔZ = 20 ft

maka:

( ) 0/.0,002496/.6,1652- 20./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η × Wp

–13,8373 = –0,8 × Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 17,2966/360045359,0 0,5716

× ×slbfft

hp/.550

1

= 1,1008.10-5 hp


D.23 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)

Fungsi : Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 280C

Tekanan = 1 atm






Desain Anion Exchanger

Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar anion = 2 ft = 0,6096 m

- Luas penampang penukar anion = 3,14 ft2

- Tinggi resin dalam anion exchanger = 2,5 ft

Tinggi silinder = (1 + 0,2) × 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m

Diameter tutup = diameter tangki = 2 ft = 0,6096 m

Rasio axis = 2 : 1


0,609621

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi anion exchanger = 0,914 + 0,6096 = 1,5236 m



= 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,7620 m

= 7,4396 kPa


PT = 7,4396 kPa + 101,325 kPa = 108,7646 kPa




1959)


1959)

Tebal shell tangki:


in 0,0197m 0,0005kPa) 281,2(114,20kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (0,6069 kPa) (114,20281,2P2SE

PDt

==−

=

−=




Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan

tebal tutup ¼ in.

D.24 Pompa Anion Exchanger (PU-13)

Fungsi : Memompa air dari Anion Exchanger (AE) ke Deaerator (DE)

Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial steel Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:





Laju alir volume, /sft 0,0170/ftlb62,1936


3m

m === = 0,0005 m3/s

Desain pompa


= 0,363 × (0,0005 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13 = 0,0287 m = 1,1281 in









3

0104,0/0170,0

ftsft = 1,6377 ft/s


ρ Dv××

=lbm/ft.s 0,0006

)ft1150,0)(s/ft 6377,1)(ft/lbm1936,66( 3

= 20849,9509





Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(21,6377)01(5,0

2

−

= 0,0208 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 3(0,75))174,32(2

1,63772

= 0,0938

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

1,63772

= 0,0834

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(9,5797) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,01,6377.20 2

= 0,1682 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

1,6377012

2−

= 0,0417 ft.lbf/lbm




( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2271,6084 lbf/ft2

P2 = 3636,8426 lbf/ft2


ΔZ = 20 ft

maka:

( ) 0/.0,4078/. 21,9514 20./.174,32

/174,320 2

2


sft

Ws = -1385,6420 ft.lbf/lbm


Ws = - η × Wp

–1385,6420 = –0,8 × Wp



=

( )( ) lbmlbfftslbm /. 1732,0525/360045359,0

1729,7449× ×

slbffthp

/.5501

= 3,3359 hp


D.25 Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO)2] (TP-05)

Fungsi : Membuat larutan kaporit untuk klorinasi air domestik



Jumlah : 1 unit


Data:

Kaporit yang digunakan = 2 ppm

Kaporit yang digunakan berupa larutan 70% (% berat)

Laju massa kaporit = 0,0006 kg/jam

Densitas larutan kaporit 70% = 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3 (Perry,

1997)



Desain Tangki

a. Diameter tangki

Volume larutan, V1 =)/1272)(7,0(

)90)(/24)(/0023,0(3mkg

hariharijamjamkg = 0,0057 m3

Volume tangki = 1,2 × 0,0057 m3 = 0,0068 m3

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3

33

23

2

πD83m 0,0068

D23πD

41m 0,0068

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka: D = 0,1793 m

H = 0,2689 m


Tinggi larutan NaOH dalam tangki = m2689,0m 0,0068m0057,0

3

3

× = 0,2241 m


= 1272 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,2241 m

= 2,7938 kPa




Faktor kelonggaran = 5 %.

Maka, Pdesign = (1,05) (104,1188 kPa) = 109,3247 kPa


1959)


1959)

Tebal shell tangki:

in0055,0m 0,0001kPa) 471,2(109,32kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (0,1793 kPa) (109,32471,2P2SE

PDt

==−

=

−=




c. Daya Pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 0,1793 m = 0,0598 m

E/Da = 1 ; E = 0,0598 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,0598 m = 0,0149 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 0,0598 m = 0,0120 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 0,1793 m = 0,0149 m


Viskositas kaporit = 0,0007 lbm/ft.det (Othmer,

1967)

Bilangan Reynold:

( )μDNρ

N2


( )( )0,0007

)2808,3 ,19610(179,4088N2

Re×

= = 4543,3521


Untuk NRe < 10000, maka perhitungan dengan pengadukan

menggunakan rumus:

c

3a

2L

g.D.nK

Pμ

= (McCabe,1999)

KL = 71

(McCabe,1999)


.detlbm.ft/lbf 32,174lbm/ft.s) (0,0007ft) 3,2808.(0,0598put/det) 71.(1P

10-

2

53

×=

××

=



107,8142 -10× = 9,7678 × 10-10 hp

Maka daya motor yang dipilih 1/20 hp.

D.26 Pompa Kaporit (PU-14)

Fungsi : memompa larutan kaporit dari Tangki Pelarutan Kaporit (TP-05) ke Tangki Utilitas 2 (TU-02) Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi:


- Densitas kaporit (ρ) = 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3 (Perry, 1997)

- Viskositas kaporit (μ) = 4,5156⋅10-7 lbm/ft⋅detik (Othmer, 1967)

Laju alir massa (F) = 0,0023 kg/jam = 1,4278.10-6 lbm/detik

Laju alir volume, /sft10.1,7980/ftlb79,411

/detiklb 1,4278.10ρFQ 38

3m

m-6

−===

= 5,0913.10-10 m3/s

Desain pompa


2004)


= 0,363 × (5,0913.10-10 m3/s)0,45 × (1272 kg/m3)0,13

= 0,0001 m = 0,0024 in

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

Ukuran nominal : 1/8 in





Kecepatan linier, v = Q/A = 2

3-9

0004,0/8,813.10

ftsft = 4,4950.10-5 ft/s


ρ Dv××

=

lbm/ft.s 4,5156.10)0224,0()/ 4,4950.10()/4088,79(

7-

-53 ftsftftlbm ××

= 177,1936

Aliran adalah laminar, maka f = 16/NRe = 64/177,1936 = 0,0903

Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(24,4950.10)01(5,0

2-5

−

= 3,1399.10-11 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

4,4950.10 2-5

= 2,3550.10-11 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

4,4950.10 2-5

= 6,2799.10-11

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(9,5797) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,04,4950.10.30 2-5

= 1,5178.10-8 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

4,4950.10012-5

2−

= 6,2799.10-11 ft.lbf/lbm

Total friction loss: ∑ F = 1,5358.10-8 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2174,5779 lbf/ft2

P2 = 2808,4816 lbf/ft2


ΔZ = 20 ft

maka:

( ) 0/.1,5358.10/. 7,9828 20./.174,32

/174,320 8-2

2


sft

Ws = -27,9828 ft.lbf/lbm


Ws = - η × Wp

–27,9828 = –0,8 × Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 34,9785/360045359,0 0,0023

× ×slbfft

hp/.550

1

= 9,0802.10-8 hp


D.27 Tangki Utilitas 2 (TU-02)

Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan ke domestik




Kondisi operasi:

Temperatur = 280C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air = 816 kg/jam




Desain tangki

a. Volume tangki

Volume air, 3a kg/m996,24jam24kg/jam816V ×

= = 19,6579 m3


b. Diameter tangki

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 2 : 3

33

23

2

πD83m23,5895

D23πD

41m 23,5895

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka, D = 2,7159 m

H = 4,0739 m

Tinggi air dalam tangki = m 0739,4m 23,5895m19,6579

3

3

× = 3,3949 m

c. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik: Ph = ρ × g × h

= 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 3,3949 m

= 33,1451 kPa


P = 33,1451 kPa + 101,325 kPa = 134,4701 kPa





(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kP

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 0,1083m 0,0028kPa) (141,19361,2(0,8)kPa) (87218,7142

m)(2,1419 kPa) (141,19361,2P2SE

PDt

==×−××

×=

−=




(Brownell,1959)

D.28 Pompa Domestik (PU-15)

Fungsi : memompa air dari Tangki Utilitas 2 (TU-02) ke kebutuhan domestik Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi:


- Densitas air (ρ) = 996,24 kg/m3 = 62,1936 lbm/ft3 (Perry, 1997)

- Viskositas air (μ) = 0,0006 lbm/ft⋅detik (Perry, 1997)

Laju alir massa (F) = 816 kg/jam = 0,4997 lbm/detik

Laju alir volume, /sft008,0/ftlb1936,26


3m

m === = 0,0002 m3/s

Desain pompa


2004)


= 0,363 × (0,0002 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13

= 0,0204 m = 0,8045 in








3

006,0/008,0

ftsft = 1,3391 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0006

)0874,0()/ 1,3391()/1936,62( 3 ftsftftlbm ××

= 12959,6009





Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(21,3391)01(5,0

2

−

= 0,0139 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

1,33912

= 0,0557

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,0065) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,01,3391.40 2

= 0,3316 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

1,3391012

2−

= 0,0279 ft.lbf/lbm




( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 30 ft

maka: ( ) 0/.0,4291 30./.174,32

/174,320 2

2

=+++ sWlbmlbfftftslbflbmft

sft



Ws = - η × Wp

–30,4291 = –0,8 × Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 38,0364/360045359,0

816× ×

slbffthp

/.5501

= 0,0346 hp


D.29 Menara Pendingin Air /Water Cooling Tower (CT)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 48oC

menjadi 28oC

Jenis : Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–53 Grade B

Kondisi operasi: Suhu air masuk menara (TL2) = 480C = 118,40F Suhu air keluar menara (TL1) = 280C = 82,40F Suhu udara (TG1) = 280C = 82,40F


Dari Gambar 12-14, Perry (1999) diperoleh suhu bola basah, Tw = 750F. Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,02 kg uap air/kg udara kering.

Dari Gambar 12-14, Perry (1999) diperoleh konsentrasi air = 2,3 gal/ft2⋅menit Densitas air (480C) = 988,9280 kg/m3 (Geankoplis, 1997) Laju massa air pendingin = 216058,2297 kg/jam Laju volumetrik air pendingin = 216058,2297 / 988,9280 = 218,4772 m3/jam

Kapasitas air, Q = 218,4772 m3/jam × 264,17 gal/m3 / 60 menit/jam = 961,9187 gal/menit Faktor keamanan = 20% Luas menara, A = 1,2 × (kapasitas air/konsentrasi air) = 1,2 × (961,9187 gal/menit/(2,3 gal/ft2.menit) = 501,8706 ft2

Laju alir air tiap satuan luas (L) = 22

2

13600ft 501,8706ft) 3,2808(jam 1kg/jam 7216058,229

ms××××

= 1,2872 kg/s.m2 Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6 Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 1,0726 kg/s.m2

Perhitungan Tinggi Menara Dari Pers. 9.3-8, Geankoplis (1997): Hy1 = (1,005 + 1,88 × 0,02).103 (28 – 0) + 2,501.106 (0,02)

= 79212,8 J/kg Dari Pers. 10.5-2, Geankoplis (1997) diperoleh: 1,0726 (Hy2 – 79212,8) = 1,2872 (4,187.103).(45-28)

Hy2 = 179700,8 J/kg


0

100

200

300

400

500

600

10 20 30 40 50 60 70

Temperatur Cairan (oC)

Enta

lpi H

y [J

/kg

x10-3

]garis kesetimbangan

garis operasi

Gambar D.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)

Ketinggian menara, z = G . (Geankoplis, 1997) M.kG.a.P

∫ −

2

1*

Hy

Hy HyHydHy


Tabel D.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin

Hy Hy* 1/(Hy*-Hy) 79212,8 90000 9,270E-05 100000 116000 6,250E-05 120000 140000 5,000E-05 140000 172000 3,125E-05 160000 204000 2,273E-05

179700,8 258000 1,277E-05

0.00000.01000.02000.03000.04000.05000.06000.07000.08000.09000.1000

60 80 100 120 140 160 180 200

Hy x10-3

1/(H

y*-H

y) x

103

Gambar D.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*–Hy)

Luasan daerah di bawah kurva dari Hy = 79,2128 sampai 179,7008 pada Gambar

D.3 adalah ∫ −

2

1*

Hy

Hy HyHydHy = 4,4401

Estimasi kG.a = 1,207.10-7 kg.mol /s.m3 (Geankoplis, 1997).

Maka ketinggian menara , z = 57 10013,110207,1294401,40726,1

−− ×××××

= 13,4316 m Diambil performance menara 90%, maka dari Gambar 12-15, Perry (1999) diperoleh tenaga kipas 0,03 Hp/ft2.

Daya yang diperlukan = 0,03 Hp/ft2 × 501,8706 ft2 = 15,0561 hp Digunakan daya standar 16 hp.

D.30 Pompa Menara Pendingin Air (PU-16)

Fungsi : memompa air pendingin dari Menara Pendingin Air (CT) ke unit proses


Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi:





Laju alir volume, /sft2167,2/ftlb1936,26/detiklb137,8627

ρFQ 3

3m

m === = 0,0628 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (0,0628 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13

= 0,2563 m = 10,089 in








3

7986,0/2167,2

ftsft = 2,7757 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0006

)0075,1()/ 2,7757()/1936,62( 3 ftsftftlbm ××

= 309585,6889






Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,7757)01(5,0

2

−

= 0,0599 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

2,77572

= 0,1796 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

2,77572

= 0,2395

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,0027) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,02,7757.30 2

= 0,0385 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

2,7757012

2−

= 0,1197 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 30 ft

maka:

( ) 0/.0,6371 30./.174,32

/174,320 2

2

=+++ sWlbmlbfftftslbflbmft

sft



Ws = - η × Wp

–30,6371 = –0,8 × Wp




= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 38,2964/360045359,0

8225119,280× ×

slbffthp

/.5501

= 9,5994 hp


D.31 Deaerator (DE)

Fungsi : Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan

ketel

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 Grade C

Kondisi operasi:

Temperatur = 900C

Tekanan = 1 atm


Densitas air = 965,321 kg/m3 (Perry, 1999)



Perhitungan:

a. Ukuran tangki

Volume air, 3a kg/m965,321jam24kg/jam 1729,7449V ×

= = 43,0053 m3


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3


33

23

2

πD83m 51,6063

D23πD

41m 51,6063

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka: D = 3,5257 m

H = 5,2886 m

Tinggi cairan dalam tangki = ×6063,51

43,0053 5,2886 = 4,4071 m

b. Diameter dan tinggi tutup


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = m 8814,0m 3,5257 41

=×

(Brownell,1959)

Tinggi tangki total = 5,2886 + 2(0,8814) = 7,0514 m

c. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik

P = ρ × g × h

= 965,321 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 4,4071 m

= 41,6922 kPa


P = 41,6922 kPa + 101,325 kPa = 143,0172 kPa




(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:


in 1496,0m0038,0kPa) 811,2(150,16kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (3,5257 kPa) (150,16811,2P2SE

PDt

==−

=

−=




(Brownell,1959)

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan

tebal tutup 1/2 in.


D.32 Pompa Deaerator (PU-17)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Deaerator (DE) ke Ketel Uap

(KU)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:


- Densitas air (ρ) = 965,321 kg/m3 (Perry, 1999)

- Viskositas air (μ) = 0,31 cP (Geankoplis, 1997)


Laju alir volume, sg

g3600/mk321,965/jamk1729,7449

ρFQ 3 ×== = 0,0005 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (0,0005 m3/s)0,45 × (965,321 kg/m3)0,13

= 0,0289 m = 1,1396 in


Ukuran nominal : 1,25 in




Inside sectional area : 0,0104 ft2 = 0,001 m2


3

001,0/0,0005

msm = 0,5152 m/s = 1,6902 ft/s


ρ Dv××

= Pa.s 0,31.10

)0351,0()/ 5152,0()kg/m 965,321(3-

3 msm ××


= 56229,9051





Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(21,6902)01(5,0

2

−

= 0,0222 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 3(0,75))174,32(2

1,69022

= 0,0999 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

1,69022

= 0,0888

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,0045) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,01,6902.30 2

= 0,2779 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

1,6902012

2−

= 0,0444 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 2986,9931lbf/ft2 P2 = 2116,2281lbf/ft2


ΔZ = 30 ft


maka:

( ) 0/.0,5332/.870,7651- 30./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η × Wp

–26,0839 = –0,8 × Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 32,6048/360045359,0

8648,7245× ×

slbffthp

/.5501

= 0,0628 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor ¼ hp.

D.33 Ketel Uap (KU)

Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis : Water tube boiler

Bahan konstruksi : Carbon steel

Kondisi operasi :

Uap jenuh yang digunakan bersuhu 2600C dan tekanan 46,9231 bar.

Dari steam table, Reklaitis (1983) diperoleh panas laten steam 1661,6538 kJ/kg =

3472,1564 Btu/lbm.

Kebutuhan uap = 8648,7245 kg/jam = 19067,2733 lbm/jam

Menghitung Daya Ketel Uap

H,P,W 3970534 ××

=

dimana: P = Daya boiler, hp

W = Kebutuhan uap, lbm/jam

H = Panas laten steam, Btu/lbm

Maka,


3,9705,341564,347219067,2733

××

=P = 1977,7106 hp

Menghitung Jumlah Tube

Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp

= 1977,7106 hp × 10 ft2/hp

= 19777,1060 ft2

Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:

- Panjang tube = 30 ft

- Diameter tube = 3 in

- Luas permukaan pipa, a’ = 0,9170 ft2 / ft

(Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube:

Nt = 'aLA×

= ftftft

ft/9170,030)19777,1060(

2

2

×

Nt = 718,9061

Nt = 719 buah

D.34 Pompa Air Proses (PU-18)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke unit

proses



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:






Laju alir volume, /sft0,2068/ftlb1936,26

/detiklb8634,21ρFQ 3

3m

m === = 0,0059 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (0,0059 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13

= 0,0881 m = 3,4698 in


Ukuran nominal : 3,5 in



Diameter Luar (OD) : 4 in = 0,3333 ft



3

0687,0/0,2068

ftsft = 3,0106 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0006

)2957,0()/ 0106,3()/1936,62( 3 ftsftftlbm ××

= 98543,2577





Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(23,0106)01(5,0

2

−

= 0,0704 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

3,01062

= 0,2817

ft.lbf/lbm



vL.2.. 2Δ = 4(0,005) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,03,0106.70 2

= 0,6670 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

3,0106012

2−

= 0,1409 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = P2 = 3299,6240 lbf/ft2

ρPΔ = 0

ΔZ = 20 ft

maka: ( ) 0/.1,160 20./.174,32

/174,320 2

2


sft

Ws = - 21,2656 ft.lbf/lbm


Ws = - η × Wp

–21,16 = –0,8 × Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 26,4499/360045359,0

21005,0060× ×

slbffthp

/.5501

= 0,6186 hp



Unit Pengolahan Limbah

D.35 Bak Penampungan (BP)

Fungsi : Tempat menampung air buangan sementara


Jumlah : 2 unit

Laju volumetrik air buangan = 33,9091 m3/jam

Waktu penampungan air buangan = 10 hari

Volume air buangan (1 bak) = (33,9091 × 10 × 24)/2 =

4069,0957 m3

Bak terisi 90 % maka volume bak = 9,0

4069,0957 = 4521,2175 m3

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut:

- panjang bak (p) = 3 × lebar bak (l)

- tinggi bak (t) = lebar bak (l)

Maka:

Volume bak = p × l × t

4521,2175 m3 = 3 l × l × l

lebar = 11,4651 m

Jadi, panjang bak = 34,3953 m

Tinggi bak = 11,4651 m

Luas bak = 394,3459 m2

D.36 Pompa Bak Penampung (PL-01)

Fungsi : Memompa cairan limbah dari bak penampungan ke bak

pengendapan awal



Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi: - Temperatur = 280C

- Densitas air (ρ) = 996,1082 kg/m3 = 62,1853 lbm/ft3

- Viskositas air (μ) = 0,8359 cP = 0,0006 lbm/ft⋅jam



m

/ftlb62,1396/detiklb 20,7659

ρFQ ==

= 0,3339 ft3/s = 0,0095 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (0,0095 m3/s)0,45 × (996,24 kg/m3)0,13

= 0,1093 m = 4,3045 in








3

1390,0/ 0,3339

ftsft = 2,4024 ft/s


ρ Dv××

=lbm/ft.s 0,0006

)ft4206,0)(s/ft 2,4024)(ft/lbm1936,62( 3

= 111853,2581






Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,4024)01(5,0

2

−

= 0,0448 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

2,40242

= 0,1345

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

2,40242

= 0,1794

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,005) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,02,4024.20 2

= 0,0853 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

2,4024012

2−

= 0,0897 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana: v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 13 ft

maka: ( ) 0/.0,53380 13./.174,32

/174,320 2

2


sft






= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 16,9172/360045359,0

33909,1310× ×

slbffthp

/.5501

= 0,6387 hp


D.37 Bak Sedimentasi Awal (BSA) Fungsi : Menghilangkan padatan dengan cara pengendapan

Laju volumetrik air buangan = 33,9091 m3/jam = 813,8191 m3/hari Waktu tinggal air = 2 jam = 0,0833 hari (Perry, 1997) Volume bak (V) = 813,8191 m3/hari × 0,0833 hari = 67,8183 m3

Bak terisi 90 % maka volume bak = 9,0

67,8183 = 75,3536 m3

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak (p) = 2 × lebar bak (l) - tinggi bak (t) = lebar bak (l)

Maka: Volume bak = p × l × t 75,3536 m3 = 2l × l × l

l = 3,3524 m Jadi, panjang bak = 6,9651 m lebar bak = 3,3524 m tinggi bak = 3,3524 m Luas bak = 24,4774 m2

D.38 Pompa Bak Pengendapan Awal (PL-02)

Fungsi : Memompa limbah dari bak pengendapan awal ke bak

netralisasi



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 280C






m

/ftlb62,1853/detiklb 20,7659

ρFQ ==

= 0,3339 ft3/s = 0,0095 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (0,0095 m3/s)0,45 × (996,1082 kg/m3)0,13

= 0,1093 m = 4,3045 in








3

1390,0/ 0,3339

ftsft = 2,4024 ft/s


ρ Dv××

=lbm/ft.s 0,0006

)ft4206,0)(s/ft 2,4024)(ft/lbm1853,62( 3

= 111853,2581





Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,4024)01(5,0

2

−

= 0,0448 ft.lbf/lbm



v.2

2

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

2,40242

= 0,1345

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

2,40242

= 0,1794

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,005) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,02,4024.20 2

= 0,0853 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

2,4024012

2−

= 0,0897 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 26 ft

maka: ( ) 0/.0,53380 26./.174,32

/174,320 2

2


sft

Ws = – 26,5338 ft.lbf/lbm


Ws = - η × Wp

–26,5338 = –0,8 × Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 1672,33/360045359,0

33909,1310× ×

slbffthp

/.5501

= 1,2523 hp



D.39 Bak Netralisasi (BN)

Fungsi : Tempat menetralkan pH limbah


Jumlah : 1 unit Kebutuhan Na2CO3 untuk menetralkan pH air limbah adalah 0,15 mg

Na2CO3/ 30 ml air limbah (Lab. Analisa FMIPA USU, 1999).

Jumlah air buangan = 813,8191 m3/hari = 813819,1443 liter/hari

Kebutuhan Na2CO3:

= (813819,1443 liter/hari) × (0,15 mg/0,03 liter) × (1 kg/106 mg) × (1 hari/24

jam)

= 0,1695 kg/jam

Laju volumetrik air buangan = 33,9091 m3/jam

Direncanakan waktu penampungan air buangan selama 1 hari.

Volume air buangan = 33,9091 m3/ jam × 1 hari × 24 jam/1 hari = 813,8191

m3

Direncanakan menggunakan 1 buah bak penetralan.

Bak yang digunakan direncanakan terisi 90% bagian.

Volume bak = 9,0

813,8191 = 904,2435 m3

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - panjang bak (p) = 2 × lebar bak (l) - tinggi bak (t) = lebar bak (l)

Maka: Volume bak = p × l × t 904,2435 m3 = 2l × l × l

l = 7,6751 m Jadi, panjang bak = 15,3502 m

lebar bak = 7,6751 m tinggi bak = 7,6751 m Luas bak = 117,8149 m2 D.40 Pompa Bak Netralisasi (PL-03)


Fungsi : Memompa limbah dari bak netralisasi ke tangki aerasi Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi: - Temperatur = 280C





m

/ftlb62,1396/detiklb 20,7659

ρFQ ==

= 0,3339 ft3/s = 0,0095 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (0,0095 m3/s)0,45 × (996,1082 kg/m3)0,13

= 0,1093 m = 4,3045 in








3

1390,0/ 0,3339

ftsft = 2,4024 ft/s


ρ Dv××

=lbm/ft.s 0,0006

)ft4206,0)(s/ft 2,4024)(ft/lbm1936,62( 3

= 111853,2581






Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,4024)01(5,0

2

−

= 0,0448 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

2,40242

= 0,1345

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

2,40242

= 0,1794

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,005) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,02,4024.20 2

= 0,0853 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

2,4024012

2−

= 0,0897 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 22 ft

maka: ( ) 0/.0,53380 22./.174,32

/174,320 2

2


sft

Ws = – 22,5338 ft.lbf/lbm


Ws = - η × Wp

–22,5338 = –0,8 × Wp




= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 1672,28/360045359,0

33909,1310× ×

slbffthp

/.5501

= 1,0635 hp


D.41 Unit Activated Sludge (Lumpur Aktif)

Proses lumpur aktif merupakan proses aerobik di mana flok biologis (lumpur yang mengandung biologis) tersuspensi di dalam campuran lumpur yang mengandung O2. Biasanya mikroorganisme yang digunakan merupakan kultur campuran. Flok biologis ini sendiri merupakan makanan bagi mikroorganisme ini sehingga akan diresirkulasi kembali ke tangki aerasi. Data: Laju volumetrik (Q) = 33,9091 m3/jam = 813,8191 m3/hari Dari Petrochemical Manufacturing (2004) diperoleh data sebagai berikut: - BOD5 (So) = 100 mg/liter - Mixed Liquor Volatile Suspended Solid (X) = 200 mg/liter Dari Metcalf & Eddy (1991) diperoleh data untuk unit activated sludge: - Koefisien cell yield (Y) = 0,4 mg VSS/mg BOD5 - Koefisien endogenous decay (Kd) = 0,12 hari-1 Direncanakan:

Waktu tinggal sel (θc) = 10 hari

1. Penentuan Efisiensi

Berdasarkan Keputusan Menteri Negara Lingkungan Hidup No. 3 Tahun 1998 Tentang Baku Mutu Limbah Cair Bagi Kawasan Industri (MenLH, 1998), diperoleh kadar maksimum BOD5 yang diizinkan adalah 50 mg/liter. Pabrik etilen oksida ini mengolah limbah hingga BOD5 40 mg/liter maka efisiensi pengolahan adalah:


100%S

SSE

o

o ×−

= (Metcalf & Eddy,

1991)

100%100

04001E ×−

=

E = 60% 2. Penentuan Volume Aerator (Vr)

).θkX(1S).Q.Y(Sθ

Vrcd

oc

+−

= (Metcalf & Eddy,

1991)

10)0,12mg/l)(1(200

mg/l)04,4)(100m3/hari)(0 8191hari)(813, (10×+

−=

= 443,83 m3

3. Penentuan Ukuran Kolam Aerasi Direncanakan: Tinggi cairan dalam aerator = 5 m (Metcalf & Eddy, 1991) Perbandingan lebar dan tinggi cairan = 1,5 : 1 (Metcalf & Eddy, 1991) Jadi, lebar = 1,5 × 5 m = 7,5 m V = p × l × t 443,83 m3 = p × 7,5 m × 5 m p = 11,8355 m Faktor kelonggaran = 0,5 m di atas permukaan air (Metcalf & Eddy, 1991) Tinggi = (5 + 0,5 ) m = 5,5 m

4. Penentuan Jumlah Flok yang Diresirkulasi (Qr)

Tangkiaerasi

Tangkisedimentasi

Q Q + Qr

X

QrXr

Qw

Qw'Xr

QeXe

Bak Penampungdan Pengendapan

Asumsi: Qe = Q = 33,9091 m3/jam = 214994,6224 gal/hari


Xe = 0,001 X = 0,001 × 200 mg/l = 0,2 mg/liter Xr = 0,999 X = 0,999 × 200 mg/l = 199,8 mg/liter Px = Qw × Xr (Metcalf & Eddy, 1991) Px = Yobs .Q.(So – S) (Metcalf & Eddy, 1991)

cdobs θk1

YY+

= (Metcalf & Eddy,

1991)

)(0,12).(1010,4Yobs +

= = 0,1818

Px = (0,1818) (214994,6224 gal/hari) (200 – 40) mg/l = 2345395,8811 gal.mg/l.hari Neraca massa pada tangki sedimentasi: Akumulasi = jumlah massa masuk – jumlah massa keluar 0 = (Q + Qr)X – Qe Xe – Qw Xr 0 = QX + QrX – Q(0,001X) - Px

200112345395,880,001)-124)(200)((214994,62

XP0,001)-1QX(

Q xr

+=

+=

= 203052,6484 gal/hari

5. Penentuan Waktu Tinggal di Aerator (θ)

4214994,6221117269,794

QVrθ == = 0,5455 hari

6. Sludge Retention Time (SRT)

199,8112345395,88

1117269,794QVS

w

==RT = 9,99 hari

7. Penentuan Daya yang Dibutuhkan Type aerator yang digunakan adalah surface aerator. Kedalaman air = 5,5 m, dari Tabel 10-11, Metcalf & Eddy (1991) diperoleh daya aeratornya 50 hp.

D.42 Pompa Tangki Aerasi (PL-04)


Fungsi : Memompa limbah dari tangki aerasi ke tangki

sedimentasi



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 280C





m

/ftlb62,1396/detiklb 20,7659

ρFQ ==

= 0,3339 ft3/s = 0,0095 m3/s

Desain pompa


2004)

= 0,363 × (0,0095 m3/s)0,45 × (996,1082 kg/m3)0,13

= 0,1093 m = 4,3045 in








3

1390,0/ 0,3339

ftsft = 2,4024 ft/s


ρ Dv××


=lbm/ft.s 0,0006

)ft4206,0)(s/ft 2,4024)(ft/lbm1936,62( 3

= 111853,2581





Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,4024)01(5,0

2

−

= 0,0448 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

2,40242

= 0,1345

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

2,40242

= 0,1794

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,005) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,02,4024.20 2

= 0,0853 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

2,4024012

2−

= 0,0897 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana: v1 = v2

P1 = P2

ΔZ = 10 ft

maka: ( ) 0/.0,53380 10./.174,32

/174,320 2

2


sft






= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 1672,13/360045359,0

33909,1310× ×

slbffthp

/.5501

= 0,4971 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor ½ hp.

D.43 Tangki Sedimentasi (TS) Fungsi : Mengendapkan flok biologis dari tangki aerasi dan

sebagian ]

diresirkulasi kembali ke tangki aerasi


Jumlah : 1 unit

Laju volumetrik air buangan = (214994,6224 + 75167,1142) gal/hari

= 290161,7366 gal/hari = 1098,3902 m3/hari

Diperkirakan kecepatan overflow maksimum = 33 m3/m2 hari (Perry,

1997)

Waktu tinggal air = 2 jam = 0,083 hari (Perry,

1997)

Volume bak (V) = 1098,3902 m3/hari × 0,083 hari = 91,1664 m3

Luas tangki (A) = (1098,3902 m3/hari) / (33 m3/m2 hari) = 33,2846 m3

A = ¼ π D2

D = (4A/π)1/2 = (4 × 37,3137 / 3,14 )1/2 = 6,5116 m

Kedalaman tangki, H = V/A = 91,1664 / 33,2846 = 2,7390 m D.44 Pompa Tangki Sedimentasi (PL-05)


Fungsi : Memompa air resirkulasi dari tangki sedimentasi ke tangki

aerasi Jenis : Pompa slurry Bahan konstruksi : Commercial steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi: - Temperatur = 280C


- Viskositas air (μ) = 0,8359 cP = 0,0006 lbm/ft⋅jam Laju alir massa (F) = 33909,1310 kg/jam = 20,7659 lbm/detik


m

/ftlb62,1396/detiklb 20,7659

ρFQ ==

= 0,3339 ft3/s = 0,0095 m3/s Desain pompa


= 0,363 × (0,0095 m3/s)0,45 × (996,1082 kg/m3)0,13 = 0,1093 m = 4,3045 in


- Ukuran nominal : 5 in - Schedule number : 40 - Diameter Dalam (ID) : 5,0470 in = 0,4206 ft - Diameter Luar (OD) : 5,5630 in = 0,4636 ft - Luas penampang dalam (At) : 0,1390 ft2


3

1390,0/ 0,3339

ftsft = 2,4024 ft/s


ρ Dv××


=lbm/ft.s 0,0006

)ft4206,0)(s/ft 2,4024)(ft/lbm1853,62( 3

= 111853,2581 (turbulen)



- Untuk NRe = 111853,2581 dan D

ε = 0,0004, diperoleh f = 0,005

Friction loss:


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− =

)174,32)(1(22,4024)01(5,0

2

−

= 0,0448 ft.lbf/lbm


v.2

2

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

2,40242

= 0,1345

ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2))174,32(2

2,40242

= 0,1794

ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ = 4(0,005) ( )( )

( ) ( )174,32.2.2803,02,4024.20 2

= 0,0853 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− = 1 ( ) ( )( )174,3212

2,4024012

2−

= 0,0897 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana: v1 = v2; P1 = P2; dan ΔZ = 22 ft

maka: ( ) 0/.0,53380 22./.174,32

/174,320 2

2


sft






= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 1672,28/360045359,0

33909,1310× ×

slbffthp

/.5501

= 1,0635 hp



LAMPIRAN E

PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan pabrik Etilen Oksida digunakan

asumsi sebagai berikut:

Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun.

Kapasitas maksimum adalah 3.600 ton/tahun.

Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchased-

equipment delivered (Peters et.al., 2004).

Harga alat disesuaikan dengan basis 28 September 2007, dimana nilai tukar

dollar terhadap rupiah adalah US$ 1 = Rp 9.135,- (Harian Analisa, 28 September 2007).

1. Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

1.1.1 Biaya Tanah Lokasi Pabrik

Menurut keterangan masyarakat setempat, biaya tanah pada lokasi pabrik

berkisar Rp 100.000/m2.

Luas tanah seluruhnya = 11.090 m2

Harga tanah seluruhnya = 11.090 m2 × Rp 120.000/m2 = Rp

1.330.800.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5% dari harga tanah seluruhnya

(Timmerhaus, 2004).

Biaya perataan tanah = 0,05 × Rp 1.330.800.000,- = Rp 66.540.000,-

Total biaya tanah (A) = Rp 1.330.800.000,- + Rp 66.540.000,- = Rp

1.397.340.000,-

1.1.2 Harga Bangunan

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya

No. Nama Bangunan Luas (m2) Harga (Rp/m2) Jumlah (Rp)

1 Pos keamanan 20 120.000 2.400.0002 Parkir 200 40.000 8.000.0003 Taman 800 50.000 40.000.000


4 Areal Bahan Baku 230 200.000 46.000.0005 Ruang kontrol 80 300.000 24.000.0006 Areal Proses 1800 1.350.000 2.430.000.000

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya..........(lanjutan)

No. Nama Bangunan Luas (m2) Harga (Rp/m2) Jumlah (Rp)

7 Areal Produk 200 250.000 50.000.0008 Perkantoran 300 500.000 150.000.0009 Laboratorium 80 400.000 32.000.000

10 Poliklinik 50 250.000 12.500.00011 Kantin 100 250.000 25.000.00012 Ruang Ibadah 60 250.000 15.000.00013 Gudang Peralatan 60 150.000 9.000.00014 Bengkel 80 150.000 12.000.00015 Perpustakaan 80 200.000 16.000.000

16 Unit Pemadam Kebakaran 100 150.000 15.000.000

17 Unit Pengolahan Air 1200 500.000 600.000.00018 Pembangkit Listrik 300 1.000.000 300.000.00019 Pengolahan Limbah 1500 800.000 1.200.000.00020 Area Perluasan 1000 40.000 40.000.00021 Perumahan Karyawan 1400 500.000 700.000.00022 jalan 800 40.000 32.000.00023 Area antara bangunan 650 40.000 26.000.000

Total 11090 5.784.900.000

Harga bangunan saja = Rp 5.638.900.000,-

Harga sarana = Rp 146.000.000,-

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp 5.784.900.000,-

1.1.3 Perincian Harga Peralatan Harga peralatan dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan

berikut:

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡=

y

x

m

1

2yx I

IXXCC (Timmerhaus, 2004)

dimana: Cx = harga alat pada tahun 2007

Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1 = kapasitas alat yang tersedia

X2 = kapasitas alat yang diinginkan


Ix = indeks harga pada tahun 2007

Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia

m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2007 digunakan metode regresi

koefisien korelasi:

[ ]( )( ) ( )( )2

i2

i2

i2

i

iiii

ΣYΣYnΣXΣXn

ΣYΣXYΣXnr

−⋅×−⋅

⋅−⋅⋅= (Montgomery,

1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift

No. Tahun (Xi) Indeks (Yi) Xi.Yi

Xi²

Yi²

1 1989 895 1780155 3956121 801025 2 1990 915 1820850 3960100 837225 3 1991 931 1853621 3964081 866761 4 1992 943 1878456 3968064 889249 5 1993 967 1927231 3972049 935089 6 1994 993 1980042 3976036 986049 7 1995 1028 2050860 3980025 1056784 8 1996 1039 2073844 3984016 1079521 9 1997 1057 2110829 3988009 1117249 10 1998 1062 2121876 3992004 1127844 11 1999 1068 2134932 3996001 1140624 12 2000 1089 2178000 4000000 1185921 13 2001 1094 2189094 4004001 1196836 14 2002 1103 2208206 4008004 1216609

Total 27937 14184 28307996 55748511 14436786

Sumber: Tabel 6-2, Peters et.al., 2004 Data: n = 14 ∑Xi = 27937 ∑Yi = 14184

∑XiYi = 28307996 ∑Xi² = 55748511 ∑Yi² = 14436786 Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE-2, maka diperoleh harga

koefisien korelasi:

r = (14) . (28307996) – (27937)(14184)

[(14). (55748511) – (27937)²] × [(14)(14436786) – (14184)² ]½


≈ 0,98 ≈ 1

Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat

hubungan linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang

mendekati adalah persamaan regresi linier.

Persamaan umum regresi linier, Y = a + b ⋅ X

dengan: Y = indeks harga pada tahun yang dicari (2007)

X = variabel tahun ke n

a, b = tetapan persamaan regresi

Tetapan regresi ditentukan oleh:

( ) ( )( ) ( )2

i2

i

iiii

ΣXΣXnΣYΣXYΣXnb

−⋅⋅−⋅

=

a 22

2

Xi)(Xin.Xi.YiXi.XiYi.

Σ−ΣΣΣ−ΣΣ

= (Montgomery,

1992)

Maka:

b = 8089,163185

53536)27937()55748511)(14(

)14184)(27937()28307996)(14(2 ==

−−

a =

8,325283185

103604228)27937()55748511)(14(

)28307996)(27937()55748511)(14184(2

−=−

=−

−

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah:

Y = a + b ⋅ X

Y = 16,8089X – 32528,8

Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2007 adalah:

Y = 16,809(2007) – 32528,8

Y = 1206,4440

Perhitungan harga peralatan menggunakan adalah harga faktor

eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada

Tabel 6-4, Peters et.al., 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor

eksponensialnya dianggap 0,6 (Peters et.al., 2004).


Contoh perhitungan harga peralatan:

a. Tangki Penyimpanan Etilen (TT-101)

Kapasitas tangki, X2 = 585,0256 m3. Dari Gambar LE.1, diperoleh untuk

harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ pada tahun 2002 adalah (Cy) US$ 6700.

Dari tabel 6-4, Peters et.al., 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m)

0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (Iy) 1103.

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan

Tangki Pelarutan.(Peters et.al., 2004)

Indeks harga tahun 2007 (Ix) adalah 1206,4440. Maka estimasi harga tangki

untuk (X2) 585,0256 m3 adalah:

Cx = US$ 6700 × 49,0

10256,585 ×

11031206,4440

Cx = US$ 166.311 × (Rp9.135,-)/(US$ 1)

Cx = Rp 1.519.255.022,-/unit

b. Kolom Distilasi (T-301)

Kolom distilasi yang dipergunakan berukuran diameter 0,7157 m,

dengan tinggi kolom 19,6 m dengan banyaknya tray dalam kolom sebanyak

49 buah. Dari Gambar LE.2, didapat bahwa untuk spesifikasi tersebut

didapat harga peralatan pada tahun 2002 (Iy= 1103) adalah US$ 22.000,-


untuk tinggi kolom 20 m dan faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,62.

Maka harga sekarang (2007) adalah:

Cx,kolom = US$ 22.000 ×62,0

2019,6 ×

11031206,4440 × (Rp 9.135,-)/(US$ 1)

Cx,kolom = Rp 217.081.613,-/unit

Gambar LE.2 Harga Peralatan untuk Kolom Distilasi. Harga Tidak

Termasuk Trays, Packing, atau Sambungan. (Peters et.al.,

2004)

Sedangkan dari Gambar LE.3 didapat harga tiap sieve tray adalah US$ 350,-

untuk kolom berdiameter 0,7 m dan faktor eksponen untuk tray adalah (m)

0,86. Maka:

Cx,tray = 49 × US$ 350 × 86,0

7,07157,0 ×

11034440,1206 × (Rp 9.135,-)/(US$

1) Cx,tray = Rp 174.658.078,-

Jadi total harga keseluruhan unit distilasi (T-301) adalah:

= Rp 217.081.613,- + Rp 174.658.078,-

= Rp 391.739.690,-


Gambar LE.3 Harga Tiap Tray dalam Kolom Distilasi. Harga Termasuk

Tanggul, Permukaan Saluran Limpah, Saluran Uap dan Bagian Struktur

Lainnya

(Peters et.al., 2004)

Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat

dilihat pada Tabel LE.3 untuk perkiraan peralatan proses dan Tabel LE.4

untuk perkiraan peralatan utilitas.

Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut:

- Biaya transportasi = 5 %

- Biaya asuransi = 1 %

- Bea masuk = 15 % (Rusjdi,

2004)

- PPn = 10 % (Rusjdi, 2004)

- PPh = 10 % (Rusjdi, 2004)

- Biaya gudang di pelabuhan = 0,5 %

- Biaya administrasi pelabuhan = 0,5 %


- Transportasi lokal = 0,5 %

- Biaya tak terduga = 0,5 %

Total = 43 %

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut:

- PPn = 10 % (Rusjdi, 2004)

- PPh = 10 % (Rusjdi, 2004)

- Transportasi lokal = 0,5 % - Biaya tak terduga = 0,5 % - Total = 21 %

Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses

No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit Harga Total

1 TT-101 1 I

Rp 1.519.255.022 Rp 1.519.255.022

2 TT-301 1 I

Rp 298.152.075 Rp 298.152.075

3 T-201 1 I Rp

122.525.419 Rp 122.525.419

4 T-202 1 I Rp

123.216.511 Rp 123.216.511

5 T-301 1 I Rp

391.739.690 Rp 391.739.690

6 R-201 1 I Rp

243.611.657 Rp 243.611.657

7 R-202 1 I Rp

242.519.670 Rp 242.519.670

8 D-301 1 I Rp

86.720.368 Rp 86.720.368

9 E-101 1 I Rp

20.754.693 Rp 20.754.693

10 E-102 1 I Rp

330.179.569 Rp 330.179.569

11 E-103 1 I Rp

370.921.460 Rp 370.921.460


12 E-201 1 I Rp

418.615.272 Rp 418.615.272

13 E-202 1 I Rp

492.687.010 Rp 492.687.010

14 E-203 1 I Rp

449.297.544 Rp 449.297.544

15 E-204 1 I Rp

486.141.043 Rp 486.141.043

16 E-301 1 I Rp

445.390.316 Rp 445.390.316

17 E-302 1 I Rp

20.754.693 Rp 20.754.693

18 E-303 1 I Rp

32.953.534 Rp 32.953.534

19 JC-101 1 I Rp

685.125.000 Rp 685.125.000

20 JC-102 1 I Rp

730.800.000 Rp 730.800.000

21 JC-103 1 I Rp

730.800.000 Rp 730.800.000

22 JC-104 1 I Rp

365.400.000 Rp 365.400.000

23 JC-201 1 I Rp

365.400.000 Rp 365.400.000

24 JC-202 1 I Rp

182.700.000 Rp 182.700.000

25 JE-201 1 I Rp

372.956.412 Rp 372.956.412

26 JE-202 1 I Rp

139.316.911 Rp 139.316.911

27 JE-301 1 I Rp

105.317.579 Rp 105.317.579

28 J-201 1 I Rp

50.666.471 Rp 50.666.471Subtotal Impor Rp 9.823.917.920

Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses.................. (lanjutan) No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit Harga Total

29 J-101 1 NI Rp

9.555.210 Rp 9.555.21030 J-202 1 NI Rp Rp 9.281.160


9.281.160

31 J-203 1 NI Rp

9.281.160 Rp 9.281.160

32 J-301 1 NI Rp

10.916.325 Rp 10.916.325

33 J-302 1 NI Rp

1.149.731 Rp 1.149.731

34 J-303 1 NI Rp

9.555.210 Rp 9.555.210Subtotal Non Impor Rp 49.738.796

Harga Total Rp 9.873.656.716 Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit Harga Total

1 SC 1 I Rp 105.788.171 Rp 105.788.1712 CL 1 I Rp 369.893.112 Rp 369.893.112 3 SF 1 I Rp 268.608.521 Rp 268.608.521 4 CE 1 I Rp 65.467.586 Rp 65.467.586 5 AE 1 I Rp 65.467.586 Rp 65.467.586 6 CT 1 I Rp 381.153.958 Rp 381.153.958 7 DE 1 I Rp 448.509.832 Rp 448.509.832 8 KU 1 I Rp 656.285.940 Rp 656.285.940 9 TU-01 1 I Rp 620.490.296 Rp 620.490.296

10 TU-02 1 I Rp 282.113.340 Rp 282.113.340 11 TP-01 1 I Rp 109.910.421 Rp 109.910.421 12 TP-02 1 I Rp 82.339.681 Rp 82.339.681 13 TP-03 1 I Rp 180.725.453 Rp 180.725.453 14 TP-04 1 I Rp 167.421.683 Rp 167.421.683 15 TP-05 1 I Rp 5.196.618 Rp 5.196.618 16 Activated Sludge 1 I Rp 5.028.774.422 Rp 5.028.774.422 17 TS 1 I Rp 278.297.582 Rp 278.297.582

Subtotal Impor Rp 9.116.444.203 18 BS 2 NI Rp 8.000.000 Rp 16.000.000 19 PU-01 1 NI Rp 13.081.320 Rp 13.081.320 20 PU-02 1 NI Rp 9.555.210 Rp 9.555.210 21 PU-03 1 NI Rp 1.149.731 Rp 1.149.731 22 PU-04 1 NI Rp 1.149.731 Rp 1.149.731 23 PU-05 1 NI Rp 14.999.670 Rp 14.999.670 24 PU-06 1 NI Rp 12.058.200 Rp 12.058.200 25 PU-07 1 NI Rp 1.149.731 Rp 1.149.731


Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah (lanjutan) No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit Harga Total 26 PU-08 1 NI Rp 9.281.160 Rp 9.281.160 27 PU-09 1 NI Rp 1.149.731 Rp 1.149.731 28 PU-10 1 NI Rp 1.149.731 Rp 1.149.731 29 PU-11 1 NI Rp 1.149.731 Rp 1.149.731 30 PU-12 1 NI Rp 1.149.731 Rp 1.149.731 31 PU-13 1 NI Rp 14.999.670 Rp 14.999.670 32 PU-14 1 NI Rp 1.149.731 Rp 1.149.731 33 PU-15 1 NI Rp 1.149.731 Rp 1.149.731 34 PU-16 1 NI Rp 26.948.250 Rp 26.948.250 35 PU-17 1 NI Rp 6.531.525 Rp 6.531.525 36 PU-18 1 NI Rp 10.916.325 Rp 10.916.325 37 BP 1 NI Rp 20.000.000 Rp 20.000.000 38 BSA 1 NI Rp 12.000.000 Rp 12.000.000 39 BN 1 NI Rp 15.500.000 Rp 15.500.000 40 PL-01 1 NI Rp 9.555.210 Rp 9.555.210 41 PL-02 1 NI Rp 10.916.325 Rp 10.916.325 42 PL-03 1 NI Rp 10.231.200 Rp 10.231.200 43 PL-04 1 NI Rp 9.281.160 Rp 9.281.160 44 PL-05 1 NI Rp 10.231.200 Rp 10.231.200 45 Generator 6 NI Rp 75.000.000 Rp 450.000.000

Subtotal Non Impor Rp 692.434.005 Harga Total Rp 9.808.878.208

Keterangan*) : I untuk peralatan impor, sedangkan N.I. untuk peralatan non impor. Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered) adalah:

= 1,43 × (Rp 9.823.917.920,- + Rp 9.116.444.203,-) + 1,21 × (Rp

49.738.796,- + Rp 692.434.005,-)

= Rp 27.982.746.925,-

Biaya pemasangan diperkirakan 47% dari total harga peralatan (Peters

et.al., 2004). Biaya pemasangan = 0,47 × Rp 27.982.746.925,-

= Rp 13.151.891.055,-

Harga peralatan + biaya pemasangan (C):


= Rp 27.823.066.987,- + Rp 13.076.841.484,-

= Rp 41.134.637.979,-


1.1.4 Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 36% dari total harga peralatan

(Peters et.al., 2004).

Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,36 × Rp 27.982.746.925,-

= Rp 10.073.788.893,-

1.1.5 Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 60% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004).

Biaya perpipaan (E) = 0,6 × Rp 27.982.746.925,-

= Rp 16.789.648.155,-

1.1.6 Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 11% dari total harga peralatan (Peters

et.al., 2004). Biaya instalasi listrik (F) = 0,11 × Rp 27.982.746.925,-

= Rp 3.078.102.162,-

1.1.7 Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 12% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004).

Biaya insulasi (G) = 0,12 × Rp 27.982.746.925,-

= Rp 3.357.929.631,-

1.1.8 Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 5% dari total harga peralatan (Peters

et.al., 2004). Biaya inventaris kantor (H) = 0,05 × Rp 27.982.746.925,-

= Rp 2.056.731.899,- 1.1.9 Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 2% dari total

harga peralatan (Peters et.al., 2004).


Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan (I) = 0,02 × Rp 27.982.746.925,-

= Rp 822.692.760,-

1.1.10 Sarana Transportasi

Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi

No. Jenis Kendaraan Unit Tipe Harga/ Unit (Rp) Harga Total (Rp)

1 Dewan Komisaris 2 Sedan Rp 275.000.000 Rp 550.000.000

2 Direktur 1 Fortuner Rp 400.000.000 Rp 400.000.0003 Manajer 4 Kijang Innova Rp 200.000.000 Rp 800.000.0004 Bus Karyawan 3 Bus Rp 280.000.000 Rp 840.000.0005 Truk 3 Truk Rp 450.000.000 Rp 1.350.000.000

6 Mobil Pemasaran 3 Avanza Rp 140.000.000 Rp 420.000.000

7 Mobil Pemadam Kebakaran 2 Truk Rp 450.000.000 Rp 900.000.000

Total (J) Rp 5.260.000.000 Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J

= Rp 89.609.771.478,-

1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

1.2.1 Pra Investasi

Diperkirakan 7% dari total harga peralatan (Peters et.al., 2004).

Pra Investasi (A) = 0,07 × Rp 27.982.746.925,- = Rp 1.958.792.285,-

1.2.2 Biaya Engineering dan Supervisi


Biaya Engineering dan Supervisi (B) = 0,33 × Rp 27.982.746.925,- = Rp 9.234.306.485,-

1.2.3 Biaya Legalitas



Biaya Legalitas (C) = 0,04 × Rp 27.982.746.925,- = Rp 1.119.309.877,-

1.2.4 Biaya Kontraktor


Biaya Kontraktor (D) = 0,22 × Rp 27.982.746.925,- = Rp 6.156.204.323,-

1.2.5 Biaya Tak Terduga


Biaya Tak Terduga (E) = 0,44 × Rp 27.982.746.925,- = Rp 12.312.408.647,-

Total MITTL = A + B + C + D + E = Rp 30.781.021.617,-

Total MIT = MITL + MITTL

= Rp 89.609.771.478,- + Rp 30.781.021.617,-

= Rp 120.390.793.095,-

2 Modal Kerja

Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (90

hari).

2.1 Persediaan Bahan Baku

2.1.1 Bahan Baku Proses

1. Etilen, C2H4

Kebutuhan = 586,0413 kg/jam

Harga = Rp 8.441,-/kg (NAPM, 2007)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 586,0413 kg/jam × Rp 8.441,-

= Rp 10.684.704.044,-

2. Katalis perak

Kebutuhan = 3003,625 kg

Harga = Rp 1.103.653,-/kg (The Silver Institute, 2007)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 3003,625 kg × Rp 1.103.653,-

= Rp 3.314.960.471,-


2.1.2 Persediaan Bahan Baku Utilitas

1. Alum, Al2(SO4)3


Harga = Rp 2.100 ,-/kg (PT. Bratachem, 2007)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 1,6306 kg/jam × Rp 2.100,- /kg

= Rp 7.396.357,-

2. Soda abu, Na2CO3


Harga = Rp 3500,-/kg (PT. Bratachem, 2007)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 0,8805 kg/jam × Rp 3500,-/kg

= Rp 6.656.721,-

3. Kaporit


Harga = Rp 11.500,-/kg (PT. Bratachem, 2007)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 0,0006 kg/jam × Rp 11.500,-/kg

= Rp 57.913,-

4. H2SO4

Kebutuhan = 0,5841 kg/hari


Harga total = 90 hari × 0,5841 kg/hari × Rp 3500,-/kg

= Rp 4.415.673,-

5. NaOH

Kebutuhan = 0,5716 kg/hari


Harga total = 90 hari × 5,444 kg/jam × Rp 5250,-/kg

= Rp 6.481.531,-

6. Solar

Kebutuhan = 559,1886 ltr/jam


Harga solar untuk industri = Rp. 4850,-/liter (Antara, 2007)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 559,1886 ltr/jam × Rp. 4850,-

/liter

= Rp 5.855.960.104,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan

(90 hari) adalah Rp 19.880.632.814,-

2.2 Kas

2.2.1 Gaji Pegawai

Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai

Jabatan Jumlah Gaji/bulan

(Rp) Jumlah gaji/bulan

(Rp) Dewan Komisaris 2 20.000.000 40.000.000General Manager 1 15.000.000 15.000.000Staf Ahli 2 12.000.000 24.000.000Sekretaris 2 2.000.000 4.000.000Manajer Produksi 1 10.000.000 10.000.000Manajer Teknik 1 10.000.000 10.000.000Manajer Umum dan Keuangan 1 10.000.000 10.000.000Manajer Pembelian dan Pemasaran 1 10.000.000 10.000.000Kepala Seksi Proses 1 5.000.000 5.000.000Kepala Seksi Laboratorium R&D 1 5.000.000 5.000.000Kepala Seksi Utilitas 1 5.000.000 5.000.000Kepala Seksi Mesin 1 3.500.000 3.500.000Kepala Seksi Listrik 1 3.500.000 3.500.000Kepala Seksi Instrumentasi 1 3.500.000 3.500.000Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik 1 3.500.000 3.500.000Kepala Seksi Keuangan 1 3.500.000 3.500.000Kepala Seksi Administrasi 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Personalia 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Humas 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Keamanan 1 2.500.000 2.500.000Kepala Seksi Pembelian 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Penjualan 1 3.000.000 3.000.000Karyawan Produksi 45 1.500.000 67.500.000Karyawan Teknik 18 1.500.000 27.000.000


Karyawan Umum dan Keuangan 15 1.500.000 22.500.000Karyawan Pembelian dan Pemasaran 15 1.500.000 22.500.000Dokter 1 4.000.000 4.000.000Perawat 2 1.500.000 3.000.000Petugas Keamanan 15 1.000.000 15.000.000Petugas Kebersihan 10 800.000 8.000.000Supir 4 1.000.000 4.000.000Jumlah 150 347.500.000.00

Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp 347.500.000,-

Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp 1.042.500.000,-

2.2.2 Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 15% dari gaji pegawai = 0,15 × Rp 1.042.500.000,- (Peters

et.al., 2004)

= Rp 156.375.000,-

2.2.3 Biaya Pemasaran

Diperkirakan 15% dari gaji pegawai = 0,15 × Rp 1.042.500.000,- (Peters

et.al., 2004)

= Rp 156.375.000,- 2.2.4 Pajak Bumi dan Bangunan

Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu

kepada Undang-Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997

tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut:

Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas

bangunan (Pasal 2 ayat 1 UU No.20/00).

Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat

1 UU No.20/00).

Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp.

30.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).


Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif

pajak dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU

No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai

berikut:

Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Etilen Oksida

Nilai Perolehan Objek Pajak

- Tanah Rp 1.330.800.000,- - Bangunan Rp 5.638.900.000,-

Total NJOP Rp 6.969.700.000,- Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak (Rp. 30.000.000,- ) Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak Rp 6.939.700.000,- Pajak yang Terutang (5% × NPOPKP) Rp. 346.985.000,-

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Gaji Pegawai Rp 1.042.500.000 2. Administrasi Umum Rp 156.375.000 3. Pemasaran Rp 156.375.000 4. Pajak Bumi dan Bangunan Rp 346.985.000

Total Rp 1.702.235.000

2.3 Biaya Start-Up

Diperkirakan 8% dari Modal Investasi Tetap (Peters et.al., 2004).

= 0,08 × Rp 120.390.793.095,-

= Rp 9.631.263.448,-

2.4 Piutang Dagang

HPT12IPPD ×=

dimana: PD = piutang dagang

IP = jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)


HPT = hasil penjualan tahunan

Penjualan:

1. Harga jual etilen oksida = US$ 1,58/kg (ICIS Pricing, 2007)

Produksi etilen oksida = 454,7302 kg/jam

Hasil penjualan etilen glikol tahunan yaitu:

= 454,7302 kg/jam × 24 jam/hari × 330 hari/tahun × US$ 1,58/kg

= Rp 51.907.897.015,-

2. Harga jual fuel gas = Rp 1000,-/kg

Produksi fuel gas = 14770,0769 kg/jam

Hasil penjualan fuel gas tahunan yaitu:

= 14770,0769 kg/jam × 24 jam/hari × 330 hari/tahun × Rp 1000,-/kg

= Rp 116.979.009.291,-

Hasil penjualan total tahunan = Rp 168.886.906.306,-

Piutang Dagang = 123× Rp 168.886.906.306,-

= Rp 42.221.726.577,- Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja

No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Bahan Baku Proses dan 16.565.672.343 2. Kas 1.702.235.000 3. Start Up 9.631.263.448 4. Piutang Dagang 42.221.726.577

Total 70.120.897.367

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja

= Rp 120.390.793.095,- + Rp 70.120.897.367,-

= Rp 190.511.690.462,-


Modal ini berasal dari:

- Modal sendiri = 60% dari total modal investasi

= 0,6 × Rp 190.511.690.462,-

= Rp 114.307.014.277,-

- Pinjaman dari Bank = 40% dari total modal investasi

= 0,4 × Rp 190.511.690.462,-

= Rp 76.204.676.185,-

3. Biaya Produksi Total

3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

3.1.1 Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang

diberikan sebagai tunjangan, sehingga

Gaji total = (12 + 2) × Rp 347.500.000 = Rp 4.865.000.000,-

3.1.2 Bunga Pinjaman Bank

Bunga pinjaman bank adalah 13% dari total pinjaman (Bank Mandiri,

2007).

= 0,13 × Rp 76.204.676.185,-

= Rp 9.906.607.904,-

3.1.3 Depresiasi dan Amortisasi

Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai

masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya

untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui

penyusutan (Rusdji, 2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode

garis lurus atau straight line method. Dasar penyusutan menggunakan masa

manfaat dan tarif penyusutan sesuai dengan Undang-undang Republik

Indonesia No.17 Tahun 2000 Pasal 11 ayat 6 dapat dilihat pada tabel di

bawah ini.


Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000

Kelompok Harta Berwujud

Masa (tahun)

Tarif (%) Beberapa Jenis Harta

I.Bukan Bangunan 1.Kelompok 1 2. Kelompok 2 3. Kelompok 3

4

816

25

12,56,25

Mesin kantor, perlengkapan, alat perangkat/ tools industri. Mobil, truk kerja Mesin industri kimia, mesin industri mesin

II. Bangunan Permanen 20 5

Bangunan sarana dan penunjang

Sumber: Waluyo, 2000 dan Rusdji,2004

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

n

LPD −=

dimana: D = depresiasi per tahun

P = harga awal peralatan

L = harga akhir peralatan

n = umur peralatan (tahun)


Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UU RI No. 17 Tahun 2000

Komponen Biaya (Rp) Umur (tahun)

Depresiasi (Rp)

Bangunan 5.638.900.000 20 281.945.000Peralatan proses dan utilitas 41.134.637.979 16 2.570.914.874Instrumentrasi dan pengendalian proses 10.073.788.893 4 2.518.447.223Perpipaan 16.789.648.155 4 4.197.412.039Instalasi listrik 3.078.102.162 4 769.525.540Insulasi 3.357.929.631 4 839.482.408Inventaris kantor 2.056.731.899 4 514.182.975Perlengkapan keamanan dan kebakaran 822.692.760 4 205.673.190Sarana transportasi 5.260.000.000 8 657.500.000 Total 12.555.083.248

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami

penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak

langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi.

Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran

lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk

mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan

amortisasi dengan menerapkan taat azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun

2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak

berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat)

tahun sesuai pendekatan perkiraan harta tak berwujud yang dimaksud

(Rusdji, 2004).

Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 25% dari MITTL

sehingga:

Biaya amortisasi = 0,25 × Rp 30.781.021.617,-

= Rp 7.695.255.404,-

Total Biaya Depresiasi dan Amortisasi

= Rp 12.555.083.248,- + Rp 7.695.255.404,-


= Rp 20.250.338.653,-

3.1.4 Biaya Tetap Perawatan

Biaya tetap perawatan terbagi menjadi:

1. Perawatan mesin dan alat-alat proses

Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai

20%, diambil 8% dari harga peralatan terpasang di pabrik (Peters et.al.,

2004).

Biaya perawatan mesin = 0,8 × Rp 41.134.637.979,-

= Rp 3.290.771.038,-

2. Perawatan bangunan

Diperkirakan 8% dari harga bangunan (Peters et.al., 2004).

= 0,8 × Rp 5.638.900.000,-

= Rp 451.112.000,-

3. Perawatan kendaraan

Diperkirakan 8% dari harga kendaraan (Peters et.al., 2004).

= 0,8 × Rp 5.260.000.000,-

= Rp 420.800.000,-

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol

Diperkirakan 8% dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Peters et.al.,

2004).

= 0,8 × Rp 10.073.788.893,-

= Rp 805.903.111,-

5. Perawatan perpipaan

Diperkirakan 10 % dari harga perpipaan (Peters et.al., 2004).

= 0,8 × Rp 16.789.648.155,-

= Rp 1.343.171.852,-


6. Perawatan instalasi listrik

Diperkirakan 8% dari harga instalasi listrik (Peters et.al., 2004).

= 0,8 × Rp 3.078.102.162,-

= Rp 246.248.173,- 7. Perawatan insulasi

Diperkirakan 8% dari harga insulasi (Peters et.al., 2004).

= 0,8 × Rp 3.357.929.631,-

= Rp 268.634.370,- 8. Perawatan inventaris kantor

Diperkirakan 8% dari harga inventaris kantor (Peters et.al., 2004).

= 0,8 × Rp 2.056.731.899,-

= Rp 164.538.552,- 9. Perawatan perlengkapan kebakaran

Diperkirakan 8% dari harga perlengkapan kebakaran (Peters et.al.,

2004).

= 0,8 × Rp 822.692.760,-

= Rp 65.815.421,-

Total Biaya Perawatan = Rp 7.056.994.518,-

3.1.5 Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost)

Biaya tambahan industri ini diperkirakan 10% dari modal investasi tetap

(Peters et.al., 2004).

Plant Overhead Cost = 0,1 × Rp 120.390.793.094,-

= Rp 12.039.079.309,-

3.1.6 Biaya Administrasi Umum

Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp 156.375.000,-

Biaya administrasi umum selama 1 tahun = 4 × Rp 156.375.000,-

= Rp 625.500.000,-


3.1.7 Biaya Pemasaran dan Distribusi

Biaya pemasaran selama 3 bulan adalah Rp 156.375.000,-

Biaya pemasaran selama 1 tahun = 4 × Rp 156.375.000,-

= Rp 625.500.000,-

Biaya distribusi diperkirakan 50% dari biaya pemasaran, sehingga :

Biaya distribusi = 0,5 × Rp 625.500.000,- = Rp 312.750.000,-

Biaya pemasaran dan distribusi = Rp 938.250.000,- 3.1.8 Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan

Diperkirakan 5% dari biaya tambahan industri (Peters et.al., 2004).

= 0,05 × Rp 12.039.079.309,-

= Rp 601.953.965,-

3.1.9 Hak Paten dan Royalti

Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Peters et.al., 2004).

= 0,01 × Rp 120.390.793.094,-

= Rp 1.203.907.931,-

3.1.10 Biaya Asuransi

1. Biaya asuransi pabrik adalah 3,1 permil dari modal investasi tetap

langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2007).

= 0,0031 × Rp 89.609.771.477,-

= Rp 277.790.292,-

2. Biaya asuransi karyawan

Premi asuransi = Rp 350.000,- /tenaga kerja (PT Prudential Life Assurance,

2005)

Maka biaya asuransi karyawan = 150 orang × Rp. 350.000,-/orang

= Rp 52.500.000,-

Total biaya asuransi = Rp 330.290.292,-

3.1.11 Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan adalah Rp 346.985.000,-

Total Biaya Tetap (Fixed Cost) = Rp 58.164.907.572,-


3.2 Biaya Variabel

3.2.1 Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun

Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah

Rp 16.565.672.343,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun

adalah:

= Rp 16.565.672.343,- × 90330 = Rp 64.055.759.060,-

3.2.2 Biaya Variabel Tambahan Biaya variabel tambahan terbagi menjadi:

1. Biaya Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 5% dari biaya variabel bahan baku

= 0,05 × Rp 64.055.759.060,-

= Rp 3.202.787.953,-

2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi

Diperkirakan 1% dari biaya variabel bahan baku

= 0,01 × Rp 64.055.759.060,-

= Rp 640.557.591,-

Total biaya variabel tambahan = Rp 3.843.345.544,-

3.2.3 Biaya Variabel Lainnya

Diperkirakan 5% dari biaya variabel tambahan

= 0,05 × Rp 3.843.345.544,-

= Rp 192.167.277,-

Total Biaya Variabel = Rp 68.091.271.881,-

Total Biaya Produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 58.164.907.572,- + Rp 68.091.271.881,-

= Rp 126.256.179.454,-


4 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan 4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto) Laba atas penjualan = Total penjualan – Total biaya produksi = Rp 168.886.906.306,- – Rp 126.256.179.454,- = Rp 42.630.726.853,- Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5% dari keuntungan perusahaan = 0,005 × Rp 42.630.726.853,- = Rp 213.153.634,- Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga: Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 42.417.573.218,- 4.2 Pajak Penghasilan

Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (Rusjdi, 2004): Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10

%. Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan

pajak sebesar 15 %.

Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 %. Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:

- 10 % × Rp 50.000.000 = Rp 5.000.000,-

- 15 % × (Rp 100.000.000 - Rp 50.000.000) = Rp

7.500.000,-

- 30 % × (Rp 42.417.573.218 - Rp 100.000.000) = Rp 12.695.271.966,-

Total PPh = Rp 12.707.771.966,-

4.3 Laba setelah pajak

Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh

= Rp 42.417.573.218,- – Rp 12.707.771.966,-


= Rp 29.709.801.253,-

5 Analisa Aspek Ekonomi

5.1 Profit Margin (PM)

PM = penjualanTotal

pajaksebelumLaba× 100 %

PM = %100 6.306168.886.90 Rp .21842.417.573 Rp ×

PM = 25,12%

5.2 Break Even Point (BEP)

BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya−

× 100 %

BEP = .88168.091.271 Rp 6.306168.886.90 Rp

.57258.164.907 Rp −

× 100 %

BEP = 57,71%

Kapasitas produksi pada titik BEP = 57,71 % × 3.600 ton/tahun

= 2077,4081 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = 57,71 % × Rp 168.886.906.306 ,-

= Rp 97.457.507.476,-

5.3 Return on Investment (ROI)

ROI = InvestasiModalTotal


ROI = 0.462190.511.69 Rp .25329.709.801 Rp × 100 %

ROI = 15,59%

5.4 Pay Out Time (POT)

POT = tahun10,1559

1×

POT = 6,41 tahun

5.5 Return on Network (RON)


RON = sendiriModal


RON = 4.277114.307.01 Rp .25329.709.801 Rp × 100 %

RON = 25,99%

5.6 Internal Rate of Return (IRR)

Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan

dan pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk

memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut:

- Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10% tiap tahun.

- Masa pembangunan disebut tahun ke nol.

- Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun.

- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10.

- Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan.

Dari Tabel LE.11, diperoleh nilai IRR = 28,86%

030405024

Documents