lampiran a perhitungan neraca massa - selamat...

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

I. Kapasitas Prarancangan

Kapasitas per tahun = 28.000 Ton/Tahun

1 tahun operasi = 330 hari

Kapasitas prarancangan = ton1

kg 1000

jam 24

hari 1

hari 330

tahun1

tahun1

ton000.28xxx

= 3535,35 kg/jam

II. Komposisi Bahan Baku dan Produk

1. Metanol

Metanol = 99,90 % berat

Air = 0,10 % berat

2. Udara

Nitrogen = 79 % mol

Oksigen = 21 % mol

3. Urea

Urea = 99,27 % berat

Air = 0,73 % berat

4. Urea Formaldehid

Urea Formaldehid = 80,00 % berat

Urea = maks 2 % berat

Air = maks 20,00 % berat

II. Reaksi

a. Reaksi di Reaktor 01 (Sintesa Formaldehid)

Umpan yang masuk = Mol Metanol : Mol Oksigen = 9 : 10

Konversi metanol = 99 %

Selektivitas = 94 %

Reaksi utama :

CH3OH(g) + ½ O2(g) HCHO(g) + H2O(g) …(1)

Reaksi samping :

HCHO(g) + ½ O2(g) CO(g) + H2O(g) …(2)

b. Reaksi di Reaktor 02 (Sintesa Urea Formaldehid)

Perbandingan mol umpan = Urea : Formaldehid = 1 : 1,4

Konversi = 97 %

Reaksi yang terjadi :

13 CO(NH2)2 (l) + 18 CH2O (g) 9 HOCH2NHCONH2 (l) +

3NHCONH(CH2OH)2(l)+

NHCON(CH2OH)3 (l)

III. Notasi

CH3OH = Metanol

H2O = Air

O2 = Oksigen

CO2 = Karbondioksida

CO = Karbonmonoksida

N2 = Nitrogen

U rea = CO(NH2)2

Formaldehid = HCHO

UF1 = HOCH2NHCONH2

UF2 = NHCONH (CH2OH)2

UF3 = NHCON(CH2OH)3

IV. Berat Molekul

Metanol = 32,04 kg/kgmol

Air = 18,01 kg/kgmol

Oksigen = 32,00 kg/kgmol

Karbonmonoksida = 28,01 kg/kgmol

Karbondioksida = 44,01 kg/kgmol

Nitrogen = 28,01 kg/kgmol

Urea = 60,06 kg/kgmol

Formaldehid = 30,03 kg/kgmol

UF1 = 90,09 kg/kgmol



V. Basis Perhitungan

Basis = 1 jam operasi

VI. Neraca Massa Tiap Alat

1. REAKTOR 202 (RE-202)

Fungsi : Tempat mereaksikan larutan urea dan gas formaldehid untuk

menghasilkan produk urea formaldehid.

Gambar :

Massa total produk = 3535,35 kg/jam

Kandungan Urea formaldehid dalam produk = 80 %

Berat urea formaldehid total dalam produk = jamkg / 3535,35100

80

= 2828,28 kg/jam

BM rata-rata urea formaldehid =

13

139 321 UFBMUFBMUFBM

=

13

15,150112,120309,909

= 101,64 kg/kmol

Mol Urea formaldehid total = kmolkg

jamkg

/64,101

/28,2828

= 27,83 kmol/jam

Mol UF1 = jamkmol /83,2713

9

= 19,26 kmol/jam

Massa UF1 = 19,26 kmol/jam x 90,09 kg/kmol

= 1735,54 kg/jam


3

= 6,42 kmol/jam


= 771,35 kg/jam


1

= 2,14 kmol/jam


= 321,40 kg/jam

Reaksi yang terjadi di Reaktor 202

13 CO(NH)2 + 18 HCHO

9 UF1 + 3 UF2 + UF3

M 28,69 40,16

R 27,83 38,53 19,26 6,42 2,14

S 0,86 1,63 19,26 6,42 2,14

Massa Umpan HCHO = 40,16 kmol/jam x 30,03 kg/kmol

= 1206,06 kg/jam

Massa Umpan Urea = 28,69 kmol/jam x 60,06 kg/kmol

= 1722,94 kg/jam

Kelarutan urea pada temperatur 70oC = 268,04 gr/100 ml

Jumlah air yang dibutuhkan untuk melarutkan umpan urea :

x

grx

ml

gr 31094,1722

100

04,268

x = 642,80 L = 642,80 kg

Jumlah kandungan air dalam urea = jamkgx /94,1722%100

%73,0

= 12,58 kg/jam

Jumlah total air = 642,80 kg/jam + 12,58 kg/jam

= 655,38 kg/jam

Massa urea sisa = 0,86 kmol/jam x 60,06 kg/kmol

= 51,69 kg/jam

Tabel A.1. Neraca massa pada reaktor 202

Komponen Massa Masuk

(kg/jam)

Massa Keluar

(kg/jam)

Urea 1722,94 51,69

HCHO 1206,06 49,04

H2O 655,38 655,38

UF1 0 1735,54

UF2 0 771,35

UF3 0 321,40

Total 3584,39 3584,39

2. REAKTOR2 201 (RE-201)

Fungsi : Tempat mereaksikan uap metanol dan oksigen untuk membentuk gas

formaldehid sebagai umpan reaktor 02 (sintesa urea formaldehid).

Gambar :

HCHO yang dihasilkan pada reaksi 1 = jamkmol /16,40%94

%100

= 42,73 kmol/jam

HCHO yang bereaksi pada reaksi 2 = jamkmol /73,42100

6

= 2,56 kmol/jam

Reaksi 1 CH3OH + ½ O2

HCHO + H2O

M 43,16 47,95

R 42,73 21,35 42,73 42,73

S 0,43 26,59 42,73 42,73

Reaksi 2 HCHO + ½ O2 CO + H2O

2,56 1,28 2,56 2,56

Massa CH3OH Umpan = 43,16 kmol/jam x 32,04 kg/kmol

= 1382,75 kg/jam

Kandungan air dalam CH3OH = 0,1 %

Massa H2O dalam CH3OH = jamkg /75,1382%9,99

%1,0

= 1,38 kg/jam

Massa O2 Umpan = 47,95 kmol/jam x 32 kg/kmol

= 1534,47 kg/jam

Massa N2 Umpan = kmolkgxjamkmol /01,28/95,47%21

%79

= 5052,77 kg/jam

Massa HCHO terbentuk = (42,73– 2,56) kmol/jam x 30,03 kg/kmol

= 1206,06 kg/jam

Massa CH3OH sisa = 0,43 kmol/jam x 32,04 kg/kmol

= 13,83 kg/jam

Massa O2 sisa = (26,59– 1,28) kmol/jam x 32 kg/kmol

= 809,85 kg/jam

Massa H2O terbentuk = (42,73+ 2,56) kmol/jam x 18,01 kg/kmol

= 815,65 kg/jam

Massa total H2O keluar = ( 815,65 + 1,38 ) kg/jam

= 817,04 kg/jam

Massa CO terbentuk = 2,56 kmol/jam x 28,01 kg/kmol

= 71,80 kg/jam

Massa N2 sisa = 5052,77 kg/jam

Tabel A.2. Neraca massa pada reaktor 201 Komponen Massa Masuk

(kg/jam)

Massa Keluar

(kg/jam)

CH3OH 1382,75 13,83

O2 1534,47 809,85

HCHO 0 1206,06

CO 0 71,80

H2O 1,38 817,04

N2 5052,77 5052,77

Total 7971,37 7971,37

3. MIXING TANK (MT-101)

Fungsi : Tempat pencampuran urea dengan sejumlah air agar terbentuk larutan

urea untuk diumpankan ke reaktor 02 (sintesa urea formaldehid)

Gambar :

Massa urea = 1722,94 kg/jam

Komposisi urea : Urea = 99,27 % berat

H2O = 0,73 % berat

Jumlah kandungan air dalam urea = jamkgx /94,1722%100

%73,0

= 12,58 kg/jam

Kelarutan urea pada temperatur 70oC = 268,04 gr/100 ml

Jumlah air yang dibutuhkan untuk melarutkan umpan urea :

x

grx

ml

gr 31094,1722

100

04,268

x = 642,80 L = 642,80 kg

Jumlah total air = 642,80 kg/jam + 12,58 kg/jam

= 655,38 kg/jam

Tabel A.3. Neraca massa pada Mixing tank

Komponen Massa Masuk (kg/jam) Massa Keluar

(kg/jam) Input 1 Input 2

Urea 1722,94 0 1722,94

H2O 12,58 642,80 655,38

Total 1735,52 642,80 2378,33

2378,33

4. SEPARATOR (SE-201)

Fungsi : Memisahkan H2O liquid dari fraksi gas produk reaktor 201 (sintesa

formaldehid) setelah melewati cooler pada temperatur 70oC

Gambar :

Komponen yang masuk ke dalam separator sama seperti komponen yang

keluar dari reaktor 201.

Pemisahan antara fasa gas dan cairan pada separator dapat dilihat dari perbedaan

titik didihnya.

Tabel A.4. Titik didih produk reaktor 201

Komponen Titik didih (oC)

CH3OH 64,7 O2 -183 HCHO -21 CO -192 H2O 100 N2 -195,8

Berdasarkan data titik didih diatas maka H2O mempunyai fasa liquid karena titik

didihnya lebih besar dari temperatur separator 70oC, sedangkan yang lain masih

dalam fasa gas.

Pemisahan campuran fasa gas dengan fasa cair di dalam separator juga dapat

dilakukan berdasarkan perbedaan tekanan uap. Tekanan uap komponen dapat

dihitung dengan menggunakan persamaan Antoine:

Keterangan : Pi = Tekanan uap komponen i, mmHg

T = Temperatur, K

A, B, dan C = Konstanta Antoine

Tabel A.5 Konstanta Antoine

Komponen A B C

CH3OH 18,5875 3626,55 -34,29

Oksigen 13,6835 780,26 -4,1758

HCHO 7,46432 1078,39 254,377

CO 6,72527 295,228 268,243

Air 16,5362 3985,44 -38,9974

N2 15,3768 1956,25 -2,1117 (Sumber : Reklaitis, 1983, yaws,himelblau)

Untuk HCHO dan CO, persamaan Antoine yang digunakan :

Dengan : Pi = Tekanan uap komponen i, mmHg

T = temperatur, oC

Diketahui temperatur keluaran dari cooler produk reaktor 01 adalah 70oC.

Sehingga diperoleh tekanan uap masing-masing komponen seperti yang tersaji

dalam tabel berikut.

Tabel A.6 Tekanan Uap pada T = 70 oC

Komponen Pi (bar)

CH3OH 1,229673517

O2 115,2767121

HCHO 18,15559674

CO 936,7599031

H2O 0,305650866

N2 129,3074302

Jika Pi > P, maka komponen tersebut dalam fasa gas. Dan sebaliknya, jika Pi < P,

maka komponen tersebut dalam fasa cair. Di mana P = 1bar, sehingga yang

merupakan fasa cair adalah H2O, sedangkan yang lainnya merupakan fasa gas.

Asumsi seluruh komponen fasa gas ke atas, dan seluruh fasa cair ke bawah.

Aliran Masuk :

Massa HCHO = 1206,06 kg/jam

Massa CH3OH = 13,83 kg/jam

Massa O2 = 809,85 kg/jam

Massa total H2O = 817,04 kg/jam

Massa CO = 71,80 kg/jam

Massa N2 = 5052,77 kg/jam

Aliran Keluar :

Bagian atas :

Massa HCHO = 1206,06 kg/jam

Massa CH3OH = 13,83 kg/jam

Massa O2 = 809,85 kg/jam

Massa CO = 71,80 kg/jam

Massa N2 = 5052,77 kg/jam

Bagian bawah :

Massa total H2O = 817,04 kg/jam

Tabel A.7. Neraca massa pada Separator


(kg/jam)

Massa Keluar (kg/jam)

Output Atas Output Bawah

CH3OH 13,83 13,83 0

O2 809,85 809,85 0

HCHO 1206,06 1206,06 0

CO 71,80 71,80 0

H2O 817,04 0 817,04

N2 5052,77 5052,77 0

Total 7971,35 7154,31 817,04

7971,35

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Dari perhitungan neraca massa, selanjutnya dilakukan perhitungan neraca energi.

Perhitungan neraca energi didasarkan pada:

Basis waktu : Jam

Satuan panas : Kilo Joule (kJ)

Temperatur referensi : 25 oC (298,15 K)

Neraca energi:

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

{Akumulasi energi} (Himmelblau,ed.6, 1996:400)

Energi secara umum yang terlibat berupa energi panas (Q) dan kerja (W).

Perhatikan Gambar B.1 dibawah ini.

Gambar B.1. Proses Secara Umum Perpindahan Energi Pada Suatu Sistem

Pada Gambar B.1 terlihat proses perpindahan energi secara pada suatu sistem.

Pada keadaan 1, suatu materi atau bahan memiliki empat buah energi yaitu energi

kinetik (K1), energi potensial (P1), energi dalam (U1), dan energi berupa kerja p1v1

m1

U1

P1

K1

w1

m2

U2

P2

K2

w2Sistem

W Q

-W -Q

1 2

Batas Sistem

(w1) serta memiliki laju alir massa m1. Materi atau bahan tersebut kemudian

melewati sebuah sistem tertentu, dimana materi atau bahan tersebut membutuhkan

energi dari luar berupa panas (-Q) dan kerja (-W) atau sebaliknya, dapat

menghasilkan energi berupa panas (Q) dan kerja (W). Setelah melewati sistem,

bahan atau materi tersebut berada pada keadaan 2, dimana materi tersebut

memiliki energi berupa energi kinetik (K2), energi potensial (P2), energi dalam

(U2), dan energi berupa kerja p2v2 (w2) serta memiliki laju alir massa m2.

Sehingga persamaan neraca energi secara umum menjadi :

(U1 + K1 + P1)m1 - (U2 + K2 + P2)m2 + Q + W + w1 – w2 = ∆E

(U1 + K1 + P1)m1 - (U2 + K2 + P2)m2 + Q + W + (p1v1)m1 - (p2v2)m2 = ∆E

Jika tidak ada perubahan laju alir massa sebesar m1=m2=m dan tidak akumulasi

energi pada sistem, maka persamaan tersebut dapat disederhanakan menjadi,

{(U2-U1) + (K2-K1) + (P2-P1) + (p2v2) - (p1v1)}m = Q + W

{∆U + ∆Ek + ∆P + ∆pv }m = Q + W

Sistem berada pada tekanan tetap sehingga terdapat hubungan ∆H = ∆U + ∆pv

(Smith, J.M., Ed.6th

, 2001, Pers.2.11., hal. 38)

{∆H + ∆Ek + ∆P}m = Q + W

(Himmelblau, D., Ed.6th

, 1996, Pers. 5.13., hal. 404)

Jika pada sistem perubahan energi kinetik dan energi potensial sangat kecil

dibandingkan energi yang timbul akibat adanya reaksi maka nilai ∆Ek dan ∆P

dapat diabaikan (bernilai nol) dan jika tidak ada kerja yang diberikan atau

dihasilkan ke dan dari sistem maka persamaan neraca energi tersebut menjadi,

Q = ∆H

Q = ∆H = Hproduk - Hreaktan

Jika tidak ada panas yang timbul akibat perubahan fasa materi pada suatu sistem

maka, Q = ∆H = (Σ n CP dT)keluar – (Σ n CP dT)masuk

Jika sistem yang ditinjau berada pada keadaan adiabatis maka,

0 = ∆H = (Σ n CP dT)keluar – (Σ n CP dT)masuk

(Σ n CP dT)keluar = (Σ n CP dT)masuk

Keterangan :

∆H = Perubahan Panas (kJ)

n = Kuantitas Materi (kmol)

CP = Kapasitas panas (kJ/kmol.K)

dT = Perbedaan temperatur (K)

(Himmelblau, D., Ed.6th

, 1996, hal. 410)

Perhitungan kapasitas panas (Cp)

T

T

432

T

T refref

dT)ETDTCTBT(AdTCp

)T(T5

E)T(T

4

D)T(T

3

C)T(T

2

B)TA(TdTCp 5

ref

54

ref

43

ref

32

ref

2

ret

T

Tref

Keterangan :

Cp = Kapasitas panas ( kJ/kmol K)

A,B,C,D,E = Konstanta

Tref = Temperatur referensi = 298,15 K

T = Temperatur operasi (K)

Kapasitas Panas Cairan

Tabel B.1. Data konstanta Kapasitas Panas Cairan dalam (J/mol.K)

Sumber : C. L. Yaws, 1999

Kapasitas Panas Gas

Tabel B.2. Data konstanta Kapasitas Panas Gas dalam (J/mol.K)

Komponen A B C D

CH3OH 40.152 0.31046 -0.0010291 1.4598E-06

H2O 92.053 -0.039953 -0.00021103 5.3469E-07

CO(NH)2 (urea) 24.856 0.14437 0.000038088 -1.1007E-07

Urea formaldehid -193.924 1.5238 0.0024738

Sumber : C. L. Yaws, 1999

Komponen A B C D E

HCHO 34.428 -2.9779E-12 0.00015104

-1.2733E-

07 3.3887E-11

CH3OH 40.046 -0.038287 0.00024529

-2.1679E-

07 5.9909E-11

H2O 33.933 -0.0084186 0.000029906

-1.7825E-

08 3.6934E-12

CO 29.556 -0.0065807 0.00002013

-1.2227E-

08 2.2617E-12

O2 29.526 -0.008999 0.000038083

-3.2629E-

08 8.8607E-12

N2 29.342 -0.0035395 0.000010076

-4.3116E-

09 2.5935E-13

Berikut ini adalah perhitungan neraca panas pada masing-masing alat:

1. Neraca panas di sekitar Vaporizer

Fungsi : Menguapkan dan memanaskan campuran CH3OH fasa liquid

menjadi fasa uap pada temperatur 240oC sehingga siap diumpankan ke

reaktor 201.

Gambar B.1 Aliran panas di sekitar Vaporizer

Dimana : ∆H1 = Laju alir panas CH3OH masuk vaporizer (kJ/jam)

∆H2 = Laju alir panas CH3OH keluar vaporizer (kJ/jam)

∆Hsteam in = Laju alir panas steam masuk (kJ/jam)

∆Hsteam out = Laju alir panas steam keluar (kJ/jam)

a. Panas masuk vaporizer (aliran 1)

T bahan = (273.15+30oC) = 303.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.3 Perhitungan ∆H masuk pada aliran 1

Komponen n (kmol) ſCP dT

(kJ/kmol)

∆H 1

(kJ/jam)

CH3OH 43.15697532 400.7148235 17293.63975

H2O 0.076624098 377.4863816 28.92455339

Total 43.23359942

17322.5643

b. Panas keluar vaporizer (aliran 2)

T out = (273.15+240oC) = 513.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.4 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 2

c. Menghitung laju alir massa dan laju alir panas steam

∆Hsteam = ∆H1 - ∆H2

= 484798.7334 - 17322.5643

= 467476.1691 kJ/jam

Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa:

Hl = 1344 kJ/kg

Hv = 2749 kJ/kg

λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg

Maka massa steam:

Panas steam masuk (∆Hsteam in)

∆Hsteam in = Ws x Hv = (332.723252 kg/jam) . (2749 kJ/kg)

= 914656.2198 kJ/jam

Panas steam keluar (∆Hsteam out)

∆Hsteam out = Ws x Hl = (332.723252 kg/jam) . (1344 kJ/kg)

= 447180.0507 kJ/jam

Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen

maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:

Tabel B.5 Neraca panas di sekitar Vaporizer (VP-101)

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


(kJ/kmol)

∆H 2

(kJ/jam)

CH3OH 43.15697532 11220.25118 484232.1031

H2O 0.076624098 7394.93588 566.6302895

Total 43.23

484798.7334

∆H1 ∆Hsteam in ∆H2 ∆Hsteam out

CH3OH 17293.63975 0,000

484232.1031 0,000

H2O 28.92455339

566.6302895

Steam 0,000 914656.2198 0,000 447180.0507

Sub Total 17322.5643 914656.2198 484798.7334

447180.0507

Total 931978.7841 931978.7841

2. Neraca panas di sekitar Heater (HE-101)

Fungsi : Memanaskan umpan udara pada temperatur 240oC sehingga siap

diumpankan ke reaktor 201.

Gambar B.2 Aliran panas di sekitar Heater

Dimana : ∆H4 = Laju alir panas udara masuk (kJ/jam)

∆H5 = Laju alir panas udara keluar (kJ/jam)



a. Panas masuk heater (aliran 4)

T bahan = (273.15+30oC) = 303.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K


b. Panas keluar heater (aliran 5)

T out = (273.15+240oC) = 513.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K




= (1448176.147- 33283.74901) kJ/jam

= 1414892.398 kJ/jam


Hl = 1344 kJ/kg

Hv = 2749 kJ/kg

λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg

Maka massa steam:



(kJ/kmol)

∆H 4

(kJ/jam)

O2 47.9521948 147.2424553 7060.598899

N2 180.39159 145.3679194 26223.15011

Total 228.3437847

33283.74901


(kJ/kmol)

∆H 5

(kJ/jam)

O2 47.9521948 6499.833912 311681.3019

N2 180.39159 6300.154265 1136494.845

Total 228.3437847

1448176.147


= 2768355.304 kJ/jam


∆Hsteam out = Ws x Hl = (1007.040852 kg/jam). (1344 kJ/kg)

= 1353462.906 kJ/jam



Tabel B.8. Neraca panas di sekitar Heater (HE-101)

Komponen Aliran Input (kJ/jam)

Aliran Output (kJ/jam)


O2 7060.598899

0,000 311681.3019

0,000

N2 26223.15011

1136494.845

Steam 0,000 914656.2198 0,000 447180.0507

Sub Total 33283.74901 2768355.304 1448176.147

1353462.906

Total 2801639.053 2801639.053

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

Fungsi : Mereaksikan CH3OH fasa gas dengan gas O2 sehingga akan terbentuk

produk utama berupa HCHO

Gambar B.3 Aliran panas di sekitar Reaktor

Dimana : ∆H3 = Laju alir panas umpan CH3OH dari Vaporizer 101 (kJ/jam)

∆H6 = Laju alir panas umpan udara dari Heater 101 (kJ/jam)

∆H7 = Laju alir panas produk yang keluar Reaktor 201 (kJ/jam)

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

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

a. Panas masuk pada aliran 3

Panas masuk pada aliran 3 sama dengan panas keluar dari Vaporizer 101

yaitu 484798.7334 kJ/jam.

b. Panas masuk pada aliran 6

Panas masuk pada aliran 6 sama dengan panas keluar dari Heater 101

yaitu 1448176.147 kJ/jam.

c. Panas keluar pada aliran 7

T in = (273.15+240oC) = 513.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Iron Molybdenum

oxide



(kJ/kmol)

∆H 7

(kJ/jam)

CH3OH 0.431569753 10220.03597 4410.658402

O2 25.30772985 5975.158224 151217.6901

HCHO 40.16188123 10148.24956 407572.7935

H2O 45.36578351 6799.57522 308468.0574

N2 180.39159 5800.479015 1046357.632

CO 2.563524334 5831.053867 14948.04848

Total 294.2220786 1932974.88

d. Menghitung panas reaksi

Reaksi yang terjadi di Reaktor:

CH3OH(g) + ½ O2(g) HCHO(g) + H2O(g)

Reaksi samping :

HCHO(g) + ½ O2(g) CO(g) + H2O(g)

(Mc. Ketta, 1988)

Neraca panas umum di Reaktor:

{

}

{

}

{

}

{

}

{

}

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

Ed)

Diasumsikan steady state maka akumulasi = 0 sehingga,

∑

Karena sangat kecil dibandingkan dengan maka dapat

diabaikan.

Reaktor dioperasikan secara isotermal maka { ∑ } = 0

sehingga,

dimana:

∫

∫

Panas pembentukan standar (∆Ho

Rx 298,15 K)

Data ∆HoRx masing-masing komponen pada keadaan standar

(298,15 K):

ΔHfo CH3OH(g) = -48,08 kcal/mol

ΔHfo O2(g) = 0 kcal/mol

ΔHfo HCHO(g) = -28,29 kcal/mol

ΔHfo H2O(g) = -57,7979 kcal/mol

ΔHfo CO (g) = -26,216 kcal/mol

(Perry, 1997)

∆HoRx 298,15 K = ΔHf

o CH3OH(g) x mol CH3OH(g)

= -20116.672 kj/kmol x 42.72 kmol

= -859492.9698 kj

Total ∆HoRx = ∆Hproduk - ∆Hreaktan

= ΔHfo (HCHO(g)+ H2O(g)+CO(g)) - ΔHf

o (CH3OH(g) +

O2(g))

Tabel B.10 Perhitungan ∆HoRx 298,15 K

Komponen ΔHf

o

(kJ/kmol)

∆Ho

Rx 298,15 K

(kJ)

CH3OH -20116.672 -

859492.9698

O2 0 0

HCHO -11836.536 -

505720.8011

H2O -24179.336 -

1033071.937

CO -10968.7744 -

28118.72009

Total

-

707418.4882

∆H reaktan

Perubahan entalpi reaktan dari 513.15 K ke 298,15 K dapat ditentukan

dengan menggunakan persamaan berikut :

∫

Hasil perhitungan perubahan entalpi reaktan dapat dilihat pada tabel

berikut :

Tabel B.11 Perhitungan ∆Horeaktan

Komponen ∆H

oreaktan

(kJ/kmol)

n (kmol) ∆H reaktan

(kJ)

CH3OH 10220.03597 43.15697532 484232.1031

O2 5975.158224 47.9521948 311681.3019

Total 91.10917011

795913.405

∆H produk

Perubahan entalpi produk dari 298,15 K ke 513.15 K dapat ditentukan

dengan menggunakan persamaan berikut:

∫

Hasil perhitungan perubahan entalpi produk dapat dilihat pada tabel

berikut :

Tabel B.12 Perhitungan ∆Hoproduk

Komponen ∆H

oproduk

(kJ/kmol)

n (kmol) ∆H produk

(kJ)

CH3OH 10220.03597 0.431569753 4410.658402

O2 5975.158224 26.58949201 158876.4219

HCHO 10148.24956 42.72540556 433588.0782

H2O 6799.57522 42.72540556 290514.6089

CO 5831.053867 2.563524334 14948.04848

Total 115.0353972

902337.8159

Sehingga :

∆Hreaksi = (∆HoRx 298,15 K + ∆H

oproduk - ∆H

oreaktan)

= (-707418.4882 + 902337.8159 - 795913.405)

= 600994.0773 kj/jam e. Menghitung kebutuhan air pendingin

Panas yang harus diserap = ∆Hreaksi

Kondisi media pendingin :

Jenis pendingin : Air

T in = (273.15+30oC) = 303.15 K

T out = (273.15+60oC) = 333.15 K (Kern,594)

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Sehingga didapat,

ſCP dT = 2256.67 9 kj/kmol

mol pendingin =

=

= 266.317 kmol/jam

massapendingin = mol pendingin x mr

= 266.317 kmol/jam x 18 kmol/kg

= 4793.72 kg/jam

Menghitung Q pendingin :

∆H pendingin in = n ſCP dT

= 100531.347 kj/jam

∆H pendingin out = n ſCP dT

= 701525.4242 kj/jam



Tabel B.13 Neraca panas di sekitar Reaktor (RE-201)


Aliran Generasi

(kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)

∆H3 ∆H6 ∆Hpendingin in ∆Hreaksi ∆H7 ∆Hpendingin out

CH3OH 484232.1031 0 0

600994.0773

4410.658402 0

O2 0 311681.3019 0 151217.6901 0

HCHO 0 0 0 407572.7935 0

H2O 566.6302895 0 0 308468.0574 0

N2 0 1136494.845 0 1046357.632 0

CO 0 0 0 14948.04848 0

air 0

0 100531.347 0 701525.4242

Sub Total 484798.7334 1448176.147

100531.347 600994.0773 1932974.88 701525.4242

1932974.88

Total 2634500.304 2634500.304

4. Neraca panas di sekitar cooler (CO-201)

Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor 201 dari temperatur 240 oC

menjadi 70oC

Gambar B.4 Aliran panas di sekitar cooler

Dimana : ∆H7 = Laju alir panas masuk cooler (kJ/jam)

∆H8 = Laju alir panas keluar cooler (kJ/jam)

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

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

a. Panas masuk cooler (aliran 7)

Panas masuk ke dalam cooler 201 adalah panas keluaran reaktor 201.

T bahan = (273.15+240oC) = 513.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.14.Perhitungan ∆H keluar pada aliran 7


(kJ/kmol)

∆H 7

(kJ/jam)

CH3OH 0.431569753 10220.03597 4410.658402

O2 25.30772985 5975.158224 151217.6901

HCHO 40.16188123 10148.24956 407572.7935

H2O 45.36578351 6799.57522 308468.0574

N2 180.39159 5800.479015 1046357.632

CO 2.563524334 5831.053867 14948.04848 Total

294.2220786

1932974.88

b. Panas keluar cooler (aliran 8)

T out = (273.15+70oC) = 343.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K



(kJ/kmol)

∆H 8

(kJ/jam)

CH3OH 0.431569753 2091.947151 902.8211158

O2 25.30772985 1330.921526 33682.60243

HCHO 40.16188123 2075.676344 83363.06679

H2O 45.36578351 3385.062502 153566.0127

N2 180.39159 1309.709767 236260.6272

CO 2.563524334 1311.212204 3361.324391

Total 294.2220786

511136.4546

c. Menghitung kebutuhan pendingin

Panas yang harus diserap = ∆H7 - ∆H8

= (1932974,88-511136,4546) kg/jam

= 1421838,43 kg/jam



T in = (273.15+30oC) = 303.15 K

T out = (273.15+45oC) = 323.15 K (Kern,594)

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Sehingga didapat,

ſCP dT = 1881,178293 kj/kmol

mol pendingin =

=

= 755,8233 kmol/jam


= 755,8233 kmol/jam x 18 kmol/kg

= 13604,81973 kg/jam



= 302869,608 kj/jam ∆H pendingin out = n ſCP dT

= 1707151,436 kj/jam

Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing

komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai

berikut:

Tabel B.16. Neraca panas di sekitar Cooler (CO-201)


∆H7 ∆Hpendingin in ∆H8 ∆Hpendingin out

CH3OH 4410.658402 0,000 902.8211158 0,000

O2 151217.6901 33682.60243

HCHO 407572.7935 83363.06679

H2O 308468.0574 153566.0127

N2 1046357.632 236260.6272

CO 14948.04848 3361.324391

Air 0,000 302869,61 0,000 1707151,44

Sub Total 1932974.88 302869,61 511136.4546 1707151,44

Total 2235844,489 2235844,489

5. Neraca panas di sekitar separator (SE-201)

Fungsi : Memisahkan fasa liquid dan fasa gas produk keluaran cooler 201

Gambar B.5 Aliran panas di sekitar separator

Dimana : ∆H8 = Laju alir panas masuk separator (kJ/jam)

∆H9 = Laju alir panas keluar bagian bawah separator (kJ/jam)

∆H10 = Laju alir panas keluar bagian atas separator (kJ/jam)

a. Panas masuk separator (aliran 8)

Panas masuk ke dalam separator 201 adalah panas keluaran cooler

201.

T in = (273.15+70oC) = 343.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K



(kJ/kmol)

∆H 8

(kJ/jam)

CH3OH 0.431569753 2091.947151 902.8211158

O2 25.30772985 1330.921526 33682.60243

HCHO 40.16188123 2075.676344 83363.06679

H2O 45.36578351 3385.062502 153566.0127

N2 180.39159 1309.709767 236260.6272

CO 2.563524334 1311.212204 3361.324391

Total 294.2220786

511136.4546


T out (trial) = (273.15+70oC) = 343.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K



(kJ/kmol)

∆H 9

(kJ/jam)

H2O 45.36578351 3385.062502 153566.0127

Total 45.36578351 3385.062502 153566.0127

c. Panas keluar cooler (aliran 10)

T out (trial) = (273.15+70oC) = 343.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K



(kJ/kmol)

∆H 10

(kJ/jam)

CH3OH 0.431569753 2091.947151 902.8211158

O2 25.30772985 1330.921526 33682.60243

HCHO 40.16188123 2075.676344 83363.06679

N2 180.39159 1309.709767 236260.6272

CO 2.563524334 1311.212204 3361.324391

Total 248.8562951 357570.4419



berikut:

Tabel B.20. Neraca panas di sekitar Separator (SE-201)

Komponen

Aliran Input


∆H8 ∆H9 ∆H10

CH3OH 902.8211158 0,000

902.8211158

O2 33682.60243 0,000

33682.60243

HCHO 83363.06679 0,000

83363.06679

H2O 153566.0127 153566.0127 0,000

N2 236260.6272 0,000

236260.6272

CO 3361.324391 0,000

3361.324391

Sub Total 511136.4546

153566.0127 357570.4419

Total 511136.4546 511136.4546

6. Neraca panas di sekitar Heater (HE-102)

Fungsi : Memanaskan air umpan untuk pelarut urea pada temperatur 42oC

Gambar B.6 Aliran panas di sekitar Heater

Dimana : ∆H13 = Laju alir panas air masuk (kJ/jam)

∆H14 = Laju alir panas air keluar (kJ/jam)



a. Panas masuk heater (aliran 13)

T bahan = (273.15+30oC) = 303.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K


b. Panas keluar heater (aliran 14)

T out = (273.15+84oC) = 357.15 K


(kJ/kmol)

∆H 13

(kJ/jam)

H2O 35.69151374

377.4863816

13473.06038

Total 35.69151374

13473.06038

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K



∆Hsteam = ∆H14 - ∆H13

= (45738.60543- 13473.06038) kJ/jam

= 32265.54505 kJ/jam


Hl = 1344 kJ/kg

Hv = 2749 kJ/kg

λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg

Maka massa steam:



= 63130.23726 kJ/jam Panas steam keluar (∆Hsteam out)

∆Hsteam out = Ws x Hl = (22.96480075 kg/jam). (1344 kJ/kg)

= 30864.69221 kJ/jam




(kJ/kmol)

∆H 14

(kJ/jam)

H2O 35.69151374

1281.498055

45738.60543

Total 35.69151374

45738.60543

Tabel B.23. Neraca panas di sekitar Heater (HE-102)


Aliran Output (kJ/jam)


H2O 13473.06038 0,000

45738.60543 0,000

Steam 0,000 63130.23726 0,000 30864.69221

Sub Total 13473.06038 63130.23726 45738.60543 30864.69221

Total 76603.29763 76603.29763

7. Neraca panas di sekitar Mixing Tank (MT-101)

Fungsi : Melarutkan urea ( CO(NH)2 )menggunakan air sebagai umpan reaktor

202

Gambar B.7 Aliran panas di sekitar Mixing Tank

Dimana : ∆H12 = Laju alir panas CO(NH)2 (kJ/jam)

∆H14 = Laju alir panas air (kJ/jam)

∆H15 = Laju alir panas CO(NH)2 solution (kJ/jam)

Neraca Energi di Mixing Tank:

{(∆H12 + ∆H14) – (∆H15) + (∆Hpengenceran) – (0)} = {0}

(∆H12 + ∆H14 + ∆Hpengenceran) – ∆H3 = 0

1) Panas masuk pada aliran 12

T in = (273.15+30oC) = 303.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K



(kJ/kmol)

∆H 12

(kJ/jam)

CO(NH)2 0.698361818 377.4863816 263.6220758

H2O 28.68705802 343.5612713 9855.762124

Total 29.38541984

10119.3842

2) Panas masuk pada aliran 14

T in = (273.15+84oC) = 357.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K



(kJ/kmol)

∆H 14

(kJ/jam)

H2O 35.69151374 1281.498055 45738.60543

Total 35.69151374 45738.60543

3) Panas pengenceran

Diketahui : Panas pelarutan CO(NH)2 = 0.32 kkal/kgr.C (Sumber: Perry

ed.8, Tabel 2-182)

Massa CO(NH)2 yang akan dilarutkan sebanyak = 1722.94

kg/jam

Maka panas pengenceran :

∆Hpengenceran = Panas pelarutan CO(NH)2 x massa CO(NH)2 x Temperatur

pelarutan

∆Hpengenceran = (0.32 kkal/kg.C).(1722.94 kg/jam).(70oC)

∆Hpengenceran = (39013.58135 kkal/jam . 4.184 ) = 163232.8244 kj/jam

4) Menghitung panas dan temperatur pada aliran 15

Untuk mendapatkan temperatur keluaran dari Mixing Tank maka perlu

dilakukan perhitungan trial and error dimana ∆Hhitung harus sama dengan

∆H15. Dengan bantuan solver Excel maka didapatkan hasil sebagai berikut:

Neraca energi:

(∆H12 + ∆H14 + ∆Hpengenceran) – ∆H15 = 0

∆H15 = ∆H12 + ∆H14 + ∆Hpengenceran

∆H15 = 219090.18 kJ/jam

T in (trial) = (273.15+84oC) = 357.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K



(kJ/kmol)

∆H 12

(kJ/jam)

CO(NH)2 36.38987556 3442.220627 125261.9803

H2O 28.68705802 3270.772264 93828.83372

Total 65.07693358 219090.814



Tabel B.27 Neraca panas di sekitar Mixing Tank (MT-101)


Aliran

Generasi

(kJ/jam)

Aliran Output

(kJ/jam)

∆H12 ∆H14 ∆H15

CO(NH)2 263.6220758 0,000 0,000 125261.9803

H2O 9855.762124 45738.60543 0,000 93828.83372

Qpengenceran 0,000 0,000 163232.8244 0,000

Sub Total 10119.3842 45738.60543 163232.8244 219090.814

Total 219090.814 219090.814

8. Neraca panas di sekitar Reaktor (R-202)

Fungsi : Mereaksikan gas HCHO dengan CO(NH)2 solution sehingga akan

terbentuk produk utama berupa urea formaldehid

Gambar B.8 Aliran panas di sekitar Reaktor

Dimana : ∆H11 = Laju alir panas umpan HCHO dari separator 101 (kJ/jam)

∆H16= Laju alir panas umpan CO(NH)2 solution dari

mixing tank 101 (kJ/jam)

∆H17 = Laju alir panas gas buang yang keluar Reaktor 202 (kJ/jam)

∆H18 = Laju alir panas produk yang keluar Reaktor 202 (kJ/jam)

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

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

a. Panas masuk pada aliran 11

Panas masuk pada aliran 11 sama dengan panas keluar dari bagian atas

separator 101 yaitu 357570.4419 kJ/jam.

b. Panas masuk pada aliran 16

Panas masuk pada aliran 16 sama dengan panas keluar dari mixing tank

101 yaitu 219090.814 kJ/jam.

c. Panas keluar pada aliran 17

T out = (273.15+70oC) = 343.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K



(kJ/kmol)

∆H 17

(kJ/jam)

CH3OH 0.431569753 1131.895275 488.4917643

O2 25.30772985 728.0767291 18425.96917

HCHO 1.63295561 1122.476318 1832.954001

CO 2.563524334 718.1914824 1841.101342

N2 180.39159 717.6769064 129462.8782

Total 210.3273695 152051.3945

d. Panas keluar pada aliran 18

T out = (273.15+70oC) = 343.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K



(kJ/kmol)

∆H 17

(kJ/jam)

H2O 36.38987556 1858.413618 67627.44028

CO(NH)2 0.860611741 1728.432663 1487.509443

UF1 19.26446281 12775.43342 246111.8619

UF2 6.421487603 12775.43342 82037.28731

UF3 2.140495868 12775.43342 27345.76244

Total 65.07693358 424609.8614

e. Menghitung panas reaksi

Reaksi yang terjadi di Reaktor:

)(22(g)2)(22 NHCONHHOCH 9 OCH 18 )CO(NH 13ll

3(l)2(l)22 OH)NHCON(CH OH)NHCONH(CH 3

(Kirk – Othmer, 1955).

Neraca panas umum di Reaktor:

{

}

{

}

{

}

{

}

{

}

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

Ed)

Diasumsikan steady state maka akumulasi = 0 sehingga,

∑

Karena sangat kecil dibandingkan dengan maka dapat

diabaikan. Reaktor dioperasikan secara isotermal maka { ∑

} = 0 sehingga,

dimana:

∫

∫

Panas pembentukan standar (∆Ho

Rx 298,15 K)

Data ∆HoRx masing-masing komponen pada keadaan standar

(298,15K):

ΔHfo CO(NH2)2 = -26,0045 kcal/mol

ΔHfo CH2O(g) = -26,880 kcal/mol

ΔHfo UF 1 = -62,658 kcal/mol



(Perry, 1997)

∆HoRx 298,15 K = ΔHf

o CO(NH2)2 (g) x mol CO(NH2)2 (g)

= -112465.92 kj/kmol x 27.82 kmol

= -4333191.066 kj

Total ∆HoRx = ∆Hproduk - ∆Hreaktan

= ΔHfo (UF 1+ UF 2 + UF 3) - ΔHf

o (CO(NH2)2+ CH2O)

Tabel B.30 Perhitungan ∆HoRx 298,15 K

Komponen ΔHf

o

(kJ/kmol)

∆Ho

Rx 298,15 K

(kJ)

HCHO -112465.92 -

4333191.066

CO(NH)2 -108802.828 -

3027596.049

UF1 -262161.072 -

5050392.222

UF2 -415349.864 -

2667164.003

UF3 -576161.904 -

1233272.175

Total

-

1590041.284

∆H reaktan

Perubahan entalpi reaktan dari 343.15 K ke 298,15 K dapat ditentukan

dengan menggunakan persamaan berikut :

∫

Hasil perhitungan perubahan entalpi reaktan dapat dilihat pada tabel

berikut :

Tabel B.31 Perhitungan ∆Horeaktan

Komponen ∆H

oreaktan

(kJ/kmol)

n (kmol) ∆H reaktan

(kJ)

HCHO 2075.676344 40.16188123 83363.06679

CO(NH)2 3214.083374 28.68705802 92202.59624

Total 68.84893925

175565.663

∆H produk

Perubahan entalpi produk dari 298,15 K ke 343.15 K dapat ditentukan

dengan menggunakan persamaan berikut:

∫

Hasil perhitungan perubahan entalpi produk dapat dilihat pada tabel

berikut :

Tabel B.32 Perhitungan ∆Hoproduk

Komponen ∆H

oproduk

(kJ/kmol) n (kmol)

∆H produk

(kJ)

HCHO 1122.476318 1.63295561 1832.954001

CO(NH)2 1728.432663 0.860611741 1487.509443

UF1 12775.43342 19.26446281 246111.8619

UF2 12775.43342 6.421487603 82037.28731

UF3 12775.43342 2.140495868 27345.76244

Total 30.32001363

358815.3751

Sehingga :

∆Hreaksi = ∆HoRx 298,15 K + ∆H

oproduk - ∆H

oreaktan

= -1590041.284 + 358815.3751 - 175565.663

= 1406791.572 kj/jam

f. Menghitung kebutuhan pendingin

Panas yang harus diserap = ∆Hreaksi



T in = (273.15+30oC) = 303.15 K

T out = (273.15+60oC) = 333.15 K (Kern,594)

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Sehingga didapat,

ſCP dT = 2256.67 9 kj/kmol

mol pendingin =

=

= 623.389 kmol/jam



= 11221.018 kg/jam



= 235321.207 kj/jam ∆H pendingin out = n ſCP dT

= 1642112.779 kj/jam



Tabel B.33 Neraca panas di sekitar Reaktor (RE-202)


Aliran Generasi


∆H11 ∆H16 ∆Hpendingin in ∆Hreaksi ∆H17 ∆H18 ∆Hpendingin out

CH3OH 902.8211158 0 0

1406791.572

488.4917643 0 0

O2 33682.60243 0 0 18425.96917 0 0

HCHO 83363.06679 0 0 1832.954001 0 0

CO 3361.324391 0 0 1841.101342 0 0

N2 236260.6272 0 0 129462.8782 0 0

H2O 0 125261.9803 0 67627.44028

CO(NH)2 0 93828.83372 0 1487.509443

UF1 0 0 0 246111.8619

UF2 0 0 0 82037.28731

UF3 0 0 0 0 27345.76244 0

Amonia 0

0 235321.207 0 1642112.779

Sub Total 357570.4419 219090.814

235321.207 1406791.572

152051.3945 424609.8614 1642112.779

576661.2559 576661.2559

Total 2218774.035 2218774.035

9. Neraca panas di sekitar cooler (CO-301)

Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari temperatur 70 oC

menjadi 30oC

Gambar B.9 Aliran panas di sekitar cooler

Dimana : ∆H18 = Laju alir panas keluaran reaktor 202 masuk (kJ/jam)

∆H19 = Laju alir panas keluaran reaktor 202 keluar (kJ/jam)

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

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

a. Panas masuk cooler (aliran 18)

Panas masuk ke dalam cooler 301 adalah panas keluaran reaktor 202.

T in = (273.15+70oC) = 343.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K



(kJ/kmol)

∆H 18

(kJ/jam)

H2O 36.38987556 1858.413618 67627.44028

CO(NH)2 0.860611741 1728.432663 1487.509443

UF1 19.26446281 12775.43342 246111.8619

UF2 6.421487603 12775.43342 82037.28731

UF3 2.140495868 12775.43342 27345.76244

Total 65.07693358

424609.8614


T out = (273.15+30oC) = 303.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K



(kJ/kmol)

∆H 19

(kJ/jam)

H2O 36.38987556 377.4863816 13736.68245

CO(NH)2 0.860611741 343.5612713 295.6728637

UF1 19.26446281 2439.097255 46987.89835

UF2 6.421487603 2439.097255 15662.63278

UF3 2.140495868 2439.097255 5220.877595

Total 65.07693358

81903.76405

c. Menghitung kebutuhan pendingin

Panas yang harus diserap = ∆H18 - ∆H19

= (424609.8614-81903.76405) kg/jam

= 342706.0974 kg/jam



T in = (273.15+30oC) = 303.15 K

T out = (273.15+45oC) = 323.15 K (Kern,594)

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Sehingga didapat,

ſCP dT = 1505.533 kj/kmol

mol pendingin =

=

= 227.63 kmol/jam



= 4097.35 kg/jam



= 85927.59 kj/jam ∆H pendingin out = n ſCP dT

= 428633.68 kj/jam



berikut:

Tabel B.36. Neraca panas di sekitar Cooler (CO-301)

Komponen

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

∆H18 ∆Hpendingin in ∆H19 ∆Hpendingin out

H2O 67627.44028 0,000

13736.68245 0,000

CO(NH)2 1487.509443

295.6728637

UF1 246111.8619

46987.89835

UF2 82037.28731

15662.63278

UF3 27345.76244

5220.877595

Amonia 0,000 85927.59 0,000 428633.68

Sub Total 424609.8614 85927.59 81903.76405 428633.68

Total 510537.45 510537.45

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

1. Tangki Penyimpan Metanol (TP-101)

Fungsi : Menyimpan metanol dalam keadaan cair dengan

kapasitas 232.533,754 m3 selama 7 hari

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

Atap (head) berbentuk Torispherical Roof

Bahan : Carbon Steel SA-283 Grade C

Pertimbangan : Mempunyai allowable stress cukup besar

Harganya relatif murah

Tahan terhadap korosi

Kondisi Operasi : Temperatur design : 50 oC

Temperatur fluida : 30 oC

Tekanan : 1 atm

Gambar C.1. Tangki penyimpanan metanol

a. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan

Siang hari, diperkirakan temperatur dinding tangki mencapai 50 oC.

Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk

menjaga temperatur fluida di dalam tangki. Yaitu untuk menghindari adanya

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

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

tangki tidak dirancang sesuai kondisi tersebut, maka akan terjadi transfer

panas dari dinding tangki ke fluida yang menyebabkan tekanan uap fluida

semakin besar. Semakin tinggi tekanan uap, maka perancangan dinding

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

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

diabaikan.

Berikut adalah perhitungan tekanan fluida pada temperatur 50 oC.

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

sebagai berikut:

Tabel C.1. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki

Komponen kg/jam kmol/jam zf Pi, (Pa) Ki = Pi/P yf = Ki . zf

metanol 1.382,75 43,150 0,998 55.477,684 83,803 83,655

H2O 1,380 0,077 0,002 12.305,487 18,588 0,033

TOTAL 1.384,130 43,227 1,000 83,688

T = 50 oC

P = 0,546 atm

Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:

T = 50 oC

P = 1 atm + 0,546 atm

= 1,546 atm

= 22,726 psi

b. Menghitung densitas campuran

Tabel.C.2. Densitas campuran

Komponen Kg/jam wi ρ (kg/m3) wi/ρ

metanol 1.382,75 0,999 763,728 1,31E-03

H2O 1,380 0,001 982,729 1,01E-06

TOTAL 1.384,130 1,000 1,31E-03

liquid =

wi

wi

= 0,00131

1

= 763,898 kg/m3

= 47,688 lb/ft3

c. Menghitung Kapasitas Tangki

Waktu tinggal = 7 hari

Jumlah = 1384,13 kg/jam x 24 jam x 7 hari

= 232.533,754 kg

Volume liquid = liqud

liquid

ρ

m

= 3kg/m 763,898

kg 4 232.533,75

= 304,404 m3

= 10.749,540 ft3

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

Vtangki = (100/80) x Vliquid

= (100/80) x 304,404 m3

= 380,505 m3

= 13.436,926 ft3

d. Menentukan Rasio Hs/D

Vtangki = Vshell + Vtutup

= ¼ π D2 H + 0,000049 D

3 + ¼ π D

2 sf

Atangki = Ashell + Atutup

= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D

2

Keterangan :

D = diameter tangki, in

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

Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :

D

H s < 2 (Ulrich, 1984)

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

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

Tabel C.3. berikut.

Tabel C.3. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki

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

3 Vhead, ft

3 Vsf, ft

3 Vtotal (ft

3)

1 0,50 30,287 15,143 2.932,609 10.904,528 2.352,378 180,020 13.436,926

2 0,60 28,800 17,280 2.912,211 11.251,462 2.022,683 162,780 13.436,926

3 0,70 27,569 19,298 2.907,110 11.513,643 1.774,128 149,156 13.436,926

4 0,72 27,346 19,689 2.907,406 11.558,586 1.731,579 146,761 13.436,926

5 0,73 27,238 19,884 2.907,690 11.580,264 1.711,062 145,600 13.436,926

6 0,74 27,131 20,077 2.908,060 11.601,439 1.691,026 144,461 13.436,926

7 0,80 26,524 21,219 2.911,914 11.718,831 1.580,027 138,068 13.436,926

8 0,90 25,622 23,060 2.923,362 11.883,845 1.424,245 128,837 13.436,926

9 1,00 24,832 24,832 2.939,379 12.019,467 1.296,449 121,010 13.436,926

10 1,10 24,131 26,544 2.958,591 12.132,936 1.189,716 114,273 13.436,926

11 1,20 23,503 28,203 2.980,060 12.229,289 1.099,234 108,403 13.436,926

12 1,30 22,935 29,816 3.003,127 12.312,140 1.021,552 103,234 13.436,926

13 1,40 22,419 31,387 3.027,322 12.384,153 954,132 98,641 13.436,926

14 1,50 21,947 32,920 3.052,301 12.447,333 895,066 94,526 13.436,926

Gambar C.2. Rasio Hs/D Optimum

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

yaitu 0,7-0,72.

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

D = 27,569 ft

= 330,823 in

= 8,403 m

Dstandar = 28 ft (336 in)

H = 19,298 ft

= 231,576 in

= 5,882 m

Hstandar = 20 ft (240 in)

Cek rasio H/D :

Hs/D = 20/28

= 0,714 memenuhi (0,7-0,72)

2,850.000

2,900.000

2,950.000

3,000.000

3,050.000

3,100.000

3,150.000

3,200.000

0.00 0.50 1.00 1.50 2.00

Rasio H/D Optimum

Luas

, A

H/D

e. Menentukan Jumlah Courses

Lebar plat standar yang digunakan :

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

= 6 ft

Jumlah courses = ft6

ft20

= 3,33 buah = 4 buah

f. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki

Vshell = ¼ π D2 H

= ¼ π (28 ft)2. 20 ft

= 12.308,8 ft3

Vdh = 0,000049 D3

= 0,000049 (28 ft)3

= 1,076 ft3

Vsf = ¼ π D2 sf

= ¼ π.(336 in)2.3

= 265.870,08 in3

= 153,86 ft3

Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf

= 12.308,8 + 1,076 + 153,86

= 12.463,736 ft3

= 352,936 m3

Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid

= 12.463,736 – 10.749,54

= 1.714,195 ft3

Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)

= 1.714,195 – (1,076 + 153,86)

= 1.559,26 ft3

Hshell kosong = 2.

.4

D

V kosongshell

= 228

1.559,264

= 2,534 ft

Hliquid = Hshell – Hshell kosong

= 20 ft – 2,534 ft

= 17,466 ft

g. Menenetukan Tekanan desain

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

tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak titik dari

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

adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung dengan persamaan :

Pabs = Poperasi + Phidrostatis

Untuk menentukan tekanan hidrostatis, jika densitas fluida lebih kecil dari

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

Young,1959: 46).

Maka untuk selajutnya digunakan densitas air pada suhu 60 oF:

air = 999,074 kg/m3

= 62,370 lb/ft3

Phidrostatis = 144

Lc

Hg

g

= 144

ft17,4669,81

9,81lb/ft 62,370 3

= 7,565 psi

Poperasi = 22,726 psi

Pabs = 7,565 psi + 22,726 psi

= 30,291 psi

Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, vol 6,

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

courses ke-1 (plat paling bawah) adalah:

Pdesain = 1,1 x Pabs

= 1,1 x 30,291 psi = 33,320 psi

Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses :

Tabel C.4. Tekanan Desain Masing-masing Courses

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

1 20 17,466 7,565 30,291 33,320

2 14 11,466 4,966 27,693 30,462

3 8 5,466 2,368 25,094 27,603

4 2 -0,534 -0,231 22,495 24,745

h. Menentukan Tebal dan Panjang Shell

Tebal Shell

Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :

c0,6.P - f.E

.rP t id

s (pers. 13.1 Brownell & Young,1959,hal.254)

cPEf

dPts

)6,0..(2

.

keterangan :

ts = ketebalan dinding shell, in

Pd = tekanan desain, psi


f = nilai tegangan material, psi

Carbon Steel SA-283 Grade C

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

E = efisiensi sambungan = 80% (Tabel 13.2, B & Y, hal 254)

jenis sambungan las (single-welded butt joint without

backing strip, no radiographed)

C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance)

0,25 in/20 th (Timmerhaus, 1991)

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

ts = ))320,336.0(-)0,8 x psi x((12.6502

in336 x psi33,320

+ 0,250 in

= 0,804 in (1,000 in)

Tabel C.5. Ketebalan shell masing-masing courses

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

1 20 33,320 0,804 1,000

2 14 30,462 0,757 1,000

3 8 27,603 0,709 1,000

4 2 24,745 0,661 1,000

Panjang Shell

Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :

L =n

weldDo

12.

length) (-π.

(Brownell and Young,1959:55)

keterangan :

L = Panjang shell, in

Do = Diameter luar shell, in

n = Jumlah plat pada keliling shell

weld length = Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan banyak

sambungan pengelasan vertikal yang diizinkan.

= n x butt welding

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

ts = 1,000 in

Do = Di + 2.ts

= 336 + (2 x 1,000)

= 338,000 in

n = 10 buah

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

L = 10 x 12

in) (1,563-in) 8 (3,14).(33

= 8,831 in

Tabel C.6. Panjang shell masing-masing courses

Plat ts, (in) do (in) L (in)

1 1,000 338,000 8,831

2 1,000 338,000 8,831

3 1,000 338,000 8,831

4 1,000 338,000 8,831

i. Desain Head (Desain Atap)

Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head.

Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di

dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena

naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk torispherical

flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable pressuse antara 15

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

Young, 1959).

OD

ID

AB

icr

b = tinngi

dish

a

t

r

OA

sf

C

Gambar C.3. Torispherical flanged and dished head.

Menghitung tebal head minimum

Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head

dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959):

w =

icr

rc3

4

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

Diketahui :

rc = 336 in

icr = 20,160 in

s

Maka :

w =

160,20

3363.

4

1

= 1,771 in

Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and

Young,1959: 258):

th = C0,2P2fE

.wP.rc

= 25,0)320,332,0()8,0650.122(

771,133633,320

= 1,230 in (dipakai plat standar 1 1/2 in)

Untuk th = 1 1/2 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh:

sf = 1,5 – 4,5 in

Direkomendasikan nilai sf = 3 in

Keterangan :

th = Tebal head (in)

P = Tekanan desain (psi)

rc = Radius knuckle, in

icr = Inside corner radius ( in)

w = stress-intensitication factor

E = Effisiensi pengelasan

C = Faktor korosi (in)

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

b =

2

2

2)(

icr

IDicrrcrc

=

2

2 160,202

336)160,20336(336

= 56,897 in

Tinggi Head (OA)

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

OA = 1,5 + 56,897 + 3

= 61,397 in = 5,116 ft

j. Menentukan Tinggi Total Tangki

Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:

Htotal = Hshell + Hhead

= 240 + 61,397 in

= 301,397 in = 25,116 ft

k. Desain Lantai

Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi,

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

yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar

diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak

(Brownell and Young, 1959).

Tegangan kerja pada bottom :

Compressive stress yang dihasilkan oleh metanol

S1 = 2

41

iD

w

(Brownell and Young,1959:156)

Keterangan :

S1 = Compressive stress (psi)

w = Jumlah metanol (lbm)

Di = Diameter dalam shell (in)

= konstanta (= 3,14)

S1 = 2)in 336)(14,3(

41

lb853,651.512

= 5,785 psi

Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell

S2 144

ρX s (Brownell and Young,1959:156)

Keterangan :


X = Tinggi tangki

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


S2 = 144

490 25,116

= 85,465 psi

Tegangan total yang bekerja pada lantai :

St = S1 + S2

= 5,785 psi + 85,465 psi

= 91,249 psi

Batas tegangan lantai yang diizinkan :

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

91,249 psi < (12.650 psi) x (0,75)

91,249 psi < 9.487,5000 psi (memenuhi)

Tabel. C.7. Spesifikasi Tangki Penyimpanan Metanol (TP-101)

Alat Tangki Penyimpanan metanol

Kode TP-101

Fungsi Menyimpan metanol dengan kapasitas

232.533,754 kg selama 7 hari

Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat

bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.

Kapasitas 352,936 m3

Dimensi Diameter shell (D) = 28 ft

Tinggi shell (Hs) = 20 ft

Tebal shell (ts) = 1 in

Tinggi atap = 5,116 ft

Tebal head = 1 1/2 in

Tinggi total = 25,116 ft

Tekanan Desain 33,320 psi

Bahan

Jumlah

Carbon Steel SA-283 Grade C

1 Buah

2. Pompa (PP-101)

Fungsi : Mengalirkan metanol dari Tangki Penyimpanan (TP-101)

menuju Vaporizer (VP-101)

Tipe Pompa : Centrifugal pump

Bahan konstruksi : Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316

Alasan Pemilihan

Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi

Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah

Kecepatan putarannya stabil

Tidak memerlukan area yang luas

T1

P1

z1

FV

1

2

T2

P2

z2

FV

Gambar C.4. Skema Aliran pada Pompa

Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain :

Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa

Friksi pada pipa lurus

Friksi pada elbow

Friksi karena ekspansi

Friksi pada valve

Asumsi :

Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap

Fluida incompressible

Data-data perhitungan :

feed = 763,898 kg/m3

feed = 0,5534 cp = 0,0006 kg/m.s

Suction : Discharge :

T1 = 30 oC T2 = 30

oC

P1 = 1 atm P2 = 1 atm

GV = 1384,129489 kg/jam GV = 1384,129489 kg/jam

a. Menghitung Debit Cairan

Diambil over design = 10%

FV design = 1,1 x 1384,129489 kg/jam

= 1522,5424 kg/jam

= 0,4229 kg/detik

GvQ

763,898

91384,12948

= 1,8119 m3/jam = 7,9786 gal/min

b. Menghitung Diameter Pipa

Diameter pipa optimum untuk material stainless steel dihitung dengan

persamaan (Coulson, 1983, pers. 5.14):

Dopt = 226 × G0,5

× -0,35

Keterangan :

Dopt = Diameter pipa optimum (mm)

G = Laju alir massa (kg/s)

= Densitas larutan (kg/m3)

Dopt = 226 × (0,4229 kg/s)0,5

× (763,898 kg/m3)-0,35

= 14,3939 mm

= 0,5667 in

Dari Tabel 13 App. D Peters and Timmerhaus, 1980, diperoleh

ukuran comersial pipe :

Tabel C.8. Ukuran Comersial Pipe

c. Menentukan Bilangan Reynold (NRe)

Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan (Geankoplis,

1993, pers.4.5-5) :

NRe = μ

x ID x ρ v

Keterangan :

NRe = Bilangan Reynold

Karakteristik In M

NPS ¾ 0,0191

Sch. 40,0000

ID 0,8420 0,0214

OD 1,0500 0,0267

A 0,5570 0,0004


ID = Diameter dalam pipa (m)

v = Kecepatan aliran (m/s)

= Viskositas larutan (kg/m.s)

Dimana : Kecepatan aliran,2

tan4

D

Qv

gki

= ) (0,0214 3,14

0,0005 42

= 1,4018 m/det

NRe =

skg/m. 0,0006

m 0,0214m/s 1,4018kg/m 763,898 3

= 41379,9182 (turbulent, NRe > 4000)

d. Menghitung Panjang Equivalent

Faktor koreksi, = 1

Diameter pipa = 0,8420 in = 0,0214 m

Roughness, ε = 0,000046 (untuk pipa comercial steel)

ε /D = 0,0022

Dari gambar. 2.10-3, Geankoplis, 1993, diperoleh f = 0,0070

Untuk panjang equivalent, dari gambar 127 Brown, 1950, diperoleh :

Tabel C.9. Panjang equivalent

Komponen Jumlah Le (Feet) Le (m) Total

Pipa lurus 1,0000 98,4240 30,000 30,000

Standard elbow 3,000 4,5000 1,3716 4,1149

Globe valve 1,0000 40,0000 12,1921 12,1921

Gate valve fully open 1,0000 1,0000 0,3048 0,3048

Total Panjang Equivalent 46,6118

e. Menghitung Friction loss

a. Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa.

hc =

2

1

2155,0

A

A

2

2V=

2

2VK c

Keterangan :

hc = friction loss

V = kecepatan pada bagian downstream

= faktor koreksi, aliran turbulen =1

A2 = luas penampang yang lebih kecil

A1 = luas penampang yang lebih besar

A2/A1 = 0

Kc = 0,55000

hc = 2

2VKc (Pers.2.10-16, Geankoplis, 1993)

= 12

) (1,40180,55

2

= 0,5404 J/kg

b. Friksi pada pipa lurus

NRe = 41379,9182

/ID = 0,0022

f = 0,0070 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)

Ff = 2

42V

ID

Lf

= 1) (2 ) 0,0214(

(1,4018) ) (46,61180,007 x 4

2

= 59,9555 J/kg

c. Friksi pada sambungan (elbow)

Jumlah elbow = 3

Kf = 0,75000 (tabel 2.10-1, Geankoplis)

hf =

2

2VK f =

1) (2

(1,4018) 0,75 3

2

= 2,2106 J/kg

d. Friksi karena ekspansi

Kex =

2

2

1155,0

A

A



A2/A1 = 0

Kex = 0,55

he = 2

2VKex =

)12(

(1,4018) 0,55

2

= 0,5404 J/kg

e. Friksi pada valve

Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5 (tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)

Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17 (tabel 2.10-15, Geankoplis, 1983)

hf =

2

2VK f

= )12(

(1,4018) 0,17)) (1 9,5) ((1

2

= 9,5005 J/kg

Total friksi, ΣF = hC + Ff + hf, elbow + he + hf, valve

= 0,5404 + 59,9555 + 2,2106 + 0,5404 + 9,5005

= 72,7473 J/kg

f. Menghitung tenaga pompa yang digunakan

Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan Bernaulli

(pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983) :

-Ws.η =

Fpp

ZZgVV

12

12

2

1

2

2

2

= 72,7473 101,325-101,3250,38,912

0 1,4018 22

= 102,1653 J/kg

-Wp =

J/kg 102,1653

Dimana η = 29 % dari Gambar.3.3-2, Geankoplis, 1983 Hal: 146, maka :

-WP = 29,0

102,1653 = 352,2942 J/kg

Power, P = G. -WP

= 0,4229 kg/s . 352,2942 J/kg

= 148,99 J/s = 0,149 kW

= 0,1998 hp

Jadi digunakan pompa dengan daya 0,5 hp.

Menghitung NPSH

Cek Kavitasi:

Pv = 0,0263 atm

NPSH (Net Positive Suction Head) available :

suctionsuctionV FH

g

PPNPSH

1A

NPSH A = 13,1654 m

NPSH (Net Positive Suction Head) Required :

Dari gambar 7.2 b Walas :

CQ = 0,035

S = 7900 (single suction)

Putaran spesifik pompa, n = 3.500 rpm (Fig. 5.6 Coulson, 1983)

Q = 7,9786 gal/min

NPSH required =

3/45,0

S

Qn (pers. 7.15 Walas, 1988)

= 1,3486 ft = 0,4110 m

Kalau (NPSH)r lebih kecil maka pompa dibawah sehingga suction mengalami

tekanan lebih besar.

Diperoleh : (NPSH)available > (NPSH)required

Pompa aman dari kavitasi.

Tabel C.10. Spesifikasi Pompa (PP-101)

Alat Feed Pump

Fungsi Mengalirkan metanol dari TP-101 menuju ke

VP-101

Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage

Bahan Konstruksi Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316

Kapasitas 7,9786 gpm

Efisiensi Pompa 29 %

Dimensi NPS = 0,75 in

Sch = 40 in

Power motor 0,5 hp

NPSH 0,4110 m

Jumlah 1 buah

3. Vaporizer (VP – 201)

Fungsi : Menguapkan dan memanaskan campuran CH3OH fasa liquid

menjadi fasa uap

Kode : VP-201

Bentuk : silinder, alas ellipsoidal, dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel, SA-283 Grade C

Kondisi operasi : P = 1 atm ; T = 240 C

Gambar :

Gambar C.5. Long Tube Vertical Vaporizer

1. Komposisi Input VP – 201

CH3OH = 1382,7 kg/jam

H2O = 1,38 kg/jam

Total = 1384,13 kg/jam

Pada komposisi input, umpan berada dalam fase cair.

2. Komposisi output VP – 201


H2O = 1,38 kg/jam


Pada komposisi output, metanol dan air berada dalam fase uap.

Tabel C.11. Neraca Massa di Vaporizer (VP – 201)

KOMPONEN Input (Kg/jam) Output (Kg/jam)

Aliran 1 Aliran 2

CH3OH 1382,75 1382,75

H2O 1,38 1,38

Total 1384,13 1384,13

Dari perhitungan neraca panas

Panas Aliran Umpan Masuk (aliran 1)

Qumpan = m 363,15

298,15

dTCp

Tref = 298,15 K

T = 303,15 K

Tabel C.12. Panas aliran masuk Vaporizer (VP-201)

Komponen kg/jam ſCP dT

(kJ/kmol) ∆H 1 (kJ/jam)

CH3OH 1382,75 400.7148235 17293.63975

H2O 1,38 377.4863816 28.92455339

Total 1384,13

17322.5643

Panas Aliran Keluar

Panas aliran liquid keluar (aliran 2)

Qproduk = m 513,15

298,15

dTCp

Tref = 298,15 K

T = 513,15 K

Tabel C.13. Panas aliran keluar Vaporizer (VP-201)

Kebutuhan steam


= 484798.7334 - 17322.5643

= 467476.1691 kJ/jam


Hl = 1344 kJ/kg

Hv = 2749 kJ/kg

λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg

Maka massa steam:





CH3OH 1382,75 11220.25118 484232.1031

H2O 1,38 7394.93588 566.6302895

Total 1384,13

484798.7334

= 914656.2198 kJ/jam



= 447180.0507 kJ/jam

Tabel C.14. Neraca Energi Vaporizer



CH3OH 17293.63975 0,000

484232.1031 0,000

H2O 28.92455339

566.6302895

Steam 0,000 914656.2198 0,000 447180.0507

Sub Total 17322.5643 914656.2198 484798.7334 447180.0507

Total 931978.7841 931978.7841

Pemilihan tube

Untuk Vaporizer jenis standard vertical tube, koefisien transfer panas UD

= 200 – 700 Btu/hr.ft2.oF

Dipilih :

UD = 350 Btu/hr.ft2.oF

Fluida panas (shell)

Tin = 300 oC

Tout = 300 oC

W = 332,72 kg/jam

= 733,52 lb/jam

Fluida dingin (tube)

tin = 30 oC

tout = 240 oC

W = 1384,13 kg/jam

= 3051,5 lb/jam

Menghitung ∆TLMTD

∆TLMTD =

)(

)(

)()(

12

21

1221

tT

tTLn

tTtT

= 251,3158 oF

Pemanasan dari suhu umpan ke titik didihnya 64,7 °C jumlah panas yang

harus disuplai atau yang dibutuhkan oleh fluida dingin adalah

= 467476,1691 kJ/jam.

Q = 467476,1691 kj/jam

= 443080,1747 Btu/jam

Luas perpindahan panas :

A = TU

Q

D .

= 5,0372 ft2

Menentukan dimensi tube :

Vertical tube vaporizer :

OD = 0,75 in

L = 10 ft (4-10 ft) (Minton, 1986, Hal 78)

Dipilih tube : Table 10. Kern 1965

OD = 0,75 in (0,0625 ft)

BWG = 16

ID = 0,62 in (0,0517 ft)

Surface per lin ft a" = 0,1963 ft

Flow area per tube (at’) = 0,3020 in2

Menghitung jumlah tube (Nt)

Nt = L.a"

A

= 10.0,1963

5,0372

= 2,56 tube = 3 tube

Koreksi UD

A = Nt.L.a”

= 3 x 10 x 0,1963

= 5,889 ft2

UD = TA

Q

.

= 251,3158889,5

7443080,174

= 299,3775 Btu/hr.ft2.oF

Pemilihan pitch (Pt)

Dari Fig. 8-69 Ludwig Vol.II :

OD/Pt = 0,2-0,5

Dipilih:

OD/Pt = 0,25

Sehingga:

Pt = 0,75/0,25

= 3 in

Cross sectional area tube bundle A’

Tiap Tube memerlukan 2 x luas PQR

Luas

P Q

R

PT

t

Gambar C.6. Cross sectional area tube bundle

PQR = ½ alas. tinggi

= ½ Pt.t

t = Pt sin(60)

Luas PQR = ½ 2

tP . Sin (60)

= ½ (3)2.sin (60)

= 3,8971 in2

= 0,0271 ft2

A’ = Nt . 2 luas PQR

= 3 x 2 x 0,0271

= 0,1626 ft2

Diameter bundle :

Dbl =

'.4 A

= 0,46 ft

Diameter down take :

Dari Mc.Cabe and Smith

Ddt = 0,2-0,4 Dbl

Dipilih :

Ddt = 0,4 Dbl

= 0,6964 ft

Volume tube total :

Vt = ¼ . π (ODt)2. L. Nt

= ¼ . 3,14 .(0,0625)2. 10. 3

= 0,092 ft3

Perhitungan diameter vaporizer

Jumlah umpan = 1384,13 kg/jam

= 3051,5 lb/jam

ρav = 121,91 lb/ft3

Vcairan = 3051,5 / 121,91

= 25,03 ft3

Cairan akan menempati tube dan tutup bawah

Volume vaporizer bawah :

Vbawah = Vcairan + Vt

= 25,03 + 0,092

= 25,122 ft3

Dipilih vaporizer long tube dengan D : H = 1 :1

Vbawah = ¼ π D2 + π/24 D

3

25,122 = ¼ π D3 + π/24 D

3

D = 4,5718 ft = 48 in

= 1.2192 m < 4 m, memenuhi (Tabel 4-7 Ulrich, 1984)

H = 4,5718 ft

= 1.2192 m

Jadi tinggi cairan dalam vaporizer, yaitu 4,5718 ft dan diameter vaporizer,

yaitu 4,5718 ft

Ruang uap

Cairan teruapkan = 1384,13 kg/jam

= 3051,5 lb/jam

Volume spesifik = 42,62 ft3/lb

Volumetrik uap = 3051,5 x 42,62

= 130.054,93 ft3/jam

= 36,126 ft3/s

Waktu tinggal diambil = 10 menit (Geankoplis, 1995)

Volume uap = 36,126 x 10

= 361,26 ft3

Uap akan menempati shell dan tutup bagian atas.

Volume uap = ¼ π D2 H + π/24 D

3

361,26 = ¼ π (4,5718)2.Hv + π/24 (4,5718)

3

Hv = 21,2562 ft

= 6,4 m

Tinggi vaporizer

HVP = HL + Hv

= 4,5718 + 21,2562

= 25,828 ft

= 7,62 m < 12 m (Tabel 4-7 Ulrich, 1984)

Cek geometri

Nilai (Hl + Hv) / D antara 3 – 6. (Evans, 1974, hal 155)

D

HH vL = 32,179 /3,389

= 5,649 (memenuhi)

Menghitung tekanan desain


Pdesain = 1,5.Poerasi (Megyesy, hal 16)

= 30,86 psi

Menghitung tebal shell


Ketebalan shell minimum:

ts = CpEf

dp

d

id ).6,0.(2

.

keterangan :

ts = ketebalan minimum dinding shell, in

pd = tekanan desain, psi

di = diameter shell bagian dalam , in


digunakan material stainless steel SA 167 Grade 11 type 316

(18,750 psi).

(App.D.Item 4. Brownell and Young, 1959, Hal 342)

E = efisiensi sambungan (single-welded butt joint with backing strip,

no radiographed ) = 0,85

(Tabel 13.2 Brownell and Young,1959,Hal 254).

C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance) = 0,25 in/20 tahun

ts = in0,25psi) 86,03x0,60,85xpsi(18.7502.

in 70,7687xpsi 30,86

= 0,31 in (digunakan plat standar 0,3125 in)

Tabel C.15. Spesifikasi Vaporizer (VP-201)

Fungsi Menguapkan dan memanaskan metanol

sebagai umpan masuk Reaktor

Kode Alat VP-201

Tipe silinder, alas ellipsoidal, dan tutup ellipsoidal

Volume 25,03 ft3

Bahan konstruksi Carbon steel, SA-283 Grade C

Diameter vaporizer 1,8605 4,571 4,5718 ft

Tinggi vaporizer 2,7908 mjhi 4,5718 ft

OD tube 1/4 in

Jumlah pipa pemanas 3 buah

Jumlah 1 Unit

4. Blower (BL-103)

Fungsi : Mengalirkan bahan baku gas Metanol dari vaporizer ke Reaktor

(RE-201)

Tipe : Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower

Pemilihan :

Cocok untuk mengalirkan gas dan udara (Perry’s : 10-45)

Harganya lebih murah (Tabel 4-9, Ulrich : 120)

Efisiensinya tinggi (Banchero : 112)

Gambar C.7. Blower

Jumlah udara masuk (GG) = 1384,1295 jam

kg

a. Menentukan densitas (ρ)

Densitas gas methanol adalah 421,9073 kg/m3

b. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU)

QU digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, fig 14-50 : 531)

G

U

GQ

=

39073,421

jam

kg 1384,1295

m

kg = 3,2806

jam

m3

c. Menentukan daya blower (P)

hp = 1,57 x 10-4

Q.P

Keterangan :

Q : Laju alir (ft3/menit)

P : Tekanan (inH2O)

Konversi :

1 ft3 = 0.02831685 m

3

1 atm = 406,79 inH2O

hp = 1,57 x 10-4

x 1,930916 ft3/menit x 569,51 inH2O

hp = 0,1726 hp

Nilai efisiensi diambil 80%, maka daya aktual blower adalah:

Paktual =

teoritisP

= 8,0

0,1726 = 0,2158 hp

Daya standar 1 hp.

Tabel C.16. Spesifikasi Blower (BL– 103)

Fungsi Mengalirkan bahan baku gas Metanol dari

vaporizer ke Reaktor (RE-201)

Kode Alat BL – 103

Tipe Centrifugal Multiblade Backward Curved

Blower

Power Motor 1 Hp

5. Blower (BL-101)

Fungsi : Mengalirkan bahan baku udara dari lingkungan ke heater

(HE-101)


Pemilihan :

Cocok untuk mengalirkan udara (Perry’s : 10-45)



Gambar C.8. Blower


kg

d. Menentukan densitas (ρ)

Densitas klorin adalah 1,3964 kg/m3

e. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU)


G

U

GQ

=

33964,1

jam

kg 6587,2387

m

kg = 4717,2430

jam

m3

f. Menentukan daya blower (P)

hp = 1,57 x 10-4

Q.P

Keterangan :


P : Tekanan (inH2O)

Konversi :

1 ft3 = 0.02831685 m

3

1 atm = 406,79 inH2O

hp = 1,57 x 10-4

x 2776,46408 ft3/menit x 406,79 inH2O

hp = 177,3217 hp


Paktual =

teoritisP

= 8,0

177,3217 = 221,6522 hp

Daya standar 225 hp.


Fungsi Mengalirkan bahan baku udara dari lingkungan

ke heater (HE-101)



Blower

Power Motor 225 Hp

6. Heater (HE-101)

Jenis : Double Pipe Heat Exchanger

Fungsi : Menaikkan temperatur udara dari 30 oC menjadi 240

oC

Pemilihan : Sesuai untuk HE dengan luas perpindahan panas kurang 200 ft2

Gland Gland

Gland

Return

Bend

Return

Head

Tee

Gambar C.9. Double Pipe Heat Exchanger (Kern, 1965, Hal.102)

Data perhitungan :

Fluida panas : Steam

Laju alir, W = 1007,04 kg/jam = 2220,12 lb/jam

T masuk, T1 = 300 oC = 572

oF

T keluar, T2 = 300 oC = 572

oF

Fluida dingin : Udara

Laju alir, w = 6587,238 kg/jam = 14522,22 lb/jam

T masuk, t1 = 30 oC = 86

oF

T keluar, t2 = 240 oC = 464

oF

a. Neraca panas

Beban panas, Q = 1414892,398 kJ/jam = 1341053,966 Btu/jam

b. Menghitung ∆TLMTD

Driving force dari proses perpindahan panas adalah perbedaan temperatur

antara fluida panas (hot fluid) dengan fluida dingin (cold fluid). Perbedaan

temperatur yang terjadi di setiap titik di sepanjang heat exchanger

ditunjukkan melalui nilai ∆TLMTD (Log Mean Temperature Difference).

Karena nilai ∆TLMTD pada jenis aliran countercurrent lebih besar daripada

jenis aliran paralel maka luas area perpindahan panas (surface area) yang

dibutuhkan akan lebih kecil sehingga dipilih jenis aliran countercurrent

(Kern, 1965, Hal: 90).

Tabel C.18. Temperatur aliran panas dan dingin

Hot fluid Cold fluid Differences

572 Higher temp. (F) 464 108 ∆t2

572 Lower temp. (F) 86 486 ∆t1

0 Differences (F) 378 378 (∆t2 - ∆t1)

(T1 - T2) (t2 - t1) (T1- t1)

AH-301

T1 T2

t1t2

Gambar C.10. Aliran countercurrent pada heat exchanger

LMTD =

12

21

1221

tT

tTln

tTtT

(Pers. 5.14, Kern

1965)

= 251,316 oF

c. Menghitung Temperatur Kalorik, Tc dan tc

Tavg = 2

TT 21

= 2

572572

= 572 oF

tavg = 2

tt 21

= 2

46486

= 275 oF

Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida

Annulus :

Pada T = 572 oF

µ = 0,013 cp (Fig.15, Kern 1965)

Pipa :

Pada t = 86 oF

µ = 0,018 cp (Fig.15, Kern 1965)

Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cp (Kern, 1965, Hal:

111), maka:

Tc = Tavg

tc = tavg

d. Pemilihan Jenis Alat Perpindahan Panas

Hot fluid = steam di annulus

Cold fluid = udara di pipa

Dari Tabel 8 (Kern, 1965) range Ud = 5 - 50 Btu/hr.ft2 °F dan dipilh Ud

= 15 Btu/hr.ft2.°F.

Area perpindahan panas (surface area) :

A = Δt.U

Q

D

= 318,25115

61341053,96

= 182,78 ft2

Karena A < 200 ft2, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran

standar yang digunakan (Kern, 1965, Hal: 103):

Tabel C.19. Spesifikasi double pipe yang digunakan (Kern, Tabel 6.2 dan

11)

Annulus : Pipa :

IPS = 4 In IPS = 3 in

Sch. No = 40 Sch. No = 40

OD = 4,5 In OD = 3,5 in

ID = 4,026 In ID = 3,068 in

a'' = 1,178 ft2/ft a'' = 0,917 ft

2/ft

e. Menghitung Flow Area (a)

Annulus :

D2 = 4,026/12

= 0,336 ft

D1 = 45/12

= 0,292 ft

aa = 4

)DD(2

1

2

2 (Pers.6.3 Kern, 1965)

= 0,0216 ft2

Diameter equivalent, De :

De = 1

2

1

2

2

D

)DD( (Pers.6.3 Kern, 1965)

= 0,094 ft

Pipa :

D = 3,068/12

= 0,256 ft

ap = 4

D2

= 0,051 ft2

f. Menghitung Mass Velocity (G)

Annulus :

Ga = aa

W

= 022,0

2220,12

= 3.378,368 lb/hr.ft2

Pipa :

Gp = pa

w

= 0,051

14522,22

= 93.426,730 lb/hr.ft2

g. Menghitung Bilangan Reynold (Re)

Annulus :

Tavg = 572 oF

µ = 0,013 cp × 2,42 (Kern, Fig. 15)

= 0,0314 lb/jam ft

Rea = De.Ga/µ (Pers. 7.3)

= 10.125,360

Pipa :

Pada tavg = 275 oF

µ = 0,019 cp × 2,42 (Kern, Fig. 15)

= 0,046 lb/jam ft

D = 3,068/12 = 0,256 ft (Kern, Tabel 10)

Rep = D.Gp/µ (Pers. 3.6)

= 519.682,194

h. Menentukan JH (Heat Transfer Factor)

Pipa :

Nilai JH untuk annulus didapat dari Figure 24, Kern 1965 :

JH = 930

i. Menentukan Termal Function

Pipa :

Pada Tavg = 275 oF

k = 0,0156 Btu/jam ft2 (F/ft) [Kern, Tabel 5]

c = 0,25 Btu/lb.F [Kern, Fig. 4]

= 0,902

j. Menghitung Outside Film Coefficient (ho) dan Inside Film Coefficient

(hi)

Annulus:

ho = 1.500 Btu/hr.ft2.oF [Kern, Hal: 164]

Pipa:

p

ih =

31

e k

μ c

D

kJ

H [Pers. 6.15]

31

k

μ.c

= 51,36 Btu/hr.ft2.oF

(

)


k. Menghitung Pipe Wall Temperature (tw)

)t(Thh

htt aa

oio

o

cw

= 343,284 oF

l. Menghitung Inside Film Coefficient (hio) pada tw (tw = 243,284 oF)

Pipa:

µw = 0,022 cp × 2,42 [Kern, Fig. 15]

= 0,053 lb/hr.ft

Φp = (µ/µw)0,14

= 0,929

hio = (hio/фp)фp [Pers. 6.36]


m. Menghitung Clean Overall Coefficient (UC)

UC =oio

oio

hh

h h

[Pers. 6.38]

= 52,52 Btu/jam.ft2.oF

n. Menghitung Design Overall Coefficient (UD)

Rd = 0,002 hr.ft2.oF/Btu (Kern, Tabel 8)

DU

1= Rd

Uc

1

= 002,052,52

1

= 0,021

UD = 47,53 Btu/hr.ft2.oF

o. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Panas Yang Dibutuhkan

A = t.U

Q

D

= 316,25153,47

61341053,96

= 57,68 ft2

a” = 0,917 ft2/ft (Kern, Tabel 11)

Panjang pipa :

L = a"

A

= 62,90 ft linier

Panjang hairpin = 12, 15, 20 ft (Kern, Hal: 103)

Diambil Lh = 20 ft

Hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2) , maka jumlah hairpin yang diperlukan :

Hairpin = h2.L

L

= 022

62,90

= 1,57

= 2 buah

Koreksi panjang pipa:

Lkor = 2.Lh x hairpin

= 2 x 20 x 2

= 80 ft linier

p. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Yang Tersedia

Sebenarnya

A = Lkor x a”

= 80 x 0,917

= 73,36 ft2

q. Menghitung Actual Design Overall Coefficient (UDaktual)

UDaktual = tA.

Q

= 31,25136,73

61341053,96


r. Menghitung Dirt Factor (Rd)

Rd = dc

dc

UU

UU

= 37,3752,52

37,3752,52

= 0,0077 hr.ft2.oF/ Btu

Rd yang diperlukan = 0,002 hr.ft2.oF/Btu (Kern, Tabel 12)

Rdhitung > Rddiperlukan (memenuhi)

s. Menghitung Pressure Drops (ΔP)

Annulus :

De’ = D2 – D1

= 0,336 – 0,292

= 0,044 ft

Rea’ = μ

'.GDe aa

= 0,0314

368,378.3044,0

= 3.221,840

(

) (Kern, Pers. 3.47b)

Densitas steam :

ρ = 0,03518 lb/ft3 (Appendix A.2-12, Geankoplis)

Fa = De'ρg2

LGaf42

2

(Pers.6.14 Kern, 1965)

= 044,00,0351810.18,42

80)368,378.3(012,0428

2

= 996,620 ft

Va = 3600

Ga

= 360003518,0

368,378.3

= 26,68 ft/s

iΔF =

g2

Vx2

2

=

2,322

68,262

2

= 22,098 ft

Untuk kondensasi steam di annulus :

Pa =

144

ρΔFiΔFa

2

1

=

144

03518,0098,22620,996

2

1 x

= 0,124 psi

ΔPa untuk steam < 1 psi (memenuhi)

Pipa :

Rep = 10.125,360

(



Fp = Dg2

LGf42

2

= 256,00662,010.18,42

80)730,426.93(0089,0428

2

= 1.785,412 ft

Pp = 144

Fp

= 144

0662,0412,785.1

= 0,821 psi

ΔPp untuk udara < 2 psi (memenuhi)

Tabel C.20. Spesifikasi HE–101

Alat Heater

Kode HE-101

Fungsi Menaikan temperatur udara dari 30 oC menjadi 240

oC sebagai udara umpan reactor (RE-201)

Bentuk Double Pipe Heat Exchanger

Dimensi pipa Annulus:

IPS = 4 in

Sch. No. 40

OD = 4,5 in

ID = 4,026 in

Inner pipe:

IPS = 3 in

Sch. No. 40

OD = 3,5 in

ID = 3,068 in

Jumlah hairpin = 2 buah

Panjang 1 pipa = 20 ft

∆P, annulus = 0,124 psi

∆P, inner pipe = 0,821 psi

7. BLOWER (BL-102)

Fungsi : Mengalirkan bahan baku udara dari heater (HE-201) ke Reaktor

(RE-101)


Pemilihan :

Cocok untuk mengalirkan udara (Perry’s : 10-45)



Gambar C.11. Blower


kg

g. Menentukan densitas (ρ)

Densitas udara adalah 1,3964 kg/m3

h. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU)


G

U

GQ

=

33964,1

jam

kg 6587,2387

m

kg = 4717,2430

jam

m3

i. Menentukan daya blower (P)

hp = 1,57 x 10-4

Q.P

Keterangan :


P : Tekanan (inH2O)

Konversi :

1 ft3 = 0.02831685 m

3

1 atm = 406,79 inH2O

hp = 1,57 x 10-4

x 2776,46408 ft3/menit x 569,51 inH2O

hp = 248,2504 hp


Paktual =

teoritisP

= 8,0

248,2504 = 310,3130 hp



Fungsi Mengalirkan bahan baku udara dari heater (HE-

201) ke Reaktor (RE-101)



Blower

Power Motor 325 Hp

8. Reaktor (RE – 201)

Fungsi : Mereaksikan metanol dengan oksigen untuk membentuk

formaldehid

Jenis : Reaktor Fixed Bed Multitubular

Kondisi operasi : Isotermal pada suhu (T) 240 oC dan tekanan (P) 1,4 atm

Katalisator : Iron molybdenum oxide

Konversi : 99%

Medium Pendingin : Air Pendingin

Iron Molybdenum

oxide

Gambar C.12. Aliran Reaktor

Reaksi yang terjadi adalah :

CH3OH(g) + ½ O2(g) HCHO(g) + H2O(g) .............(1)

Dengan Reaksi Samping

HCHO(g) + ½ O2(g) CO(g) + H2O(g) .............(2)

Berikut ini adalah neraca massa dan neraca energi reaktor (RE-201),

perhitungannya dapat dilihat pada Lampiran A dan Lampiran B.

Tabel C.22. Neraca Massa di Reaktor (RE – 201)


(kg/jam)

Massa Keluar

(kg/jam)

CH3OH 1382,75 13,83

O2 1534,47 809,85

HCHO 0 1206,06

CO 0 71,80

H2O 1,38 817,04

N2 5052,77 5052,77

Total 7971,37 7971,37

Tabel C.23. Neraca Panas di reaktor (RE-201)


Aliran Generasi


∆H3 ∆H6 ∆Hpendingin in ∆Hreaksi ∆H7 ∆Hpendingin out

CH3OH 484232.1031 0 0

600994.0773

4410.658402 0

O2 0 311681.3019 0 151217.6901 0

HCHO 0 0 0 407572.7935 0

H2O 566.6302895 0 0 308468.0574 0

N2 0 1136494.845 0 1046357.632 0

CO 0 0 0 14948.04848 0

Amonia 0 0 -400735.88 0 200258.20

Sub Total 484798.7334 1448176.147

-400735.88 600994.0773 1932974.88 200258.20

1932974.88

Total 2133233.078 2133233.078

Massa medium pendingin yang digunakan untuk menjaga temperatur operasi

reaktor tetap (isothermal) yaitu sebesar 438.97 kg/jam.

1. Menghitung Berat Katalis (W)

a. Spesifikasi katalis

Nama katalis : Iron molybdenum oxide

Bentuk : silinder

Ukuran : ¼ in x ¼ in

Densitas : 665,66 kg/m3

b. Menghitung Konstanta Kecepatan Reaksi (k)

Persamaan kinetika reaksi untuk metanol adalah sebagai berikut:

- rA = k. CA.CB .............(3)

Keterangan :

rA = kecepatan reaksi (kmol/kgcat.j)

k = konstanta kecepatan reaksi (m6/kmol.j.kgcat)

T = suhu (K)

CA = konsentrasi metanol (kmol/m3)

CB = konsentrasi oksigen (kmol/m3)

Dengan nilai k sebagai berikut :

c. Neraca massa pada 1 tube

Persamaan neraca massa dengan tinjauan pada satu tube adalah sebagai berikut :

ΔW

ID

WAF

F ΔW W A

Gambar C. 13. Persamaan neraca massa pada satu tube

Neraca massa pada elemen volume : V =

(Rate of mass input) - (Rate of mass output) - (Rate of mass reaction) = (Rate

of mass accumulation)

ρ

ρ

FA = FA0 (1- XA)

dFA = - FA0 dXA

Sehingga,

A0

AA

F

)(-r

dW

dX .............(4)

Substitusi persamaan 4 ke persamaan 3, menjadi :

A0

BAA

F

CCk

dW

dX

.............(5)

Dengan menggunakan persamaan aliran yang masuk dan keluar dari tabel

neraca massa di atas, dapat diketahui persamaan umum untuk konsetrasi

umpan, yaitu:

Laju volumetrik umpan reaktor

/jamm 18,9035 687,421

3723,971.7

FV 3

mix

in tot

0

= 0,3151 m3/menit

= 0,0053 m3/s

Konsentrasi umpan reaktor

CA = [CH3OH]

CA0 =

⁄

Maka diperoleh persamaan :

A0

A0B0A0A

F

)1/2C-C))(X1((Ck

dW

dX

A0

A

F

)) 2,2859(2/15367,2)(1( (2,2859 63578,248

dW

dX X

.............(7)

d. Pressure Drop

Pressure drop dalam tube

Pressure drop pada pipa berisi katalisator dapat didekati dengan persamaan

Ergun (Fogler, 1999).

'75,111501'

GDDg

G

dz

dP

PP

.............(8)

Keterangan :

ΔP = penurunan tekanan dalam tube, lb/ft2

Z = panjang pipa, ft

G’ = kecepatan aliran massa perluas penampang, lb/jam/ft2

ρ = densitas fluida, lb/ft3

Dp = diameter partikel katalis, ft

ε = porositas partikel katalis

µ = viskositas fluida, lb/jam/ft

gc = faktor konversi, 4,18.108 ft/jam

2

e. Menentukan spesifikasi tube yang digunakan

Dalam menetukan diameter tube, Colburn (Smith, P.571) menyatakan

hubungan pengaruh rasio (Dp/Dt) atau perbandingan diameter katalis dengan

diameter pipa dengan koefisien transfer panas pipa berisi katalis dibanding

koefsien transfer panas konveksi pada dinding kosong.

Dp/Dt 0,05 0,1 0,15 0,2 0,25

hw/h 5,5 7,0 7,8 7,5 7,0

Dimana :

Dp/Dt = rasio diameter katalis per diameter pipa

hw/h = rasio koefisien transfer panas pipa berisi katalis terhadap

koefisien transfer panas pada pipa kosong

Dari data diatas dipilih (hw/h) 7,8 pada (Dp/Dt) = 0,15

Dt =

=

= 3,3333 cm = 0,0333 m

Untuk pipa komersial: (Kern, 1983)

NPS = 1,5 in

ID = 1,610 in

OD = 1,90 in

a’ = 2,04 in2

f. Data fisis dan termal

o Densitas

Pada T = 513,15 K

ρ = 421,6870 kg/m3

o Viskositas

Log μ = A +

+ C.T + D.

Pada T = 513,15 K

μ = 0,0160 cP

= 0,0387 lb/ft.hr

o Kapasitas Panas

Kapasitas panas dihitung dengan persamaan sebagai berikut :

Cpi = A + B.T + C.T2 + D.T

3

Keterangan :

Cp = kapasitas panas, kJ/kmol.K

T = suhu, K

Cp = 34,6942

o Konduktivitas Panas

Konduktivitas termal beberapa komponen dalam campuran dihitung

dengan persamaan Weber (Pers. 8.12 Coulson)

Konduktivitas campuran dihitung dengan metode Bretsnajder (1971)

(

)

⁄

Keterangan :

k = Konduktivitas panas, W/(m.K)

M = Berat molekul

CP = Kapasitas panas spesifik temperatur

ρ = densitas cairan pada temperature

n

C)

TT(1

A.Bρ

Konduktivitas panas :

k = 63,076 W/m.K

= 36,445 Btu/ft.hr.F

g. Menghitung Berat Katalis

Metode Runge-Kutta untuk menghitung berat tumpukan katalis (w) dan

Pressure Drop di tube (ΔPt). Penyelesaian Persamaan Diferensial untuk

menghitung berat tumpukan katalis (w) dan pressure drop (ΔPt) di tube setiap

inkremen z (Δw) dengan Metode Numeris Runge Kutta dihitung dengan

menggunakan Microsoft Excell. Adapun langkah-langkah perhitungannya

sebagai berikut cara sebagai berikut :

Persamaan-persamaan diferensial yang ada :

a).

A0

A

F

)) 2,2859(2/15367,2)(1( (2,2859 63578,248

dW

dX X

b).

'75,111501'

3G

DDg

G

dz

dP

PPc

Kondisi batasnya adalah :

Zo = 0 m

XO = 0

PO = 2 atm

Δw = 0,099

Penyelesaian persamaan difrensial menggunakan metode Runge Kutta orde 4:

Xi+1 = xi + 1/6. (k1 + 2k2 + 2k3 + k4)

Pi+1 = Pi + 1/6. (l1 + 2l2 + 2l3 + l4)

Dengan:

k1 = f1 (wi, Xi) ∆w

l1 = f2 (wi, Pi) ∆w

k2 = f1 (wi +2

w, Xi +

2

1k ) ∆w

l2 = f2 (wi +2

w, Pi +

2

1l ) ∆w

k3 = f1 (wi +2

w, Xi +

2

2k) ∆w

l3 = f2 (wi +2

w, Pi +

2

2l ) ∆w

k4 = f1 (wi+ ∆w, Xi + k3) ∆w

l4 = f2 (wi +∆w, Pi + l3) ∆

Tabel C.24. Berat Tumpukan Katalis

W (Berat Tumpukan Katalis, kg) X (Konversi) 78,4442042 0,001

79,01642142 0,006 79,71179146 0,012 80,41683607 0,018 81,25186686 0,025

81,61392241 0,028 82,59192193 0,036 82,96343799 0,039 83,08786201 0,04 83,96712417 0,047 84,86114299 0,054

85,37876942 0,058 86,2966824 0,065

86,82821606 0,069 87,49993457 0,074 88,04323696 0,078 89,56511253 0,089 90,55534508 0,096 91,70839981 0,104 92,29366197 0,108

93,48206975 0,116

94,0853855 0,12 97,03721669 0,139 97,67737413 0,143 99,14247296 0,152 99,97155118 0,157 100,6427714 0,161 102,0068849 0,169 102,5260183 0,172 103,5769741 0,178 105,1858618 0,187

106,6496514 0,195 107,3937529 0,199 108,5255228 0,205 109,8701389 0,212 110,8469284 0,217

111,8376514 0,222 113,8620285 0,232 115,1049165 0,238 115,7345154 0,241 117,4406486 0,249 117,6567435 0,25 117,8734755 0,251 118,7468287 0,255 120,3003495 0,262

122,3461081 0,271 125,1618628 0,283 125,8820761 0,286 127,3426307 0,292 129,332831 0,3

130,3467612 0,304 132,4134111 0,312

133,7320054 0,317 135,6139114 0,324 136,9844232 0,329 139,5083643 0,338

141,8155442 0,346 142,9923553 0,35 145,6986888 0,359 148,4889327 0,368 149,7569445 0,372 152,3462738 0,38 154,0017206 0,385 159,8547909 0,402 163,1015497 0,411 164,9520087 0,416

166,4571581 0,42 171,1097772 0,432 175,1516234 0,442

177,2314826 0,447 179,7812108 0,453 184,1666326 0,463 186,4255998 0,468 190,6082598 0,477 194,4574217 0,485 197,9316409 0,492

200,4763696 0,497 203,0755458 0,502 207,8966928 0,511 219,3153002 0,531

224,1771993 0,539 228,5801887 0,546 231,1612193 0,55 237,1494281 0,559 243,4010264 0,568 244,112633 0,569

244,8277245 0,57 250,6769221 0,578 258,3245727 0,588

264,7291246 0,596 274,8502787 0,608 312,7264755 0,647 319,3420614 0,653 328,5414636 0,661 340,6939171 0,671 350,9810461 0,679

352,3043703 0,68 361,8125309 0,687 374,702438 0,696

388,4043558 0,705

402,9953047 0,714 415,0137684 0,721 441,0091548 0,735 469,981133 0,749

500,0093165 0,762 520,2123471 0,77 553,3533625 0,782 587,1709634 0,793 624,8481928 0,804 647,2659367 0,81

683,7176851 0,819 743,3519884 0,832 795,9749545 0,842

875,33516 0,855 962,4620826 0,867 1020,993116 0,874 1127,426921 0,885 1218,617396 0,893 1384,236811 0,905 1577,606878 0,916

1777,916687 0,925 2065,279127 0,935 2206,46597 0,939

2325,057132 0,942

2503,532116 0,946 2655,618129 0,949 2826,552084 0,952 3090,373003 0,956 3321,661472 0,959 3406,381693 0,96 3495,396597 0,961 3589,04092 0,962

4017,965828 0,966

4411,221877 0,969 4559,514721 0,97 5069,161394 0,973 5264,708298 0,974 6220,871523 0,978 7590,92115 0,982

9083,038488 0,985

9717,790691 0,986 12285,55551 0,989 13468,23066 0,99

Perhitungan nilai wi, Xi, dan Pi di setiap inkeremen w (Δw) adalah :

wi+1 = wi + Δw

Diperoleh berat katalis yang dibutuhkan = 13468,23 kg.

2. Menghitung volume total tumpukan katalis

katalis

W V

m 0113,12kg/m 1211

kg 13468,23 V 3

3

3. Menghitung tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan

Dipilih pipa dengan ukuran standar (Kern, table 11)

NPS : 1,5 in

Sch. No. : 40

Diameter luar (OD) : 1,90 in = 0,0483m = 0,1583 ft

Diameter dalam (ID) : 1,61 in = 0,0409 m = 0,1342 ft

Perhitungan tinggi katalis dengan volume 1 buah tube adalah :

V = W / ρkatalis

katalis

2ID

W4 Z

Dengan :

Z = tinggi tumpukan katalis (m)

V = volume katalis dalam tube (m3)

w = berat katalis (kg)

ρkatalis = densitas katalis (kg/m3)

ID = diameter dalam tube (m)

Maka tinggi katalis keseluruhan :

m 6153,914911210409,0

13468,234 Z

2

Dipilih tinggi tube standar 24 ft = 7,3152 m

Sehingga didapat tinggi tumpukan katalis :

Z = 80% dari tinggi tube yang dipilih

= 80% x 24 ft

= 19,2 ft = 5,8522 m

4. Menghitung jumlah tube (Nt)

Jumlah tube yang dibutuhkan :

Nt =

Nt =

per tube katalis tinggi

nkeseluruha katalis tinggi

tube564.15,8522

6153,9149

5. Mechanical design reaktor

a. Tube

Ukuran tube (Kern,1983):

Susunan tube = Triangular pitch

Bahan = Stainless steel

Diameter nominal (NPS) = 1,50 in

Diameter luar (OD) = 1,90 in = 0,0483m = 0,1583 ft

Diameter dalam (ID) = 1,61 in = 0,0409 m = 0,1342 ft

Schedule number = 40

Luas penampang = 2,04 in2 = 0,0013 m

2

Tinggi tumpukan katalis = 5,8522 meter

Panjang pipa (L) = 7,3152 meter

Susunan pipa yang digunakan adalah triangular pitch (segitiga sama sisi) dengan

tujuan agar memberikan turbulensi yang lebih baik, sehingga akan memperbesar

koefisien transfer panas konveksi (ho). Sehingga transfer panasnya lebih baik

daripada square pitch (Kern, 1983).

Gambar C.14. Susunan pipa model triangular pitch

Tebal pipa = (OD-ID)/2

= (1,90 - 1,61)/2

= 0,145 in = 0,0037 m

Jarak antar pusat pipa (PT)

PT = 1,25 x OD

PT

C'

60o

60o

60o A B

C

D

= 1,25 x 1,90

= 2,375 inchi = 0,0603 m

Jarak antar pipa (Clearance)

C’ = PT-OD

= 2,375 – 1,900

= 0,475 inchi = 0,0121 cm

Menghitung koefisien transfer panas dalam tube

Tube side bundle :

a’t = 2,04 in2 = 0,0013 m2

at =

564.1

0013,0

= 2,9187 m2

= 22,1490 ft2

Wt (laju alir massa reaktan) = 7.971,3723 kg/jam

= 17.573,8665 lb/jam

G t

t

t

a

W

22,1490

517.573,866

= 793,4380 lb/jam.ft2

Vo t

liq

tW

ρ

ρ

ρ

ρ

Batas kecepatan supervisial pada tube reaktor fixed bed katalitik adalah

(0,0005 m/s u 0,1 m/s)

Sehingga diperoleh nilai u sebesar :

0,0005 m/s 0,0016 0,1 m/s

(

⁄ )

(Wallas, 1959)

Dimana :

Pr =

Cp = kapasitas panas liquid, Btu/lb.F

kf = konduktivitas liquid, Btu/ft.hr.F

ID = diameter dalam tube

Re = 345,1167

μ/ μw = 1 ,karena non viskos

Pr = (0,8485 x 0,6028)/ 5,1604

Pr = 0,0441

Maka,

b. Shell

Bahan yang digunakan adalah stainless steel SA 167 grade 11 type 316

Ukuran Shell

Diameter dalam shell (IDs)

IDs = (

)

(Brownell & Young, 1979)

= (

)

= 98,6350 in

= 8,2196 ft

= 2,5053 m

Jarak Buffle

Bs = IDs x 0,3

= 0,7516 m

= 29,5905 in

= 2,4659 ft

Koefisien transfer panas dalam shell

Shell Side atau Bundle Crossflow Area (as)

P

B ID OD) P( a

t

st s

375,2

35,2416 117,4719 475,0 a s

as = 583,7318 in2

= 4,0537 ft2

Mass Velocity (Gs)

'

G s

sa

W

Dimana

W = 967,7634 lb/jam

Gs = 967,7634 / 4,0537

Gs = 238,7362 lb/jam.ft2

Equivalent Diameter (De)

` ( )

De = 1,3734 in = 0,1145 ft = 0,0349 m

Reynold Number (Re)

GD

Rependingin

se

Re =

Re = 3.575,55

Maka,

(

)

(

)

⁄

(Kern, hal 137)

Dengan :

Kp = konduktivitas panas pendingin = 0,3623 Btu/hr.ft.oF

Cpp = kapasitas panas pendingin = 1 Btu/lb.oF

p = viskositas pendingin = 1,8143 lb/ft jam

Dirt Factor (Rd)

- Liquid organik = 0,001 hr.ft2.F/Btu

- Pendingin = 0,003 hr.ft2.F/Btu

- Rd total = 0,004 hr.ft2.F/Btu

Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design

Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus :

=

= 44,0638 Btu/h.ft2.F

Harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus :

⁄ (Kern,1950)

=

⁄

= 37,4611 Btu/hr.ft2.F

= 212,71153 J/s. m2.K

Pressure drop di shell

dimana

Ds = diameter shell (IDs) = 9,7893 ft

Mass velocity (Gs) = 6.938,5358 lb/jam.ft2

Equivalent diameter (De) = 0,1145 ft

= 1,0 (hal.121 Kern, 1950)

untuk Re = 437,6981 maka diperoleh

s = specific gravity = 1

f = shell side friction factor = 0,0018 ft2/in2 (Fig.29 Kern, 1950)

Tebal Shell

Spesifikasi bahan Stainless steel SA 167 Grade 11 type 316

Tekanan yang diijinkan (f) = 18.750 psi

soefficientcorrectedcs

Efisiensi sambungan (ε) = 0,8 (double welded joint)

Corrosion allowanced = 0,25 in

Tebal shell dihitung dengan persamaan

( Brownell & Young)

dengan

ts = tebal shell, inchi

P = tekanan dalam reaktor, psi

ε = efisiensi sambungan

ri = jari-jari dalam shell, inchi

f = tekanan maksimum yang diijinkan, psi

C = Corrosion allowance = 0,25

Tekanan dalam shell

Tekanan desain diambil 20% diatasnya, maka:

Pd = 1,2 x P

= 1,2 x 15 atm

= 16,5 atm

Pd = 242,4837 psi

maka,

= 1,2458 in

diambil tebal standar 1,25 inchi

Diameter luar shell (ODs)

ODs = IDs + 2 ts

= 117,4719 + (2 x 1,25)

= 119,9719 in

c. Head dan Bottom

Bentuk head dan bottom yang digunakan adalah Torispherical (flanged & dished

head) yang sesuai dengan kisaran tekanan sistem yaitu 15 – 200 psi. Bahan yang

digunakan untuk membuat head dan bottom sama dengan bahan shell yaitu Low

alloy Steell SA 240.

Tebal head dapat dihitung dari persamaan :

Diambil ODs standar menjadi 120 in untuk menentukan icr dan rc

Maka berdasarkan table 5.7 Brownell & Young :

icr = 7,125 in

rc = 114 in

maka:

( √

) (Pers. 7.76, Brownel&Young)

w = 1,75

Tebal head minimum dihitung dengan persamaan berikut:

(Pers. 7.77, Brownell&Young)

= 1,8651 in

dari tabel 5.6 Brownell & Young untuk

th = 2 in

sf = 3 in

= 0,25 ft

Spesifikasi head :

t

a

ID

r

sf

OA

icr B

b=depth

of dish A

OD

Gambar C.15. Desain head pada reaktor

Keterangan :



r = Radius of dish( in)

sf = Straight flange (in)

OD = Diameter luar (in)

ID = Diameter dalam (in)

b = Depth of dish (in)

OA = Tinggi head (in)

o Depth of dish (b)

√ (

)

(Brownell and Young,1959.hal.87)

b = 20,4127 in

o Tinggi Head (OA)

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

= (2 + 20,4127 + 3) in

= 25,4127 in

= 0,6455 m

Jadi tinggi head = 25,4127 in = 0,6455 m

d. Tinggi Reaktor

Dari hasil perhitungan diperoleh tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan

yaitu 5,8522 m.

Tinggi shell = Tinggi pipa standar yang digunakan

= 24 ft

= 7,3152 m

Tinggi reaktor = tinggi shell + 2.(tinggi head)

= 7,3152 + (2 x 0,6632)

= 8,5815 m

= 28,1532 ft

e. Luas Permukaan Reaktor

o Luas reaktor bagian dalam

- luas shell bagian dalam

Ashi = π x IDs x tinggi shell

= 3,14 x 9,7893 x 24

= 738,0993 ft2

- luas head dan bottom bagian dalam

Ahbi = 2 x (π x IDs x sf + π/4 x IDs2)

= 2 x (3,14 x 9,7893 x 0,25 + ((3,14/4) x 9,78932))

= 165,8322 ft2

Jadi luas reaktor bagian dalam :

= 738,0993 ft2 + 165,8322 ft

2

= 903,9316 ft2

o Luas reaktor bagian luar

- luas shell bagian luar

Asho = π x ODs x tinggi shell

= 3,14 x 9,9977 x 24

= 753,8058 ft2

- luas head dan bottom bagian luar

Ahbo = 2 x(π x ODs x sf + ((π/4) x ODs2))

= 2 x(3,14 x 9,9977 x 0,25 + ((3,14/4) x 9,99772))

= 172,6308 ft2

Jadi luas reaktor bagian luar :

= 753,8058 ft2 + 172,6308 ft

2

= 926,4366 ft2

Algoritma perancangan reaktor multitubular

1. Mengumpulkan data dari hasil perhitungan neraca massa dan panas

2. Menentukan spesifikasi katalis yang digunakan

3. Membuat neraca massa pada 1 tube

4. Menghitung massa katalis berdasarkan neraca massa elemen volum katalis

dengan menggunakan persamaan :

4

AwA0

2

AA

)C 2,58 C 4,22 (1F

Ck

dW

dX

5. Menghitung volum total tumpukan katalis

6. Menghitung tinggi katalis keseluruhan menggunakan persamaan

7. Menentukan spesifikasi tube yang digunakan dan menghitung tinggi katalis per

tube

8. Menghitung jumlah tube yang dibutuhkan menggunakan peersamaan :

9. Menghitung koefisien transfer panas dalam tube dan shell

10. Menghitung kecepatan superficial dan mean overall heat transfer coefficient.

Batas kecepatan supervisial pada tube reaktor fixed bed katalitik adalah (0,0005

m/s u 0,1 m/s)

11. Menghitung pressure drop dalam shell

12. Menghitung ketebalan shell

13. Menentukan head(tutup) reaktor yang akan digunakan berdasarkan keadaan

tekanan operasinya

14. Menghitung ketebalan dan tinggi head reaktor

15. Menghitung tinggi reaktor

16. Menghitung luas permukaan reaktor bagian luar dan dalam

Tabel C.25. Spesifikasi reaktor (RE-201)

Fungsi Mereaksikan metanol dengan oksigen untuk

membentuk formaldehid

Kode RE – 201

Jenis Reaktor Fixed Bed Multitubular

Kondisi Operasi T = 240 oC

P = 1,4 atm

Dimensi Diameter = 2,988 m

Tinggi = 8,5815 m

Jumlah tube = 2.218 tube

Tinggi bed = 5,8522 m

Diameter tube = 0,0409 m

Rancangan Alat Material = Stainless steel 316 (SA-240)

Tebal dinding = 1,25 in

Posisi alat = vertikal

Jumlah 1 Buah

9. Cooler – 201 (CO-201)

Fungsi : Menurunkan temperatur aliran keluar reaktor 201 dari 240 0C

menjadi 70 0C untuk diumpankan ke dalam separator.

Jenis : Shell and Tube Exchanger

Data design

Tube

Fluida panas = Aliran F7 dari RE-201

Laju alir, W = 7971,35 kg/jam (17.573,8185 lb/jam) (Lampiran B)

T1 = 240 oC (464

oF) (Lampiran B)

T2 = 70 oC (158

oF) (Lampiran B)

Shell

Fluida dingin = Cooling water

Laju alir, w = 13.604,819 kg/jam (29.993,493 lb/jam) (Lampiran A)

t1 = 30 oC (86

oF) (Lampiran B)

t2 = 45oC (113

oF) (Lampiran B)

a. Menghitung Luas Perpindahan Panas

A = LMTDt Ud

Q

1. Beban panas Cooler–201

Q = 1.421.838,425 kJ/jam (Lampiran B)

= 1.347.637,5 Btu/jam

2. Menghitung Δt LMTD

Tabel C.26. Suhu Fluida panas dan dingin

Fluida Panas (oF) Fluida Dingin(

oF) Δt (

oF)

464 Temperatur Tinggi 113 351 158 Temperatur Rendah 86 72 306 Difference 27 279

Δt LMTD =

12

21

1221

tT

tTln

tTtT

= 176,123 oF

3. Memilih Ud trial

Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih Ud untuk

hot fluid = light organic

cold fluid = water

Range Ud = 75-150 BTU/j ft2 °F

dipilih Ud = 80 BTU/j ft2 °F

Maka, luas perpindahan panas (surface area) adalah :

A = LMTDt Ud

Q

= F123,176Fft BTU/j 80

Btu/j 51.347.637,

oo2

= 255,234 ft2

b. Pemilihan jenis HE

Karena A > 200 ft2, maka digunakan tipe shell and tube exchanger

Sehingga dalam perancangan ini digunakan klasifikasi sebagai berikut,

(Tabel 10, Kern)

L = 20 ft

BWG = 16

OD tube = 0,75 in

ID tube = 0,62 in

a” = 0,1963 ft2/ft

Jumlah tube :

Nt =A

aL

= 65,0112 tube

Pemilihan pola tube

Berdasarkan data jumlah tube yang tersedia secara komersial, dipilih

jumlah tube = 76 buah tube dengan OD tube 0,75 in, 1 in Square pitch

untuk 2 passes (Kern, Tabel. 9, hal. 841 – 842, 1965).

Adapun data selengkapnya adalah sebagai berikut :

- Susunan tube = square pitch

- Jumlah aliran, n = 2 aliran (passes)

- Pitch, PT = 1 in

- Diamater shell, ID = 10 in

- Baffle space = ID = 10 in

- C = Pitch, PT – OD tube = 0,25 in

- A terkoreksi = Nt x L x a”

= 76 x 20 ft x 0,1963 ft

= 298,376 ft2

- UD terkoreksi

Ud = Q

LMTDTA

= 77,6176 Btu/hr ft2 °

F

c. Analisa Kinerja HE

Analisa kinerja HE meliputi :

1) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas (U)

2) Menghitung Rd

3) Menghitung ∆P

1) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas

- Menghitung Flow Area

Shell :

as = TxP

xBIDxC

144

,

= 1144

1025,010

= 0,1736 ft

2

Tube :

at = 6144

0,3020 25

144

'

n

aN tt

= 0,0545 ft2

- Menghitung Mass Velocity

Shell :

Gs = sa

W

= 2ft1736,0

lb/hr 517.573,818

= 101.231,673 lb/hr ft2

Tube :

Gt = ta

w

= 2ft0545,0

lb/hr 29.993,493

= 550.339,321 lb/hr ft2

- Menghitung Reynold Number

Karena viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida < 1 cP

maka Tc = Tavg dan tc = tavg

Tavg = 2

TT 21 = 2

158464 = 311

oF

tavg = 2

tt 21 = 2

86113 = 99,5

oF

Tube :

Viskositas pada Ta = 311 oF :

µ liquid = 0,2496 cP

= 0,5591 lb/hr.ft

D = 0,0517 ft

Ret =

GtD

= 5591,0

78,1531660517,0

= 14154,090

Shell :

Viskositas pada ta = 99,5 oF :


= 1,5105 lb/hr.ft

De = 0,0792 ft

Res =

GsDe

= 5105,1

7760,1567060792,0

= 8213,1270

- Menentukan Nilai JH (Heat Transfer Factor)

Tube :

Nilai JH untuk pipa didapat dari figure 24 Kern

JH = 55

Shell :


JH = 40

- Menentukan Termal Function

Tube :

Viskositas pada Ta = 172,4975 oF :

μ = 0,5591 lb/hr.ft

Kapasitas panas, Cp :

Cp = 0,0933 Btu/lb.oF

k = 0,8597 Btu/hr.ft2.oF.ft

31

k

μ.c

= 0,4719

Shell :

Pada ta = 99,50 oF

μ = 1,5105 lb/hr.ft




31

k

μ.c

= 1,0894

- Menghitung Nilai outside film coefficient (ho) dan inside film coefficient

(hi).

Tube :

ih = 3

1

k

μc

D

kjH

= 4719,0.0517,0

0,8597.55

= 249,5067 Btu/hr.ft2.oF

Shell:

oh = 3

1

e k

μc

D

kjH

= 0894,1.0792,0

0,8106.40

= 446,1743 Btu/hr.ft2.oF

- Menghitung corrected coefficient hio

Tube :

ioh = OD

IDh i

= 75,0

6200,05067,249

= 206,2589 Btu/hr.ft2.oF

- Menghitung Clean Overall Coefficient, Uc

UC = oio

oio

hh

hh

= 1743,446206,2589

1743,446 206,2589

= 141,0526 Btu/hr.ft2.oF

2) Menghitung Dirt Factor, Rd

Ud

1 = Rd

Uc

1

Rd = 3693,810526,141

3693,810526,141

DC

D

UU

Uc

U

=

Rd = 0,0052 Btu/hr.ft2.oF

Rd yang diperlukan = 0,003 hr.ft2.oF/btu (Tabel 12. Kern, 1965).


3) Menghitung Pressure Drops (ΔP)

Shell :

Res = 8.213,1270

f = 0,0015 (Fig 29, hal 839, Kern)

s = 1,000

No. of crosses, N+1 = 12L/B = 12 × 20/10 = 24,000

se

s

ssD

NDsfGP

10

2

1055,5

1

0141,0

110792,01055,5

240792,0)776,156706(0015,010

2

psi

∆Ps < 10 psi (memenuhi)

Tube:

Ret = 14154,090

f = 0,0003 (fig 26, hal 836, Kern)

ρ larutan = 844,0784 kg/m3 (pada Tc)

ρ air = 977,3974 kg/m3 (pada Tc)

s = air

laru

tan = 0,8636

t

tDs

LnfGP

10

2

1022.52

1

=18636,00517,01022,5

62078,1531660003.0

2

110

2

= 6,839 × 10-7

psi

Gt = 153.166,7800 lb/hr.ft2

003,02

2

g

V (Fig.27, Kern)

g

V

s

nPr

2

4 2

= 0278,0003,08636,0

24

psi

∆Ptotal = ∆Pt + ∆Pr

= 0,0278 psi

∆Pt < 10 psi (memenuhi)

Tabel C.27. Spesifikasi Cooler –201 (CO – 101)

Alat Cooler - 201

Kode CO-201

Fungsi Menurunkan temperatur aliran keluar reaktor 201 dari

240 0C menjadi 70

0C untuk diumpankan ke dalam

separator.

Jenis Shell and Tube Exchanger

Dimensi Tube

OD = 0,75 in

ID = 1 in

BWG = 16

Panjang Tube (L) = 20 ft

Flow area per tube (a') = 0,3020 in2

Surface per lin ft (a") = 0,1963 ft2

Pitch = 1,0000 in

Passes = 2

Shell

ID = 10 in

Baffle Spaces = 10 in

Surface area 255,234 ft2

Pressure drop Tube (ΔPt) = 0,0278 psi

Shell (ΔPs) = 0,0141 psi

Fouling factor 0,0052 (hr)(ft2)(

oF)/Btu

Bahan konstruksi Carbon steel SA 285 Grade C

Jumlah 1 buah

10. Separator (SE-201).

Fungsi : Memisahkan campuran gas dan liquid yang berasal dari CO-201

Jenis : Tangki silinder vertikal.

Kondisi operasi :

Tekanan : 1 atm

Suhu : 70oC

a. Menghitung densitas uap dan liquid.

Densitas liquid adalah 885,48 kg/m3 atau 55,276 lb/ft3.

Densitas gas adalah 1,64 kg/m3 atau 0,102 lb/ft

3.

b. Menghitung laju alir gas dan liquid.

WV = 7154,3089 kg/jam atau 4,3773 lb/s.

WL = 817,0378 kg/jam atau 0,4999 lb/s.

c. Menghitung faktor pemisahan uap cair (FLV)

FLV = L

V

V

L

ρ

ρ

W

W

Keterangan :

WL : Laju alir liquid (Lb/s)

WV : laju alir uap (Lb/s)

ρV : Densitas uap (Lb/ft3)

ρL : Densitas liquid (Lb/ft3)

Sehingga FLV = 0,03299, dengan menggunakan Gambar. 18.5b (Couper,

2005). Nilai KV didapat nilai KV = 0,32

Dimana :

KV = faktor kecepatan uap vertikal.

d. Menghitung kecepatan uap maksimum (Uv maks)

(Uv)maks = V

VLV

ρ

ρ - ρ K (Couper, 2005)

= 3

3

lb/ft 0,102

lb/ft ) 102,0 (55,276 0,32

= 5 ft/s

e. Menghitung debit uap

Qv = V

V

ρ

W

QV = 24,697 ft3/s

f. Menghitung luas penampang minimum vessel

AVmin = maxV

V

)(U

Q

AVmin = 4,9315 ft3

g. Menghitung diameter minimum

Dmin =

mintotalA . 4

Dmin = π

)ft 4,93154( 2

Dmin = 2,5 ft (30 in)

Diameter dipilih dari D = Dmin sampai Dmin + 6 in (Couper, 2005),

sehingga diambil diameter dalam vessel, maka ID yang dipilih adalah 30

in.

h. Menghitung debit cairan

QL = L

L

ρ

W

QL = 0,051959 ft3/s

i. Menghitung volume cairan dalam tangki

Dengan thold (holding time) = 5 menit (300 s) (Ulrich, 1982), maka :

VL = QL.thold (Evans, 1979)

= 0,051959 ft3/s x 3 00 s

= 15,587 ft3

j. Menghitung tinggi cairan didalam tangki

Pada tangki vertikal tinggi liquid maksimum ditambah 18 in dari nosel,

sedangkan tinggi ruang kosong adalah 48 in (Evans, hal 155).

Gambar C.16. Dimensi tangki Vertikal

k. Menghitung Tinggi maksimum liquid dan tinggi ruang kosong.

Volume liquid (VL) = 15,587 ft3

HL =

HL = 3,1608 ft atau 37,92 in

HL = 37,92+18

HL = 55,92 in

HV = 48 in

l. Menghitung tinggi seperator

Tinggi seperator dihitung

L = HL + HV

L = 55,92 + 48

L = 103.9299 in (8,66 ft)

Diameter

Tinggi Liquid

18 in

HV

HL

m. Cek geometri

Untuk seperator vertikal nilai (HL + HV)/D, harus terletak diantara 3 dan 5,

sehingga

(HL + HV)/D =

(HL + HV)/D = 3,464

n. Menghitung Tebal Dinding Shell


ts = C)P.6,0E.f(2

D.P

d

id

(Brownell & Young, 1959)

dimana : ts = tebal shell (in)

Pd = tekanan desain (psi); safety factor = 20 %

= 1,2 x Pops = 1,2 x (33,81) = 40,572 psia

f = allowable stress (psi), (material yang digunakan adalah

Carbon Steel SA-516 Grade 70

= 17.500 psi (Megyesy)

Di = diameter dalam shell (in) = 30 in

E = Efisiensi pengelasan

ts adalah 0,168546 tebal standar yang digunakan adalah ¼ in.

o. Desain head dan bottom

Bentuk head dan bottom yang digunakan adalah torispherical flanged and

dished head.

Gambar C.17. Tutup Seperator Drum (SD-301)

Keterangan :

th = Tebal head, in

icr = Inside corner radius, in

rc = Radius of dish, in

sf = Straight flange,in

OD = Diameter luar, in

ID = Diameter dalam, in

b = Depth of dish, in

OA = Tinggi head, in

p. Menghitung tebal head dan bottom (th)

th = CP0.2.f.ε 2

W.rP

d

cd

(Pers. 7.77 Brownell and Young, 1959)

dimana,

W =

5,0

c

icr

r3

4

1 (Pers. 7.76 Brownell and Young, 1959)

Dari Tabel 5.7 Brownell untuk :

OD shell = IDs + 2ts

= 30 in + 2(1/4) = 30,5 in

Didapat icr = 1,875; r = 30; sf = 1,5

Sehingga, 75,1875,1

303

4

1W

5,0

th = CP0.2.f.ε 2

W.rP

d

cd

th = 0,201 in

th standar yang digunakan adalah ¼ in.

q. Menghitung tinggi head

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

dimana,

b = 2

h2

cc icr2

IDicrrr

b = 5,12 in

Straight flange (sf) untuk torispherical head adalah 1,5 in atau 0,125 ft

(Megyesy, 1983).

Jadi total tinggi head (OA) = 5,12 + 0,25 + 1,5 = 6,875 in

r. Menghitung volume head

= 0,000049.Di3 + ¼..Di.sf 2

= 54,5 in3

Tabel C.28. Spesifikasi SEPERATOR (SE-201)

Fungsi Memisahkan uap dari cairan yang keluar dari Cooler

(CO-201)

Bentuk Silinder vertikal dengan bentuk head dan bottom

torispherical head

Dimensi Shell

IDs = 30 in (2,5 ft atau 0,762 m)

Tinggi liquid (HL) = 55,92 in = 1,42 m

Tinggi ruang kosomg = 48 in = 1,21 m

Tinggi vessel = 103,92 in = 2,639 m

Tebal = 1/4 in

Dimensi Head

dan Bottom

Tinggi = 6,875 in (0,174 m)

Tebal = 1/4 in

Holding Time 5 menit

Tekanan Desain 40,572 psia

Bahan

konstruksi

Carbon Steel SA-516 Grade 70

Jumlah 1 Buah

11. Blower (BL-201)

Fungsi : Mengalirkan gas produk atas Separator (SE-201) ke Reaktor

(RE-202)


Pemilihan :

Cocok untuk mengalirkan gas dan udara (Perry’s : 10-45)



Gambar C.18. Blower


kg

j. Menentukan densitas (ρ)

Densitas campuran gas adalah 1,6417 kg/m3

k. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU)


G

U

GQ

=

36417,1

jam

kg 7154,3089

m

kg = 4357,9107

jam

m3

l. Menentukan daya blower (P)

hp = 1,57 x 10-4

Q.P

Keterangan :


P : Tekanan (inH2O)

Konversi :

1 ft3 = 0.02831685 m

3

1 atm = 406,79 inH2O

hp = 1,57 x 10-4

x 2564,969 ft3/menit x 488,15 inH2O

hp = 196,5773 hp


Paktual =

teoritisP

= 8,0

196,5773 = 245,7216 hp



Fungsi Mengalirkan gas produk atas Separator (SE-

201) ke Reaktor (RE-202)



Blower

Power Motor 250 Hp

12. Gudang Penyimpanan / Warehouse (W-101)

Fungsi : Tempat untuk menyimpan bahan baku Urea. selama 30

hari

Tipe : Bangunan Tertutup berbentuk persegi panjang dengan

tutup konis (kerucut)

Jumlah : Satu Buah

Kondisi : Temperatur : 30°C

Tekanan : 1 atm = 101,325 kPa = 14,69 psia

Bahan Konstruksi : Bata yang dilapisi Semen

P

H

h

Gambar C.19. Gudang Penyimpanan Urea

A. Menentukan Kapasitas

Kebutuhan Urea. = 1735,52 kg/jam

Kebutuhan selama 30 hari = 1249575,985 kg

Densitas Urea = 1039,1706 kg/m3

Volume Urea = 3kg/m 1039,1706

kg 51249575,981202,4742 m

3

Over design factor = 20 % (Peter, Timmerhaus, 2002, Tabel. 3-1, hal. 82)

Volume design = 1,2 x 1202,4742 m3

= 1442,9691 m3

B. Menentukan Dimensi Gudang Penyimpanan Urea

Gudang penyimpanan direncanakan berukuran :

Panjang = Lebar = 1,5H

Volume gudang = P x L x T = P x L x 1,5H

1442,9691 m3 = 1,5H

3 → H = 12,324 m = 40,433 ft

Panjang Gudang = Lebar Gudang = 18,487 m = 60,652 ft

B. Menentukan Tinggi Head (Desain Atap)

Bentuk atap yang digunakan adalah conical (konis). Diameter tangki 15 ft (≤

60 ft), oleh karena itu dapat digunakan atap tanpa penyangga (self supporting

conical roof). Untuk self supporting conical roof , digunakan plat dengan tebal

5/16 in dengan pengelasan jenis double weld full- fillet joint. Selanjutnya

diperiksa besar sudut elemen konis dengan horizontal.

Gambar C.20. Jari-jari Lekukan untuk Atap Konis

(Sumber : Brownell, Young, 1959, hal. 63)

Tinggi head dapat dihitung dengan korelasi sudut pada gambar C.7.

Pada Gambar C.7. diameter gudang = lebar gudang, dengan mengambil sudut

θ = 10 0 , maka tinggi atap dapat dihitung dengan korelasi sudut pada Gambar

C.7.

tan θ =

o90

r

2

D

90

sin

6D

horizontaldengan

koniselemensudut

D = diameter tangki,ft

r = jari-jari, in

h

2/warehouseLebar

h

tan 10 0 = 2/487,18

h → h = 1,629 m = 5,344 ft

Tinggi Total Gudang, HT = Tinggi Head (h)+ Tinggi Gudang (H)

=1,629 m + 12,324 m = 13,953 m = 45,777 ft

Tabel C.30. Spesifikasi Gudang Penyimpanan / Warehouse (W-101)

Alat Warehouse

Kode W-101

Fungsi Tempat untuk menyimpan bahan baku Urea. selama 30

Hari

Tipe Bangunan Tertutup berbentuk persegi panjang dengan

tutup konis (kerucut)

Bahan Konstruksi Bata yang dilapisi Semen

Kondisi Temperatur : 30°C

Tekanan : 1 atm

Kapasitas 1249575,985 m

3

Dimensi Wall Panjang : 60,652 ft (18,487 m)

Lebar : 60,652 ft (18,487 m)

Tinggi : 45,777 ft (13,953 m)

Dimensi Head Tinggi : 5,344 ft (1,629 m)

Tebal : 5/16 inchi

Jumlah 1 Buah

13. Belt Conveyor (BC-101)

Fungsi : Untuk mengangkut bahan baku Urea dari Warehouse (W-

101) ke Bucket Elevator (BE-101)

Tipe : Troughed Belt on 20o Idlers

Dasar Pemilihan :

Mampu membawa ukuran material yang kuantitasnya besar

Membutuhkan tenaga yang relatif kecil dan dapat membawa

atau mengangkut material pada jarak yang cukup jauh

Membawa material dengan cara memikul atau menyangkut

Gambar C.21. Troughed Belt on 20o Idlers (Sumber : Perry’s, Ed.7

th, hal. 21-11)

Data operasi :

Laju alir = 1735,52 kg/jam

Over design factor = 20 % (Walas, M., 1990, Tabel 1.4, hal 7)

Sehingga kapasitas belt = 1,2 x (1735,52 kg/jam x 1 ton/1000 kg)

= 2,08262 ton/jam

Gambar C.22. Spesifikasi Belt Conveyor

Berdasarkan kapasitas Belt Conveyor sebesar 2,08262 ton/jam serta menurut

Tabel. 21-7, hal. 21-11, Perry’s, Ed.7th

, 1999, didapatkan spesifikasi Belt

Conveyor sebagai berikut :

Belt width : 14 in (35 cm)

Cross sectional area of load : Luas permukaan belt untuk menampung

material adalah 0,11 ft2 (0,010 m

2)

Belt plies : Jumlah lapisan dalam konstruksi belt untuk

lebar 14 in adalah 3-5 lapis

Maximum lump size : - Size material 80 % under 2 in (51 mm). Ukuran

material yang seragam minimal 80 % dari total

material yang masuk ke dalam belt.

- Unsize material, not over 20 %: 3 in (76 mm).

Ukuran material yang tidak seragam tidak lebih dari

20 %.

Belt speed : Kecepatan belt untuk mengangkut material adalah 200 ft/min

(normal) s.d. 300 ft/min (maksimum)

Berdasarkan Peters, Timmerhaus, 2002, Fig. 12-60, hal. 573 diperoleh:

Horse power : Daya yang diperlukan untuk menggerakkan belt conveyor

adalah 0,75 kW atau 2 hp

Panjang belt : 7 m

Tabel C.31. Spesifikasi Belt Conveyor (BC-101)

Alat Belt Conveyor

Kode BC-101

Fungsi Untuk mengangkut bahan baku Urea dari Warehouse (W-101)

ke Bucket Elevator (BE-101)

Tipe Troughed Belt on 20o Idlers

Power 2 hp

Luas permukaan belt 0,11 ft2 (0,010 m

2)

Lebar belt

Panjang belt

35 cm

7 m

Kecepatan belt 200 ft/min (61 m/min)

Jumlah 1 Buah

14. Bucket Elevator (BE-101)

Fungsi : Untuk membawa padatan Urea menuju Mixing Tank (MT-101)

Tipe : Continous Bucket Elevator

Dasar Pemilihan : Jumlah bucket lebih banyak dan lebih rapat serta

membentuk susunan bucket yang kontinyu

: Memiliki sudut kemiringan 45°

: Dapat digunakan untuk material-material dengan berbagai

bentuk dan ukuran

Gambar C.23. Continous Bucket Elevator (Sumber : Perry’s, Ed.7th

, hal. 21-13)

Data Operasi :

Laju alir massa = 1735,52 kg/jam

Over design factor = 20 % (Walas, M., 1990, Tabel 1.4, hal 7)

Sehingga kapasitas Bucket Elevator = 1,2 x (1735,52 kg/jam x 1 ton/1000 kg)

= 2,08262 ton/jam

Gambar C.24. Spesifikasi Belt Elevator

Berdasarkan kapasitas sebesar 2,08262 ton/jam serta menurut Tabel. 21-9, hal.

21-16, Perry’s, Ed.7th

, 1999, didapatkan spesifikasi Bucket Elevator sebagai

berikut :

Ukuran bucket = 8 x 5,5 x 7,75 in (203 x 140 x 197 mm)

Kapasitas = 35 ton/jam

Bucket spacing = 8 in (203 mm)

Elevator center = 25 ft

Putaran poros = 28 rpm

Power poros = 1,8 Hp

Rasio daya/ tinggi = 0,06

Power yang digunakan (P) :

P = ( Tinggi Elevator x Rasio Daya/Tinggi ) + Power poros

(Brown, G., 1950, hal. 61)

= (25 ft x 0,06) + 1,8

= 3,3 hp

Berdasarkan power motor sebesar 3,3 hp didapatkan efisiensi motor sebesar

84 % (Peter, Timmerhaus, 2002, Fig. 12-18, hal. 516)

Power motor = 3,3/0,84 = 3,928 Hp (4 Hp)

Tabel C.32. Spesifikasi Alat BE-101

Alat Bucket Elevator

Kode BE-101

Fungsi Untuk membawa padatan Urea menuju Mixing Tank

(MT-101)

Tipe Continous Bucket Elevator

Power 4 Hp

Dimensi Bucket Ukuran bucket : 8 x 5,5 x 7,75 in (203 x 140 x 197 mm)

Jarak antar bucket : 8 in (203 mm)

Tinggi elevator : 25 ft (7,620 m)

Kapasitas : 35 ton/jam

Jumlah 1 buah

15. Feeder (FE-101)

Fungsi : Menampung sementara dan mengumpankan CO(NH)2

padat menuju MT-101

Jenis : Feeder

Bahan Konstruksi : Carbon Steel SA 283 grade C

(0,1 % Carbon, 0,25 % Mo, 1,85 % Ni, 0,8 % Cr)

Pertimbangan : - Mempunyai allowable stress cukup besar (12.650psi)

- Tahan terhadap korosi (< 0,05 % Sulfur Acid)

- Temperatur Operasi -28°C – 343,33°C

(Brownell, Young, 1959)

Kondisi Operasi : Temperatur : 308,15 K

Tekanan : 1 atm

d

D

h

H

Gambar C.25. Feeder CO(NH)2

a. Menentukan Kapasitas Storage

Tabel C.33. Komponen bahan di dalam storage

Komponen Massa (kg) kmol Wi ρi (kg/m3) wi/ρi

CO(NH)2 1722,94 28,68 0,99 1022,18 9.71E-04

H2O 12,58 0,698 0,01 885,45 8.18E-06

Total 1735,522 1 9.79E-04

i

wi

1 (Coulson, 1983:238)

ρ = 04-9.79E

1

= 1021,040 kg/m3

= 63,7413 lb/ft3

Waktu tinggal = 0,25 jam

W = kapasitas x waktu tinggal

= 1735,522 kg/jam x 0,25 jam

= 433,88 kg

Volume padatan =

W

=

3 1021.040

433,88

mkg

kg

= 0,4249 m3

= 15,01 ft3

Over design : 20 %

V = 1,2 x 0,4249 m3

= 0,510 m3

= 18,01 ft3

b. Menentukan Dimensi Storage

Vtot = V shell + V konis terpancung

Vshell = ¼ π D2 H

Vkonis = π h/12 (D2 + D.d + d

2 ) (Wallas, 1988: 627)

Dimana :

D = diameter shell, ft

d = diameter ujung konis, ft

H = tinggi shell, ft

H = tinggi konis, ft

θ = sudut konis

h = 2

)dD(tg (Hesse, Pers 4-17: 92)

Diketahui angle of repose (sudut gelinding) zat = 40o (Tabel 5.3, Hal: 79,

Walas, 1988). Angle of repose akan mempengaruhi kemiringan (θ) pada

bagian conical. Pada perhitungan ini diambil nilai θ = 40o, karena pada

kemiringan tersebut, padatan masih bisa menggelinding.

h = 2

)(40 dDtg

= )(419,0 dD

maka

V konis = 0,262h (D2 + D.d + d

2 )

V konis = 0,262 x (0,419(D - d) (D2 + D.d + d

2 ))

V konis = 0,131 x (D3 – d

3)

Diketahui bahwa : 4d

D (Ludwig,

Hal.165)

d = D/4

maka,

Vtot = V konis terpancung + Vshell

Diambil H/D = 2 (Tabel 4.27. Ulrich, 1984:248)

Vtot = 0,110 x (D3 - (D/4)

3) + ¼ x π x D

2 x 2D

Vtot ={0,110 x (D3-(D/4)

3)}+ 0,25 x π x 2D

3

18,01 ft3 = 0,110 x (D

3-(D/4)

3) + 1,5714 D

3

18,01 ft3= 1,686 D

3

D3 = 8,299 ft

D = 2,02 ft = 24,29 in = 0,62 m

H = 4,05 ft = 48,59 in = 1,24 m

D = 1,01 ft = 12,14 in = 0,31 m

H = 0,50 ft = 6,07 in = 0,15 m

Volume konis = 0,131 x (D3 – d

3)

= 0,131 x (2,023 – 1,01

3)

= 0,951 ft3

Vshell = ¼ π D2 H

= ¼ x 3,14 x 2,022

x 4,05

= 13,03 ft3

Htotal = H + h

= 4,05 + 0,50 = 4,55 ft

Tinggi padatan di dalam shell

V padatan di shell = volume padat – volume konis

= 15,01 – 0,951

= 14,05 ft3

V padatan di shell = HsxDx4

2

14,05 ft3

= Hs.02,24

14,3 2

Hs = 3,2930 ft

Tinggi CO(NH)2 di storage = Hs + h

= 3,293 ft + 0,50 ft

= 3,79 ft

c. Menentukan tekanan desain

Asumsi :

1. Tekanan ke arah dinding konis diabaikan karena material termasuk free

flowing sehingga pada proses pengeluaran bahan tidak menempel pada

dinding feeder

2. Tekanan didalam feeder hanya terjadi karena akibat gaya gravitasi yaitu

berupa tekanan hidrostatik saja.

P abs = P operasi + P hidrostatis

dimana P hidrostatis = 144

)1h(

(Pers 3.17. Brownell, 1959:46)

P abs = 14,7 + 144

)179,3( 63,7413

P abs = 17,35 psi

Tekanan desain 5-10 % di atas tekanan kerja normal/absolut. (Rules of

thumb. Walas,1988:xviii)

Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya, jadi

P desain = 1,1 x 17,35 psi = 19,08 psi

d. Menentukan Tebal Dinding Storage

CP6,0E.f

ri.Pt s

(Pers 14.31 Brownell, 1959:275)

Dimana :

ts = Tebal shell, in

P = Tekanan dalam tangki

f = Allowable stress = 12.650 psi (Tabel 13.1 Brownell,1959:251)

ri = Jari-jari dalam storage

E = Efisiensi pengelasan = 80 % (0,8)

(tipe double welded butt joint) (Tabel 13.2 Brownell,1959:254)

c = Faktor korosi = 0,125 /10 tahun (Tabel 6,

Timmerhaus,1991:542)

ts = ))08,196,0(-0,8) ((12.650

(24,29/2) x19,08

+ 0,125

= 0,1479 in (diambil tebal standar = 3/16 in)

e. Tebal Dinding Konis Storage, tc

Kemiringan konis = = 40 o

C)P6,0E.f(cos2

D.Ptc

(Pers 6.154. Brownell

&Young,1959:118)

= 125,0))08,196,0(-0,8) 40(12.650 2cos

24,29 19,08

= 0,1875 in (diambil tebal standar = 3/16 in)

Tabel C.34. Spesifikasi Alat Feeder

Alat Feeder

Fungsi Menampung sementara dan mengumpankan CO(NH)2

padat menuju MT-101

Kapasitas 433,88 kg

Dimensi Diameter shell (D)

Diameter konis bawah (d)

Tebal shell (ts)

Tebal konis (tc)

=

=

=

=

2,02

1,01

0,1875

0,1875

ft

ft

in

in

Tinggi storage (Ht) = 4,05 ft


Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C

Jumlah 1 Buah

16. Mixing Tank (MT-101)

Fungsi : Tempat mencampurkan CO(NH)2 dan H2O sehingga

diperoleh larutan CO(NH)2 untuk umpan Reaktor (RE-

202)

Jenis : Vessel vertikal dengan pengaduk

Bahan Konstruksi : SA-167 Grade 11 Type 316 (18 % Cr, 10 % Ni, 2 % Mo)

Pertimbangan : - Mempunyai allowable stress cukup besar (18.750 psi)

- Tahan terhadap korosi

Tekanan : 1 atm

AirAsam Fosfat

Out Gambar C.26. Mixing Tank

Tabel C.35. Input MT-101 Komponen kg/jam kmol/jam xi ρ (kg/m

3) μ (cp) xi/ρ xi/μ

CO(NH)2 1722.94 28.68705802 0.724435776 1022.18 0.9600 7.09E-04 0.7546206

Air 655.38 36.41009216 0.275564224 885.45 0.4400 0.00031121 0.626282327

Jumlah 2378.326364 65.09715018 1,000 1.02E-03 1.380902927

ρ campuran =

ρ campuran = 980.4604 kg/m3

ρ campuran = 61,208 lb/ft3

μ campuran =

μ campuran = 0,7241cp

μ campuran = 0,000724N/s.m2

μ campuran = 0,000724 kg/m.s

a. Menghitung diameter dan dan tinggi tangki

Volume cairan dalam mixing tank = m/ρ

= 2,425 m3 = 85,659 ft

3

Faktor keamanan = 20%

Maka volume mixing tank = 2,91 m3 = 102,791 ft

3

Bentuk mixing tank dirancang berupa silinder tegak dengan head dan

bagian bawah berbentuk torisperical.

H = ID

Volume head/bottom = 0,000049 ID3

Volume mixing tank = Volume silinder + (2 x volume head)

102,791 ft3 = (1/4 x л x ID

2 x H) + 0,000098 D

3

102,791 ft3 = 0,79 ID

3 + 0,000098 D

3

102,791 ft3 = 0,79 ID

3

ID3 = 130,93 ft

3

ID = 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in

H = ID = 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in

H = 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in

Tinggi cairan dalam silinder (hl) =

hl = 4,232 ft = 1,289 m = 50,78 in

xi

xi

xi

xi

2xID

xVl4

b. Menghitung tebal shell

Tebal shell dihitung menggunakan persamaan 13.1 Brownel Hal. 254:

Tekanan design

P abs = P operasi + P hidrostatik

P operasi = 1 atm = 14,7 psi

P hidrostatik = ρ x (g/gc) x h

P hidrostatik = 4,23 psi

P abs = 18,93 psia

dengan faktor keamanan = 10 %

maka,

P desain = 20,83 psi

Material yang digunakan SA-167 Grade 11 Type 316 dengan data sebagai

berikut:

f = 18.750 psi (B & Y hal. 342)

E = 0,8 (single-welded butt join. B&Y, hal 254)

Faktor korosifitas ( c ) untuk 15 tahun = 0,25 (Timmerhaus, 1991)

Maka ts = 0,2922 in

Tebal shell dihitung menggunakan Pers.13.1 Brownell:254

Dipilih tebal shell = 3/8 in = 0,375 in (dari Tabel 5.7 Brownell: 89)

c. Menghitung tebal head

Gambar C.27. Torispherical Head

OD

ID

AB

icr

b = tinggi

dish

a

t

r

OA

sf

C

cpfE

piDts

12.02

Keterangan :

t = Tebal head, in

Icr = Inside corner radius, in

rc = Radius of dish, in






Tebal head (th) :

th = CP2,0fE.2

wr.P .c

(Brownell and Young,1959: 258)

Dimana :

w =

icr

rc3.4

1 (Brownell and Young,1959:258)

Keterangan :

t = Tebal head (in)







OD = ID + ( 2 x tebal dinding)

OD = 61,68 in

dari Tabel 5.7 Brownell:89 diambil OD = 120 in dengan OD

perhitungan = 119,86 in untuk ts = 3/8 in = 0,375 in,

Diperoleh:

rc = 114 in (Brownell & Young,1959:89)

icr = 7,25 in

Maka :

w = 1,741 in

th = 0,3878 in

thstandar = 7/16 in = 0,4375 in

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

b =

b = 20,94 in

Tinggi Head (OA)

Untuk ts 3/8 dipilih sf = 3 in

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

OA = 13,2428 in

OA = 1,1036 ft

d. Menentukan Tinggi Tangki Total

H mixer = tinggi silinder + ( 2 x tinggi head )

Ht = 87,41 in = 7,28 ft

e. Desain Pengaduk

Dari Fig. 10.57 Coulson, untuk volume vessel = 2,425 m3 dan viskositas

0,0007242 N/s.m2, digunakan impeller tipe turbine.

2

2

2)(

icr

IDicrrcrc

Gambar C.28. Agitator Selection Guide

Karena turbin memiliki range volume yang besar dan dapat digunakan

untuk kecepatan putaran yang cukup tinggi, sehingga dipilih jenis flat six

blade turbine whit disc dengan geometri sebagai berikut:

Dari Table 3.4-1 geometri proportions untuk sistem pengadukan standar

(Geankoplis, 1993).

Diameter tanki

Dt = 5,0778 ft = 60,93 in = 1,54 m

Tinggi cairan

Ht = 5,0778 ft = 60,93 in = 1,54 m

Diameter impeller:

Da = 1/2 Dt

Da = 2,53 ft = 30,4670 in = 0,7739 m

Dd = 2/3 Da

Dd = 1,69 ft = 20,31 in = 0,51 m

Panjang blade:

L = 1/4 Da

L = 0,63 ft = 5,07 in = 0,12 m

Lebar baffle:

J = 1/12 Dt

J = 0,42 ft = 6,093in = 0,15 m

Lebar impeller:

W = 1/5 Da

W = 0,507 ft = 6,093 in = 0,15 m

Tinggi impeller:

E = 1/3 Dt

E = 1,69 ft = 20,31 in = 0,51m

Jumlah impeller yang digunakan:

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

impeller yang digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio

ketinggian (H) terhadap diameter tangki (D).

Diketahui bahwa :

Dt = 5,077 ft

Ht = 5,077 ft

HL /D = 1


Tabel C.36. Pemilihan jumlah impeler

Viscositas,cP Max

Jumlah Clearance

H / D Lower Upper

<25000 1,4 1 h/3 -

<25000 2,1 2 D/3 (2/3)h

>25000 0,8 1 h/3 -

>25000 1,6 2 D/3 (2/3)h

Rasio H/D maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah 1,4 untuk

viskositas liquid < 25000 cP dan rasio H/D = 1 maka jumlah impeller yang

digunakan sebanyak 1 buah.

f. Daya pengadukan

Kecepatan putaran motor standar yang tersedia secara komersil adalah 37,

45, 56, 68, 84, 100, 125, 155, 190 dan 320 rpm. (Walas, 1990)

N = 56 rpm

N = 0,933 rps

Bilangan Reynold,

Nre =

Nre = 756773,79

Dari Gambar 10.6 Walas 1990 untuk kurva 1 diperoleh angka daya,

Np = 5

Gambar C.29. Grafik mencari nilai Np

Kebutuhan daya teoritis :

P =

P = 34,3874 ft.lbf/s

P = 0,0625 hp

Efisiensi motor = 80 %

Motor yang digunakan = 0,0782 hp

mix

2

amix ND

c

amixp

g

DNN 53...

g. Panjang batang sumbu pengaduk (axis length)

Axis length ( L ) = tinggi total tangki + jarak dari motor ke bagian atas

bearing – jarak pengaduk dari dasar tanggi

Tinggi total tangki:

Htotal = 7,285 ft

Jarak dari motor ke bagian atas bearing:

S = 1 ft

Jarak pengaduk dari dasar tangki :

E = 1,69 ft

Axis length ( L ) = 6,59 ft

Axis length ( L ) = 2,0094 m

h. Diameter sumbu, Ds (axis diameter)

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

Keterangan:

Tc = momen putaran (kg.m)

P = daya (hp)

N = kecepatan putaran (rpm)

Tc = 1,00 kg.m

Dari M.V Joshi, Pers. 14.10 pp.400,

Tm = (1,5 or 2,5) x Tc

Digunakan Tm = 1,5 Tc

Tm = 1,500 kg.m

Zp =

Tm = torsi maksimum

P = shear stress

fs = section of shaft cross section

Material sumbu yang digunakan commercial cold rolled steel.

Nxπx2

60x75xP

s

m

f

T

Axis shear stress yang diizinkan : 550 kg/cm2

Modulus elastisitas : 19,5 x 105 kg/cm2

Batasan elastis pada tegangan : 2.460 kg/cm2

Zp = 0,2727

Zp =

d3 =

d = 1,1159 cm

Digunakan diameter sumbu 4 cm.

i. Mengecek Waktu Pengadukan Sempurna

Kriteria untuk pengadukan sempurna adalah:

dengan : QR = kecepatan sirkulasi (m3/jam)

Fv = debit kecepatan umpan masuk mixer (m3/jam)

Untuk turbin dengan 6 blade, wi = 1/5 Di dan Re > 104,

Re = 62369382,70 (Re > 104)

NQR = 1,86

Maka,

QR = NQR.N.Di3

= 3978,41 m3/jam

Menghitung flow rate campuran

∑

= 0,0664 m

3/jam

Jadi, sehingga pengadukan sempurna sekali.

16

d . 3

16 x Zp

10Fv

QR

μ

ρ.N.DiRe

2

Di

ID 0.93NQR

1092,59920Fv

QR

Secara sederhana:

Tabel C.37. Spesifikasi Alat MT–101

Alat Mixing Tank

Kode MT-101

Fungsi Tempat mencampurkan CO(NH)2 dan

H2O sehingga diperoleh larutan CO(NH)2

untuk umpan Reaktor (RE-202)

Jenis Vessel vertikal dengan pengaduk

Bahan Konstruksi SA-167 Grade 11 Type 316

Kapasitas 2,91 m3

Dimensi OD

Htotal

Tebal shell

Tebal head

Impeller

Jumlah

= 120 in

= = 7,28 ft

= 0,375 in

= 0,4375 in

= Disc six flat-blade

open turbine

= 1 buah impeller

Power 0,0782 hp

Jumlah 1 buah

17. Heater (HE-102)

Jenis : Double Pipe Heat Exchanger

Fungsi : Menaikkan temperatur air dari 30 oC menjadi 42

oC

Pemilihan : Sesuai untuk HE dengan luas perpindahan panas kurang 200 ft2

Gland Gland

Gland

Return

Bend

Return

Head

Tee

Gambar C.30. Double Pipe Heat Exchanger (Kern, 1965, Hal.102)

Data perhitungan :

Fluida panas : Steam

Laju alir, W = 22,9648 kg/jam = 50,628 lb/jam

T masuk, T1 = 300 oC = 572

oF

T keluar, T2 = 300 oC = 572

oF

Fluida dingin : air

Laju alir, w = 642,80 kg/jam = 1417,1260 lb/jam

T masuk, t1 = 30 oC = 86

oF

T keluar, t2 = 42 oC = 107,6

oF

a. Neraca panas

Beban panas, Q = 32265,54505 kJ/jam = 30581,7158 Btu/jam

b. Menghitung ∆TLMTD

Driving force dari proses perpindahan panas adalah perbedaan temperatur

antara fluida panas (hot fluid) dengan fluida dingin (cold fluid). Perbedaan

temperatur yang terjadi di setiap titik di sepanjang heat exchanger

ditunjukkan melalui nilai ∆TLMTD (Log Mean Temperature Difference).

Karena nilai ∆TLMTD pada jenis aliran countercurrent lebih besar daripada

jenis aliran paralel maka luas area perpindahan panas (surface area) yang

dibutuhkan akan lebih kecil sehingga dipilih jenis aliran countercurrent

(Kern, 1965, Hal: 90).

Tabel C.38. Temperatur aliran panas dan dingin

Hot fluid Cold fluid Differences

572 Higher temp. (F) 107,6 464,4 ∆t2

572 Lower temp. (F) 86 486 ∆t1

0 Differences (F) 21,6 378 (∆t2 - ∆t1)

(T1 - T2) (t2 - t1)

(T1- t1)

AH-301

T1 T2

t1t2

Gambar C.31. Aliran countercurrent pada heat exchanger

LMTD =

12

21

1221

tT

tTln

tTtT

(Pers. 5.14, Kern 1965)

= 475,118 oF

c. Menghitung Temperatur Kalorik, Tc dan tc

Tavg = 2

TT 21

= 2

572572

= 572 oF

tavg = 2

tt 21

= 2

6,10786

= 96,8 oF

Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida

Annulus :

Pada T = 572 oF

µ = 0,0195 cp (Fig.15, Kern 1965)

Pipa :

Pada t = 86 oF

µ = 0,86 cp (Fig.15, Kern 1965)

Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cp (Kern, 1965, Hal:

111), maka:

Tc = Tavg

tc = tavg

d. Pemilihan Jenis Alat Perpindahan Panas

Hot fluid = steam dipipa

Cold fluid = air di annulus

Dari Tabel 8 (Kern, 1965) range Ud = 200 - 700 Btu/hr.ft2 °F dan dipilh

Ud = 600 Btu/hr.ft2.°F.

Area perpindahan panas (surface area) :

A = Δt.U

Q

D

= 118,47515

30581,7158

= 0,1072 ft2

Karena A < 200 ft2, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran

standar yang digunakan (Kern, 1965, Hal: 103):

Tabel C.39. Spesifikasi double pipe yang digunakan (Kern, Tabel 6.2 dan

11)

Annulus : Pipa :

IPS = 2,5 in IPS = 1,25 in

Sch. No = 40 Sch. No = 40

OD = 2,88 in OD = 1,66 in

ID = 2,469 in ID = 1,38 in

a'' = 0,753 ft2/ft a'' = 0,435 ft

2/ft

e. Menghitung Flow Area (a)

Annulus :

D2 = 2,469/12

= 0,2057 ft

D1 = 1,66/12

= 0,1382 ft

aa = 4

)DD(2

1

2

2 (Pers.6.3 Kern, 1965)

= 0,0182ft2

Diameter equivalent, De :

De = 1

2

1

2

2

D

)DD( (Pers.6.3 Kern, 1965)

= 0,167 ft

Pipa :

D = 1,38/12

= 0,115 ft

ap = 4

D2

= 0,01038 ft2

f. Menghitung Mass Velocity (G)

Annulus :

Ga = aa

W

= 0182,0

1417,12

= 77822,99 lb/hr.ft2

Pipa :

Gp = pa

w

= 0,01038

50,6281

= 4876,712 lb/h

g. Menghitung Bilangan Reynold (Re)

Annulus :

Tavg = 96,8 oF

µ = 0,86 cp × 2,42 (Kern, Fig. 15)

= 2,080 lb/jam ft

Rea = De.Ga/µ (Pers. 7.3)

=16272,77

Pipa :

Pada tavg = 572 oF

µ = 0,0195cp × 2,42 (Kern, Fig. 15)

= 0,046 lb/jam ft

D = 3,068/12 = 0,256 ft (Kern, Tabel 10)

Rep = D.Gp/µ (Pers. 3.6)

= 17335,755

h. Menentukan JH (Heat Transfer Factor)

i. Menentukan Termal Function

j. Menghitung Outside Film Coefficient (ho) dan Inside Film Coefficient

(hi)

Annulus:

ho = 1230 Btu/hr.ft2.oF [table 25 Kern, Hal:

164]

Pipa:

hio = 1500 Btu/hr.ft2.oF

k. Menghitung Clean Overall Coefficient (UC)

UC =oio

oio

hh

h h

[Pers. 6.38]

= 675,824 Btu/jam.ft2.oF

l. Menghitung Design Overall Coefficient (UD)

Rd = 0,002 hr.ft2.oF/Btu (Kern, Tabel 8)

DU

1= Rd

Uc

1

= 002,0675,824

1

= 0,00347

UD = 287,38 Btu/hr.ft2.oF

m. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Panas Yang Dibutuhkan

A = t.U

Q

D

= 11,47538,287

30581,7157

= 0,2239 ft2

a” = 0,435 ft2/ft (Kern, Tabel 11)

Panjang pipa :

L = a"

A

= 0,5148 ft linier

Panjang hairpin = 12, 15, 20 ft (Kern, Hal: 103)

Diambil Lh = 12 ft

Hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2) , maka jumlah hairpin yang diperlukan :

Hairpin = h2.L

L

= 122

0,2239

= 0,429

= 1 buah

Koreksi panjang pipa:

Lkor = 2.Lh x hairpin

= 1 x 12 x 2

= 24 ft linier

n. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Yang Tersedia

Sebenarnya

A = Lkor x a”

= 24 x 0,435

= 10,44 ft2

o. Menghitung Actual Design Overall Coefficient (UDaktual)

UDaktual = tA.

Q

= 118,47536,73

30581,715

= 258 Btu/hr.ft2.oF

p. Menghitung Dirt Factor (Rd)

Rd = dc

dc

UU

UU

= 25885,675

25882,675

= 0,00239 hr.ft2.oF/ Btu

Rd yang diperlukan = 0,002 hr.ft2.oF/Btu (Kern, Tabel 12)


q. Menghitung Pressure Drops (ΔP)

Annulus :

De’ = D2 – D1

= 0,205 – 0,1383

= 0,0674 ft

Rea’ = μ

'.GDe aa

= 2,080

778220674,0

= 25218,712

(


Fa = De'ρg2

LGaf42

2

(Pers.6.14 Kern, 1965)

= 0674,00,0351810.18,42

24)77822(012,0428

2

= 996,620 ft

Va = 3600

Ga

= 360003518,0

77822

= 26,68 ft/s

iΔF =

g2

Vx2

2

=

2,322

68,262

2

= 22,098 ft

Pa =

144

ρΔFiΔFa

2

1

=

144

03518,0098,22620,996

2

1 x

= 3,239 psi

ΔPa untuk liquid < 10 psi (memenuhi)

Pipa :

Rep = 17335,7559

(



Fp = Dg2

LGf42

2

= 167,00682,010.18,42

24)7124,4876(000525,0428

2

= 1848,417 ft

Pp = 144

Fp

= 144

0682,0417,848.1

= 0,573 psi

ΔPp untuk steam < 1 psi (memenuhi)

Tabel C.40. Spesifikasi HE–102

Alat Heater

Kode HE-101

Fungsi Menaikan temperatur air dari 30 oC menjadi 42

oC

untuk melarutkan urea di dalam mixing tank (MT-

101)

Bentuk Double Pipe Heat Exchanger

Dimensi pipa Annulus:

IPS = 2,5 in

Sch. No. 40

OD = 2,88in

ID = 2,469in

Inner pipe:

IPS = 1,25 in

Sch. No. 40

OD = 1,66in

ID = 1,38 in

Jumlah hairpin = 1 buah

Panjang 1 pipa = 12 ft

∆P, annulus = 3,239psi

∆P, inner pipe = 0,573 psi

18. Pompa (PP-102)

Fungsi : Mengalirkan Air menuju ke Mixing Tank (MT-101).

Tipe Pompa : Centrifugal pump

Alasan Pemilihan :





V1

P1

T1

Z1

V2

P2

T2

Z2

V3

P3

Z3

V4

P4

Z4

Gambar C.33. Skema Aliran pada Pompa




Friksi pada elbow

Friksi karena ekspansi

Friksi pada valve

Friksi pada pipa tee

Asumsi :



Data-data perhitungan :

feed = 885,448 kg/m3

feed = 0.440 cp = 0,00044 kg/m.s

T1 = 42 oC T2 = 42

oC

P1 = 1 atm P2 = 1 atm

FV = 642,804 kg/jam FV = 642,804 kg/jam

a. Menghitung Debit Cairan

Diambil over design = 10 %

FV design = 1,1 x 642,804 kg/jam

= 707,085 kg/jam

= 0,196 kg/detik

FvQ

885,448

707,085

= 0,799 m3/jam = 0,000221 m

3/detik

= 0,470 ft3/menit = 3,516 gal/menit

b. Menghitung Diameter Pipa

Diameter pipa optimum untuk material carbon steel dihitung dengan

persamaan (Coulson, 1983, pers. 5.14):

Dopt = 226 × G0,5

× ρ-0,35

Keterangan :




Dopt = 226 × (0,196 kg/s)0,5

× 885,448 kg/m3)-0,35

= 9,3151 mm

= 0,3667 in

Dari Appendix A.5-1 (Geankoplis 1993:892), diperoleh ukuran comersial

pipe:

Tabel C.41. Ukuran Comersial Pipe

Karakteristik in Meter

NPS 0,75 0,75

Sch 40 40

OD 1,050 1,050

ID 0,824 0,824

c. Menentukan Bilangan Reynold (NRe)

Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan (Geankoplis,

1993, Pers.4.5-5) :

NRe = μ

x ID x ρ v

Keterangan :






Dimana :

Qtangki = Qpipa

= pipapipavD2

4

vpipa =

=

= 0,645 m/detik

NRe =

skg/m.00044,0

m021,0m/s645,0kg/m448,885 3

= 27169,693 (Aliran Turbulen, NRe > 4000)

d. Menghitung Panjang Equivalent

Faktor koreksi, = 1 (Untuk aliran turbulen)

Diameter pipa = 0,824 in = 0,021 m

Roughness, ε = 0,000046 (untuk pipa comercial steel)

ε/D = 0,0022

Dari gambar. 2.10-3, Geankoplis, 1993, diperoleh f = 0,008

Untuk panjang equivalent, dari gambar. 127 Brown, 1950, diperoleh :

Tabel C.42. Panjang Equivalent Pipa

Komponen Jumlah Le (ft) Le (m) Total (m)

Pipa lurus 1 48 14,631 14,631

Standard elbow 4 2 0,610 2,438

Globe valve 1 20 6,096 6,096

Gate valve fully open 1 0,5 0,152 0,152

standard tee 0 4,5 1,372 0,000

Total panjang equivalent 23,317

e. Menghitung Friction loss

1. Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa

hc =

2

1

3155,0

A

A

2

V2

= 2

VK

2

c

Keterangan :

hc : friction loss

V : kecepatan pada bagian downstream

α : faktor koreksi, aliran turbulen = 1

A3 : luas penampang pipa (yang lebih kecil)

A1 : luas penampang tangki (yang lebih besar)

Dimana : A3/A1 = 0

Kc = 0,55

hc = 2

VK

2

c (Pers.2.10-16, Geankoplis, 1993)

= 12

(0,645) x0,55

2

= 0,114 J/kg

2. Friksi pada pipa lurus

NRe = 23.248,107

/ID = 0,0022


Ff =

2

V

ID

Lf4

2

= 1) (2 )0254,0021,0(

(0,645) (23,317)0,008 x 4

2

x

= 292,033 J/kg

3. Friksi pada sambungan (elbow)

Jumlah elbow = 4

Kf = 0,75 (tabel 2.10-1, Geankoplis)

hf =

2

VK

2

f = 1) (2

(0,645) 0,75 4

2

= 0,624 J/kg

4. Friksi karena pipa tee

Jumlah tee = 0

Kf = 1

hf =

2

2VK f

= 0,000 J/kg

5. Friksi karena ekspansi

Kex =

2

2

41

A

A

A4 = luas penampang pipa (yang lebih kecil)

A2 = luas penampang tangki (yang lebih besar)

A2/A4 = 0

Kex = 1

he = 2

2VKex =

)12(

(0,645) 1

2

= 0,208 J/kg

6. Friksi pada valve

Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5 (Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)

Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17 (Tabel 2.10-15, Geankoplis, 1983)

hf =

2

2VK f

= )12(

(0,645) 0,17)) (1 )5,9 ((1

2

= 2,012 J/kg

Total friksi, ΣF = hc + Ff + hf,elbow + hf,tee + he + hf,valve

= (0,114 + 292,033 + 0,624 + 0,000 + 0,208 + 2,012) J/kg

= 294,991 J/kg

f. Menghitung tenaga pompa yang digunakan

Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan

Bernaulli (Pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983) :

(Wp).η = - Ws =

Fpp

ZZgVV

12

12

2

1

2

2

2

= 991,294885,448

101,325-101,325500,38,9

12

0645,0 22

= 328,896 J/kg

Wp =

J/kg 328,896

Dimana η = 23 % dari Gambar.3.3-2, Geankoplis, 1983 Hal: 146, maka :

Wp = 40,0

2.187,090 = 1429,983 J/kg

Power, P = G.Wp

= 0,196 kg/s x 1429,983 J/kg

= 280,866 J/s

= 0,377 hp

Jadi digunakan pompa dengan daya 0,5 hp.

g. Menghitung beda tekanan antara bagian suction dan discharge

FWZZgVVpp

s43

22

334

2

241

.43 sWpp

)144/)/275,55(()988,2/)/896,328(( 3

43 ftlbxkgJpp

atmpsiapp 875,2252,4243

h. Menghitung NSPH

Cek Kavitasi :

Pv = 0,004 atm

NPSH (Net Positive Suction Head) available :

suctionsuctionV1 FH

g

PPA NPSH

NPSH A = 11,624 m

NPSH (Net Positive Suction Head) Required :

Dari gambar 7.2 b Walas :

N = 3.500 rpm

S = 7.900 (single suction)

Q = 0,470 ft3/min

NPSH =

3/45,0

S

QN

(pers. 7.15 Walas, 1988)

= 0,204 ft = 0,062 m

NPSH A > NPSH R, pompa aman dari kavitasi

Keterangan :

NPSHR = Net Positive suction head required (ft)

NPSHA= Net Positive suction head available (ft)

Tabel C.43. Spesifikasi Pompa (PP–102)

Alat Pompa

Fungsi Mengalirkan Air menuju ke Mixing Tank

(MT-101).


Kapasitas 3,516.gpm



Sch = 40 in

Beda ketinggian = 3,5 m

Power motor 0,5 hp

NPSH 0,062 m

19. Pompa (PP-103)

Dengan melakukan perhitungan seperti di atas diperoleh spesifikasi pompa

sebagai berikut :


Alat Pompa

Fungsi Mengalirkan larutan urea dari Mixing Tank

(MT-101) menuju ke Reaktor






Sch = 40 in


Power motor 10 hp

NPSH 0,139 m

20. Reaktor (RE-202)

Fungsi : Tempat mereaksikan CO(NH)2 (aq) dan HCHO (g)

Tekanan operasi : 1,2 atm

Temperatur operasi : 70 oC

Konversi : 97 %

Tipe reaktor : Reaktor Alir Tangki Berpengaduk

Fase reaksi : cair – gas

Kondisi : Isotermal

Tipe perancangan : Vertikal vessel dengan torispherical head sebagai

tutup atas dan bawah, dilengkapi dengan sistem

pendingin dan pengaduk.

Sistem pemanas : Coil pendingin

Alasan pemilihan : 1. Pada RATB, suhu dan komposisi campuran di

dalam reaktor selalu sama.

2. Konstruksi relatif lebih mudah dan murah

3. Transfer massa dan panas berlangsung dengan

baik karena adanya pengadukan.

4. Cocok untuk reaksi fasa gas-cair, adanya

pengadukan mengakibatkan gas HCHO terdifusi

dengan seragam ke dalam larutan urea.

(Fogler 3rd

Ed, 1999; hal 10 dan O’Brien 3rd

Ed,

2009; hal 114)

Gambar C.34. Reaktor

Dimana : F11 = Laju alir umpan gas dari separator

F16 = Laju alir umpan larutan urea dari mixing tank

F17 = Laju alir gas keluar

F18 = Laju alir produk yang keluar Reaktor (kg/jam)

a. Menentukan Volume Reaktor

Dalam perancangan ini digunakan reaktor alir berbentuk tangki berpengaduk

(CSTR) yang dilengkapi koil pendingin dengan pertimbangan :

1. Reaksi berlangsung pada fase cair-gas

2. Proses kontinyu

Asumsi-asumsi:

1. Pengadukan sempurna, sehingga komposisi zat alir keluar reaktor sama

dengan komposisi zat di dalam reaktor.

2. Reaktor beroperasi secara isotermal dan non-adiabatis, sehingga panas

hasil reaksi harus diserap dan dikontrol menggunakan air pendingin.

3. Tidak ada reaksi samping pada kondisi perancangan.

Reaksi pembentukan Urea Formaldehid:

13 CO(NH2)2 (l) + 18 CH2O (g) 9 HOCH2NHCONH2 (l) +

3NHCONH(CH2OH)2(l)+

NHCON(CH2OH)3 (l)

1. Menentukan Persamaan Laju

Reaksi antara CO(NH2)2 (aq) dan HCHO (g) merupakan suatu reaksi

heterogen cair-gas. Diketahui dari jurnal Kinetics And Mechanism Of

Urea Formaldehyde Reaction by B.Raveendran Nair and D.Joseph

Francis Department of Applied Chemistry, University of Cochin 682

022,India (Received 29 march 1982;revised 12 August 1982, Volume

T= 70oC, P=1,2

atm

24) bahwa reaksi pembentukan Urea Formaldehyde merupakan reaksi

orde dua terhadap urea CO(NH2)2 dan formaldehid HCHO maka :

-ra = k.CA.CB ...............(a)

Keterangan :

-ra : laju reaksi, (kmol/m3.jam)

k : konstanta laju reaksi; 24,42 m3/kmol.jam

CA : konsentrasi CO(NH2)2 sisa, (kmol/m3)

CB : konsentrasi HCHO sisa, (kmol/m3)

Neraca massa di reaktor:

[

] [

] [

]

[ ] [ ] [ ]

(Fogler, 2nd ed, 1992.)

Fa0 – Fa1 = Fa0.X

Fa0 – Fa1 = -ra1.V1

dimana : -ra = k.CA.CB

(Fogler, 2nd ed, 1992.)

⁄

⁄

2. Menentukan Densitas Campuran dan Debit

Densitas komponen masuk reaktor ditunjukkan pada Tabel F.8.1.

Tabel F.45. Densitas komponen masuk reaktor

Komponen Massa

(kg/jam) Wi

ρi

(kg/m3) Wi/ρi kmol/jam xi μi Wi.lnμi

CO(NH)2 1.722,9447 0,16 1.022,18 0,00015696 28,6871 0,081 0,9600 -0,0065

H2O 655,3817 0,06 1.885,44 3,2368E-05 36,3899 0,102 0,4400 -0,0501

HCHO 1.206,0613 0,11 1.557,65 7,2102E-05 40,1619 0,113 0,0115 -0,5012

CH3OH 13,8275 0,001 1.617,68 7,9597E-07 0,4316 0,001 0,0094 -0,0060

O2 809,8474 0,075 2.102,18 3,5874E-05 25,3077 0,071 0,0229 -0,2848

HCHO 1.206,0613 0,112 1.557,65 7,2102E-05 40,1619 0,113 0,0115 -0,5012

CO 71,8043 0,006 1.363,63 4,9034E-06 2,5635 0,007 0,0198 -0,0262

N2 5.052,7684 0,470 4.211,26 0,00011172 180,3916 0,509 0,0195 -1,8526

Total 10.738,69 1,000 0,00048683 354,0951 1,000 -3,2287

ρmix =

i

iw

1

= 000486,0

1

= 2.054,08 kg/m3

= 128,23 lb/ft3

νo = campurandensitas

totalmassa

= 3kg/m08,054.2

kg/jam69,738.10

= 5,228 m3/jam

= 184,61 ft3/jam

3. Menentukan Volume dan Waktu Tinggal

Cao =

= 5,4872 kmol/m3

Cbo =

0

)/(

v

BMm

0

)/(

v

BMm

= 7,6821 kmol/m3

= 5,48 x 5,228 = 28,6871 kmol/jam

= 7,68 x 5,228 = 40,1619 kmol/jam

= 0,8606 kmol/jam

= 1,6330 kmol/jam

Ca1 =

= 0,1646 kmol/m

3

Cb1 =

= 0,3123 kmol/m

3

V =

= 21,7045 m3

Menentukan waktu tinggal

τ =

= 4,15 jam

1. Menentukan Dimensi Reaktor

a. Diameter Dalam Shell (Di)

Vtotal = 4

HID L

2 +

4

sfID2

i + 0,000076 I

3D

Keterangan :

ID = Diameter dalam shell,ft

HL = Tinggi cairan, ft

Diambil perbandingan tinggi cairan terhadap diameter dalam shell

standar dan tinggi sf adalah :

HL = ID (Geankoplis, 1993)

sf = 2 in = 0,167 ft

Vtotal = 4

HID L

2 +

4

sfID2

i + 0,000076 I

3D

Diperoleh ID = 9,86 ft = 118,63 in

Maka tinggi cairan adalah :

HL = ID = 9,86 ft = 118,63 in = 3,00 m

Diameter dalam shell standar yang digunakan adalah :

Di = 119 in = 9,91 ft = 3,02 m

b. Menghitung Tekanan Desain

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

Phidrostatik = 144

Hg

g.ρ L

cmix

Keterangan :

g = Percepatan gravitasi = 32,174 ft/s2

gc = Faktor konversi percepatan gravitasi = 32,174

gm.cm/gf.s2

Phidrostatik = 4,625 psi

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

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

adalah:

Pdesain = 1,1 (Poperasi + Phidrostatik)

= 1,1 (14,696 + 4,625) psi

= 21,253 psi = 1,446 atm

c. Bahan Konstruksi

Material = Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316 (Brownell:342)

Alasan = Sesuai digunakan untuk tekanan tinggi dan diameter besar.

f = 18.750 psi

C = 0,25 in

E = 0,85

d. Menghitung Tebal Shell

(Brownell & Young, 1959:45)

Keterangan :

ts = Tebal shell (in)

P = Tekanan operasi (psi)

f = Allowable stress (psi)

ri = Jari-jari shell (in)



ts =

25,0 21,253 0,6 - 0,85 750.18

)2/114( 21,253

= 0,326 in (digunakan tebal standar 3/8 in = 0,375 ft)

e. Diameter Luar Shell (ODs)

ODs = ID + 2. ts

= 118 in + 2 (3/8 in)

= 118,75 in

= 9,56 ft

= 2,91 m

f. Menentukan tinggi reaktor

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

1. Tinggi Shell (Hs)

Volume desain reaktor merupakan penjumlahan volume shell, volume

head and bottom torispherical, dan volume straight flange head and

bottom.

Vr = Vshell + Vhead atas + Vhead bawah + Vstraight flange (F.9)

169,844 ft3 =

4

HDIπ s

2

+

4

sfDIπ2

2

+ (20,000076 I3D )

Hs = 117,87 in

Diambil Hs= 118 in = 9,5 ft = 2,89 m

2. Tinggi Tutup (OA)

OA = th + b + sf

Keterangan :

b = Depth of dish (inside), in

th = tebal torispherical head, in

sf = straight flange, in

a. Menghitung tebal head

CP.2,0E.f.2

V.ID.Pt h

(Brownell & Young,pers. 7.77,1959)

)k2(6

1V 2 (Brownell & Young,pers. 7.76,1959)

Keterangan :

V = stress-intensification factor

k = ,b

amayor-to-minor-axis ratio

a = 2

ID=

2

114= 57 in

b = 5,284

114

4

ID in

k = 25,28

57

V = 1)22(6

1 2

t = 25,02,0 253,1285,0 18.750 2

1 114253,12

= 0,326 in

Digunakan tebal plat standar = 3/8 in

OD

ID

AB

icr

b

a

t

r

OA

sf

Gambar C.35. Dimensi torisherical flanged and dish Heads

b. Tinggi Tutup (OA)

Tinggi head and bottom torrispherical adalah :

OA = th + b + sf

= 0,375 in + 28,5 in + 2 in

= 30,875 in

= 2,57 ft = 0,78 m

3. Tinggi Cairan (HL,s)

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

= 118 in – 30,875 in

= 83,125 in

= 6,93 ft

= 2,11 m

4. Menghitung Tinggi Total Reaktor

Tinggi total reaktor = tinggi shell (Hs) + OAataututuptinggi2

= 9,5 ft + (2 x 2,57 ft)

= 14,65 ft = 4,46 m

5. Perancangan Sparger

- Menentukan Koefisien Difusifitas (DAL)

Proses difusi terjadi di dalam fasa cair. Persamaan yang digunakan adalah :

(Coulson Vol 6, 1989; hal 255, Pers 8.22)

Keterangan :

Φ : Association parameter = 1

M : Berat molekul larutan, kg/ kgmol = 267,9886

T : Temperatur, K = 453 K

μ : Viskositas larutan, kg/m.det = 9,7467 x 10-5

Vm : Volume molal zat terlarut, m3/ kmol

Berdasarkan Tabel 8.6 Coulson Vol 6, 1989; hal 256

Vm H2 = 0,0143 m3/ kmol

Difusifitas HCHO dalam Urea solution :

DAL = 1,1428 x 10-7 m2/det

- Menentukan Δρ

ρgas pada T = 343 K dan P = 1 atm

Δρ = (766,1451-0,3228) kg/m3 = 765,8223 kg/m3

- Menghitung Surface Tension

(Pers 8.23, hal 258; Coulson Vol 6, 1989)

Keterangan :

σL : Surface tension, dyne/cm

Pch : Sudgen’s parachor

ρL : Densitas cairan, kg/m3

ρv : Densitas saturated vapor, kg/m3

0,6

m

0,518

ALVμ

TM10.3,117D

12

4

vLch

L 10M

ρρP

M : Berat molekul

Dari Coulson Vol 6, 1989; hal 258 dapat dicari nilai Pch :

Pch H2 = 34,2

Maka σL = 0,0001 mJ/m2

= 0,0001 dyne/cm2

= 9,1232 x 10-8

kg/ det

- Menghitung Diameter Gelembung

(Treyball 3rd Ed, 1980; Pers 6.1, hal 141)

Keterangan :

db : Diameter gelembung, m

do : Diameter oriffice = 10 mm standar = 10-2 m

ςL : Tegangan muka cairan

g : Percepatan gravitasi, m/ det2

Δρ : Densitas (cairan-gas), kg/m3

Jadi diameter gelembung = 9,0015 x 10-5 m = 9,0015 x 10-3 cm

= 0,0900 mm

- Menentukan Koefisien Transfer Massa Campuran (KL)

Berdasarkan tabel 23-9, hal 23-43; Perry, 1999 untuk mechanically agitated

bubble reactors diperoleh KL = 400 cm/s = 4 m/s

- Menghitung diameter hole sparger

Berdasarkan Perry, 1999 diameter hole ditentukan dengan persamaan :

Dh =

(ρ ρ )

σ (Perry, 1999; hal 6-53)

Keterangan :

Dh : diameter hole, cm

db : diameter bubble, cm

ρL : densitas liquid, gr/cm3

ρG : densitas gas, gr/cm3

31

Lob

Δρg

σd6d

σ : tegangan permukaan liquid

g : percepatan gravitasi, 980cm/det2

Maka Dh = 0,9954 cm = 0,01 m

Jadi luas tiap hole :

4

9954,0 2

Ah = 0,7777 cm2

- Laju volumetrik tiap lubang (Qh)

Qh6/5

=

π

(Perry, 1999)

Qh6/5

=

Qh = 1,0740 x 10-4

cm3/det

- Kecepatan superficial gas masuk tiap lubang (usg)

usg = Qh/Ah (Perry, 1999)

= 1,0740x10-4

/ 0,7777

= 0,0001 cm/ det = 1,3810x10-6 m/ det

= 0,0050 m/ jam

- Menghitung diameter sparger

Keterangan :

Qt : laju alir total umpan gas masuk, m3/ jam

Dimana Qtotal = P/(nRT)

= 0,0410 m3/ jam

Ds : diameter sparger, m

14.3

.4

.4/14.32

sg

s

sg

s

sg

U

QtD

U

QtD

U

QtA

usg : kecepatan superfiacial gas, m/s

Ds = 14,3./005,0

/0410,0 3

jamm

jamm = 3,2401 m

- Menghitung pitch sparger

Digunakan triangular pitch dengan jarak ke pusat :

C = 1,5 x Dh

C = 1,5 x 0,9954 cm

= 1,4930 cm

Tinggi (h) = C x sin 60o

= 1,2930 cm

Luas segitiga = ½ x C x h

= 0,9652 cm2

- Menentukan banyaknya hole

Luas hole total = π/4 (Ds2)

= 8,2410 m2

Jumlah hole = luas hole total/ luas 1 hole

= 105.963,0924 buah ≈ 105.963

2. Desain Sistem Pengaduk

Da

B a

f f

l e

B a

f f

l e

E

HL

W

J

Dt

Dd

L

Gambar C.36. Basis perancangan tangki berpengaduk

a. Dimensi pengaduk

Digunakan impeller dengan jenis :

Jenis : six flat blade open turbin

Dasar pemilihan : Sesuai dengan pengadukan larutan dengan viskositas

(Geankoplis 1993,3rd

ed : 143 ).

Perancangan pengadukan berdasarkan Geankoplis, 1993 Tabel 3.4-1.

b. Menentukan Diameter Pengaduk

ID = 114 in

3D

ID

i

Di = 38 in = 0,96 m = 3,17 ft

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

ti = 0,2 Di (Brown, 1950)

ti = 7,6 in = 0,19 m = 0,63 ft

W

Di

= 8 (Gean Koplis, 1993)

W = 4,75 in = 0,12 m = 0,39 ft

d. Menentukan Lebar Baffle, J

Jumlah Baffle : 4 (Wallas,1990)

J = 12

ID

J = 9,5 in = 0,24 m = 0,79 ft

e. Menentukan Offset Top dan Offset Bottom

Berdasarkan Wallas (1990 : 288)

Offset top = 6

J = 1,58 in = 0,04 m = 0,13 ft

Offset Bottom = 2

D i= 19 in = 0,48 m = 1,58 ft

f. Menentukan Jarak pengaduk Dari Dasar Tangki (Zi)

3,1Di

Zi

(Brown, 1950)

Zi = 49,40 in = 1,25 m = 4,12 ft

g. Menentukan Jumlah Pengaduk, Nt

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

yang digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio ketinggian

liquid (HL) terhadap diameter tangki (D).

Diketahui bahwa :

ID = 9,5 ft

HL = 9,5 ft

HL /ID = 1


Tabel C.46. Pemilihan Jumlah Impeller

Rasio HL/ID maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah 1,4 untuk

viscositas liquid < 25.000 cP dan rasio HL/ID = 1 maka jumlah impeller yang

digunakan sebanyak 1 buah.

h. Menentukan Putaran Pengadukan

Kecepatan putaran motor standar yang tersedia secara komersil adalah 37,

45, 56, 68, 84, 100, 125, 155, 190 dan 320 rpm. Digunakan putaran motor

68 rpm = 1,133 rps. (Walas, 1990)

Digunakan putaran motor 84 rpm = 1,4 rps

ρmix = 1.122,913 kg/m3

Viskositas campuran diprediksi dengan persamaan 3.107, Perry’s Chemical

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

ln μmix = Σ (wi.ln μmix) = 0,0183

μmix = 1,0185 cp = 0,001 kg/m.s

NRe = mix

mix

2

I .N.D

(Geankoplis,Pers.3.4-1, 1978)

= 0,001

913,122.14,1965,0 2 xx

= 1.438.018,055

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

Kebutuhan teoritis:

P = 17,32x550

DN..N 5

i

3

mixp (Geankoplis,Pers.3.4-2, 1978)

= 17,32550

3,167x x1,4101,705 53

x

x

= 17,309 hp

i. Daya yang hilang (gland loss)

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

= 0,1 x 17,309 hp = 1,7309 hp

j. Menghitung daya input

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

= 17,309 hp + 1,7309 hp

= 19,04 hp

k. Efisiensi motor (η)

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

Efisiensi motor (η) = 80 %

P = 19,04x 80

100

hp = 23,80 hp

l. Menentukan Kebutuhan Daya

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

yang dibutuhkan adalah sekitar 5 hp/1000 gallon liquid.

Volume cairan, VL = 16,015 m3

Volume cairan, VL = 4.230,625 gal

maka daya yang dibutuhkan adalah

P =

= 21,15 hp

P = 11.634,22 ft.lbf/s

Kecepatan putaran,

N = √

N = 1,497 rps

N = 89,81 rpm

Oleh karena itu pemilihan kecepatan putaran impeller dapat digunakan.

m. Panjang Batang Sumbu Pengaduk (axis length)

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

bearing – jarak pengaduk dari dasar tangki

Tinggi total tangki = 14,64 ft

Jarak dari motor ke bagian atas bearing = 1 ft

Jarak pengaduk dari dasar tangki (ZI) = 4,12 ft

axis length (L) = 14,64 ft + 1 ft – 4,12 ft

= 11,53 ft (3,51 m)

n. Diameter Sumbu

d3 =

16 x Zp

Menghitung Tm

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

Digunakan Tm = 1,5 Tc

Tc = Nxπx2

60x75xP (M.V. Joshi, Pers. 14.8, hal 400)

Keterangan :

Tc = Momen putaran, kg.m

P = Daya, Hp

N = Kecepatan putaran, rpm

Tc = 84xπx2

60x75x80,32 = 202,92 kg.m

Tm= 1,5 x 202,92 kg-m = 304,38 kg.m

Menghitung Zp

Zp = s

m

f

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

Keterangan :

Tm = Torsi maksimum

P = Shear stress

fs = Section of shaft cross section

Material sumbu yang digunakan adalah commercial cold rolled steel.

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

Batasan elastis pada tegangan = 2.460 kg/cm2

Zp = 550

100 x 304,34= 55,34 cm

Menghitung diameter sumbu (d)

Zp = 16

d . 3

d3 =

16 x Zp

d = 6,56 cm

Digunakan diameter sumbu (d) = 7 cm

Cek tegangan yang disebabkan oleh bending moment

Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent adalah

f = Zp

M e=

32

d

Me3

Menghitung Bending Moment

Me = Bending moment equivalent

Me =

2

m2 TMM

2

1

M = Fm x L

Fm = bRx0.75

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

Keterangan :

Fm = bending moment (kg)

Rb = Jari-jari impeller = ½ Di

= ½ x 0,965 m = 0,483 m

Fm = 483,0x0,75

kg.m 304,38 = 840,96 kg

L = Panjang axis = 3,51 m

M = 840,96 kg x 3,51 m

= 2.955,19 kg.m

Me =

2

m2 TMM

2

1

= 2.963,01 kg.m

Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent

f =

32

d

Me3

= 47.157,808 kg/cm

2

Diameter sumbu

Karena f > batasan elastis dalam tegangan (47.157,808 > 2.460) maka

diameter sumbu yang direncanakan memenuhi.

6. Desain Pendingin

Reaksi pembentukan urea formaldehid merupakan reaksi eksotermis dimana

sejumlah panas reaksi akan dilepaskan sehingga menyebabkan kenaikan temperatur.

Dari perhitungan neraca panas diperoleh kenaikan temperatur sebesar 32,17oC

sehingga temperatur akhir bila tanpa pendingin adalah sebesar 102,17oC. Karena

reaktor dioperasikan secara isotermal ( 70oC ) maka dibutuhkan media pendingin

berupa air sebanyak 11.221 kg/jam.

Pemberian atau pengambilan sejumlah panas pada sebuah tangki proses dapat

dilakukan dengan 2 cara yaitu dengan memberikan jacket atau lilitan pipa panjang

(coil) di dalam tangki proses tersebut (Kern, D., 1950, Hal: 716). Untuk menentukan

pemakaian jacket atau coil pada tangki proses, dilakukan perhitungan terhadap luas

selubung tangki terhadap luas transfer panas (Moss, D., Ed.3th, 2004, Hal: 35) antara

lain:

Jika luas transfer panas ≤ luas selubung tangki proses : menggunakan jacket

Jika luas transfer panas > luas selubung tangki proses : menggunakan coil

Luas selubung Reaktor = Luas selimut silinder

= π x Ds x Hs

= 274,84 ft2

Luas transfer panas pada Reaktor = Luas selimut silinder + Luas penampang

= (π x Ds x Hs) + (π x 0,25 x Ds2)

= 345,26 ft2

Karena luas transfer panas > luas selubung tangki proses maka digunakan coil.

Perancangan Coil Pendingin

Fluida pendingin yang digunakan : Air

Kecepatan fluida pendingin (vc) = 1,5 - 2,5 (Coulson, 1983:534)

vc = 2,5 m/s

Luas permukaan aliran (A) :

A = Fv /v

Fv = laju alir air

Fv = M/

M = 11.221 kg/jam = 8.547,53 lb/jam

air = 981,199 kg/m3

Maka Fv = 5,6906 m3/jam

A = 0,00063 m2

Dcoil = 0,0284 m = 1,117 in

Dari Tabel 11. Kern, 1983 diambil ukuran pipa standar :

NPS = 1,25 in (Sch. 40)

ODcoil = 1,66 in = 0,13 ft

IDcoil = 1,38 in = 0,11 ft

A' = 1,495 in2 = 0,0096 ft

2

a" = 0,362 ft2/ft

Gambar C.37. koil Pendingin

Perhitungan pada Air :

Temperatur masuk, T1 = 35 oC = 86

oF

Temperatur keluar, T2 = 60 oC = 140

oF

Tav = 113 oF

ρ air = 981,199 kg/m3 = 61,25 lb/ft

3

2

4coilDA

μ = 0,599 cp = 0,979 lb/ft.jam

Fluks massa pemanas total (Gtot)

Gtot = M/A' = 891.347,66 lb/ft2.jam

Fluks massa tiap set koil (Gi)

Gi = ρsteam.vc

Kecepatan medium pemanas di dalam pipa/tube pada umumnya berkisar antara

1,25 – 2,5 m/s.

Dipilih :

vc = 2,5 m/detik = 8,2021 ft/s

Diperoleh :

Gi = 42,527 x 8,2021

= 348,813 lb/s.ft2

Jumlah set koil (Nc)

Nc = 0,709

Dipakai , Nc = 1 set koil

Koreksi fluks massa tiap set koil (Gi,kor)

Gi,kor = 891.347,66 lb/jam.ft2

Cek Kecepatan Medium Pemanas (vc,cek)

vc,cek = 29.527,56 ft/jam

= 8,2021 ft/s = 2,5 m/s (memenuhi standar 1,5 – 2,5 m/s)

Koefisien transfer panas fluida sisi dalam tube

c

icek,c

Gv

i

tot,c

cG

GN

c

tot

kor,iN

GG

2,0

8,0

cbi

ID

v).t.02,035,1.(4200h

hi = 8.816,35 Btu/jam.ft2.oF

hio = hi x IDcoil/ODcoil

hio = 7.329,26 Btu/jam ft2.F

Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 x Dshell (Rase, 1977)

Dspiral (dhe) = 0,8 x IDshell

= 0,8 x 9,5 ft

= 7,6 ft

hio,coil =

hio,coil = 7.701,895 Btu/jam.ft2.oF

Koefisien transfer panas fluida sisi luar tube :

Dimana :

hi = koefisien perpindahan panas

IDcoil = diameter dalam koil

k = konduktivitas termal pemanas

= 0,29 Btu/(jam.ft2)(oF/ft)

Cp = kapasitas panas = 1,058 Btu/lboF

Maka ho = 1.007,91 Btu/jam.ft2.oF

Menentukan koefisien overall bersih, Uc

Uc = 886,06 Btu/(jam)(ft2)(

oF)

Rd untuk pemanasan = 0,001 (Tabel 12, Kern, 1965:845)

Menentukan koefisien overall desain, UD

hd = 1/Rd = 1000

ioi

ioic

hh

hhU

spiral

coilio

D

ID5,31h

3155,0

totcoil

coil

ok

.Cp.

G.ID.

ID

k.36,0h

Menentukan koefisien overall desain, UD :

hdUc

hdUcUD

= 469,79 Btu/(jam)(ft

2)(

oF)

Menentukan Luas perpindahan panas yang diberikan oleh koil, A

Tabel C.47. ∆TLMTD

hot fluid

(oF)

cold fluid

(oF)

Diff

215,9 higher T 140 75,9 ∆t2

158 lower T 86 72 ∆t1

0 Diff 0 3,9 ∆t2 - ∆t1

LMTD = 73,93 oF = 23,29

oC

Q = 2.104.704,97 Btu/jam

A =tU

Q

D

A = 25,86 ft2

Beban Panas Tiap Set Koil (Qci)

Asumsi : Beban panas terbagi merata pada tiap set koil

c

c

ciN

QQ

1

Btu/jam 972.104.704,Qci 2.104.704,97 Btu/jam

Luas Perpindahan Panas Tiap Set Koil

LMTDD

ci

ciTU

QA

LMTDD tU

QA

= 25,86 ft2

Jarak Antar Pusat Koil (Jsp)

Jsp = ½.ODcoil

Jsp = 0,066 ft = 0,02 m

Panjang Satu Putaran Heliks Koil (Lhe)

Lhe = ½ putaran miring + ½ putaran datar

hehehe d..2/1r..2/1L

Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 IDshell (Rase, 1977)

Dspiral (dhe) = 0,7.(9,5 ft)

= 6,65 ft = 2,02 m

he

2/12

sp

2

hehe d.2/1)Jd4,6(2/1L

= 20,88 ft = 6,36 m

Panjang Koil Tiap Set (Lci)

"

t

ci

cia

AL

0,362

25,86Lci 71,43 ft = 21,77 m

Jumlah Putaran Tiap Set Koil

he

ci

pcL

LN

442,3ft 20,88

ft 71,43pcN putaran

Koreksi Panjang Koil Tiap Set

Lci,kor = Npc x Lhe

Lci,kor = 4 x 20,88 ft = 83,52 ft = 25,05 m

Tinggi Koil (Lc)

Lc = Jsp x Npc x Nc

Lc = 3,98 ft = 1,19 m

Volume Koil (Vc)

Vc = Nc ( 4/ (OD)2 Lci)

Vc = 1 ( )52,830,1328π/4 2 1,15 ft3 = 0,10 m

3

Cek Tinggi Cairan Setelah Ditambah Koil (hL)

Tinggi koil harus lebih kecil daripada tinggi cairan setelah ditambah koil

agar seluruh koil tercelup dalam cairan:

shell

L

LA

cVVh

=

3

2

3

846,70

15,1636,678

ft

ftft

hL = 9,595 ft = 2,878 m

hL = 9,595 ft > Lc = 3,98 ft (semua koil tercelup di dalam cairan)

Cek Dirt Factor

Dari Tabel 12 Kern, 1965, Rd min untuk refrigerating liquid, heating,

cooling atau evaporating = 0,001

Syarat : Rd > Rd min

Dc

Dcd

UU

UUR

)(001,03,079,46906,886

79,46906,886memenuhiRd

Cek Pressure Drop

Syarat : < 10 psi

NRe = μ

.GID t = 3.933.171,13

Faktor friksi untuk pipa baja (f)

42,0

ReN

264,00035,0f

f = 0,0039

Pressure Drop

= 0,1361 psi < 10 psi (memenuhi)

1,250 in

79,8 in

47,8

08

0 in

Gambar C.38. Dimensi koil

Lk

10

he

2

i

t.s.D.10.22,5

L.G.fP

Tabel C.48. Spesifikasi Alat RE –202

Fungsi Mereaksikan HCHO dengan Larutan Urea

Kode RE – 202

Jenis Reaktor CSTR, vertical

Bahan Konstruksi Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316

Kondisi Operasi T , P : 70oC, 1,2 atm

Dimensi shell Diameter

Tinggi

Tebal dinding

: 9,91 ft = 3,02 m

: 9,5 ft = 2,89 m

: 3/8 in = 0,375 ft

Dimensi head Tebal head

Tinggi head

: 3/8 in

: 2,57 ft = 0,78 m

Dimensi sparger Diameter ring

Jumlah hole

Diameter hole

: 3,2401 m

: 105.963,0924

: 0,9954 cm

Dimensi koil Diameter

Tinggi

Material

Jumlah putara

: 6,65 ft = 2,02 m

: 3,98 ft = 1,19 m

: carbon steel SA 283 grade C

: 4

Dimensi

pengaduk

Diameter

Lebar

: 38 in = 0,96 m

: 4,75 in = 0,12 m

Jumlah

Kecepatan putaran

Power

: 1

: 89,81 rpm = 1,4 rps

: 21,15 hp

Diameter lubang : 7 cm

Jumlah 1 Buah

21. Cooler – 301 (CO-301)

Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari temperatur

70oC menjadi 30

oC.

Jenis : Shell and Tube Exchanger

Data design

Tube

Fluida panas = Aliran F21 dari RE-202

Laju alir, W = 3535,35 kg/jam (7794,11 lb/jam) (Lampiran B)

T1 = 70 oC (158

oF) (Lampiran B)

T2 = 30 oC (86

oF) (Lampiran B)

Shell

Fluida dingin = Cooling water

Laju alir, w = 5726,7 kg/jam (12.625,21 lb/jam) (Lampiran A)

t1 = 30oC (86

oF) (Lampiran B)

t2 = 45oC (113

oF) (Lampiran B)

d. Menghitung Luas Perpindahan Panas

A = LMTDt Ud

Q

4. Beban panas Heater – 101

Q = 342.706,09 kJ/jam (Lampiran B)

= 324,821,42 Btu/jam

5. Menghitung Δt LMTD

Tabel C.49. Suhu Fluida panas dan dingin

Fluida Panas (oF) Fluida Dingin(

oF) Δt (

oF)

158 Temperatur Tinggi 113 45 86 Temperatur Rendah 86 0 72 Difference 27 45

Δt LMTD =

12

21

1221

tT

tTln

tTtT

= 18,2oF

6. Memilih Ud trial

Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih Ud untuk

hot fluid = light organic

cold fluid = water

Range Ud = 75-150 BTU/j ft2 °F

dipilih Ud = 80 BTU/j ft2 °F

Maka, luas perpindahan panas (surface area) adalah :

A = LMTDt Ud

Q

= F2,18Fft BTU/j 80

Btu/jam 324,821,42

oo2

= 239,82 ft2

e. Pemilihan jenis HE

Karena A > 200 ft2, maka digunakan tipe shell and tube exchanger

Sehingga dalam perancangan ini digunakan klasifikasi sebagai berikut,

(Tabel 10, Kern)

L = 20 ft

BWG = 16

OD tube = 0,75 in

ID tube = 0,62 in

a” = 0,1963 ft2/ft

Jumlah tube :

Nt =A

aL

= 61,0852 tube

Pemilihan pola tube

Berdasarkan data jumlah tube yang tersedia secara komersial, dipilih

jumlah tube = 61 buah tube dengan OD tube 0,75 in, 1 in Square pitch

untuk 2 passes (Kern, Tabel. 9, hal. 841 – 842, 1965).

Adapun data selengkapnya adalah sebagai berikut :

- Susunan tube = square pitch

- Jumlah aliran, n = 2 aliran (passes)

- Pitch, PT = 1 in

- Diamater shell, ID = 10 in

- Baffle space = ID = 10 in

- C = Pitch, PT – OD tube = 0,25 in

- A terkoreksi = Nt x L x a”

= 61 x 20 ft x 0,1963 ft

= 239,486 ft2

- UD terkoreksi

Ud = Q

LMTDTA

= 80,1117 Btu/hr ft2 °

F

f. Analisa Kinerja HE

Analisa kinerja HE meliputi :

4) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas (U)

5) Menghitung Rd

6) Menghitung ∆P

4) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas

- Menghitung Flow Area

Shell :

as = TxP

xBIDxC

144

,

= 1144

1025,010

= 0,1736 ft

2

Tube :

at = 6144

0,3020 16

144

'

n

aN tt

= 0,016 ft2

- Menghitung Mass Velocity

Shell :

Gs = sa

W

= 2ft1736,0

lb/hr 7794,11

= 101.231,673 lb/hr ft2

Tube :

Gt = ta

w

= 2ft016,0

lb/hr 12.625,21

= 487.396,46 lb/hr ft2

- Menghitung Reynold Number

Karena viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida < 1 cP

maka Tc = Tavg dan tc = tavg

Tavg = 2

TT 21 = 2

86113 = 99,5

oF

tavg = 2

tt 21 = 2

86158 = 122

oF

Tube :

Viskositas pada Ta = 311 oF :


= 0,5591 lb/hr.ft

D = 0,0517 ft

Ret =

GtD

= 5591,0

78,1531660517,0

= 14154,090

Shell :

Viskositas pada ta = 99,5 oF :


= 1,5105 lb/hr.ft

De = 0,0792 ft

Res =

GsDe

= 5105,1

7760,1567060792,0

= 8213,1270

- Menentukan Nilai JH (Heat Transfer Factor)

Tube :


JH = 55

Shell :


JH = 40

- Menentukan Termal Function

Tube :

Viskositas pada Ta = 172,4975 oF :

μ = 0,5591 lb/hr.ft




31

k

μ.c

= 0,4719

Shell :

Pada ta = 99,50 oF

μ = 1,5105 lb/hr.ft




31

k

μ.c

= 1,0894

- Menghitung Nilai outside film coefficient (ho) dan inside film coefficient

(hi).

Tube :

ih = 3

1

k

μc

D

kjH

= 4719,0.0517,0

0,8597.55

= 249,5067 Btu/hr.ft2.oF

Shell:

oh = 3

1

e k

μc

D

kjH

= 0894,1.0792,0

0,8106.40

= 446,1743 Btu/hr.ft2.oF

- Menghitung corrected coefficient hio

Tube :

ioh = OD

IDh i

= 75,0

6200,05067,249

= 206,2589 Btu/hr.ft2.oF

- Menghitung Clean Overall Coefficient, Uc

UC = oio

oio

hh

hh

= 1743,446206,2589

1743,446 206,2589

= 141,0526 Btu/hr.ft2.oF

5) Menghitung Dirt Factor, Rd

Ud

1 = Rd

Uc

1

Rd = 3693,810526,141

3693,810526,141

DC

D

UU

Uc

U

=

Rd = 0,0052 Btu/hr.ft2.oF

Rd yang diperlukan = 0,003 hr.ft2.oF/btu (Tabel 12. Kern, 1965).


6) Menghitung Pressure Drops (ΔP)

Shell :

Res = 8.213,1270

f = 0,0015 (Fig 29, hal 839, Kern)

s = 1,000

No. of crosses, N+1 = 12L/B = 12 × 20/10 = 24,000

se

s

ssD

NDsfGP

10

2

1055,5

1

0141,0

110792,01055,5

240792,0)776,156706(0015,010

2

psi

∆Ps < 10 psi (memenuhi)

Tube:

Ret = 14154,090

f = 0,0003 (fig 26, hal 836, Kern)

ρ larutan = 844,0784 kg/m3 (pada Tc)

ρ air = 977,3974 kg/m3 (pada Tc)

s = air

laru

tan = 0,8636

t

tDs

LnfGP

10

2

1022.52

1

=18636,00517,01022,5

62078,1531660003.0

2

110

2

= 6,839 × 10-7

psi

Gt = 153.166,7800 lb/hr.ft2

003,02

2

g

V (Fig.27, Kern)

g

V

s

nPr

2

4 2

= 0278,0003,08636,0

24

psi

∆Ptotal = ∆Pt + ∆Pr

= 0,0278 psi

∆Pt < 10 psi (memenuhi)

Tabel C.50. Spesifikasi Cooler –301 (CO – 301)

Alat Cooler – 301

Kode CO-301

Fungsi Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari

temperatur 70oC menjadi 30

oC untuk di simpan di

dalam tangki penyimpanan produk

Jenis Shell and Tube Exchanger

Dimensi Tube

OD = 0,75 in

ID = 1 in

BWG = 16

Panjang Tube (L) = 20 ft

Flow area per tube (a') = 0,3020 in2

Surface per lin ft (a") = 0,1963 ft2

Pitch = 1,0000 in

Passes = 2

Shell

ID = 10 in

Baffle Spaces = 10 in

Surface area 239,486 ft2

Pressure drop Tube (ΔPt) = 0,0278 psi

Shell (ΔPs) = 0,0141 psi

Fouling factor 0,0052 (hr)(ft2)(

oF)/Btu

Bahan konstruksi Carbon steel SA 285 Grade C

Jumlah 1 buah

22. Pompa (PP-301)

Dengan melakukan perhitungan seperti di atas diperoleh spesifikasi pompa

sebagai berikut :


Alat Pompa

Fungsi Mengalirkan produk menuju tangki

penyimpanan produk (TP-301)






Sch = 40 in


Power motor 30 hp

NPSH 0,178 m

23. Tangki Penyimpanan Produk (TP-201)

Fungsi : Menyimpan Produk Urea Formaldehid selama 7 hari

dengan kapasitas 593938,80 kg

Tipe Tangki : - Silinder vertikal (untuk tekanan > 1 atm)

- Bentuk dasar datar (flat bottom)

- Bentuk atap (head) Torispherical Roof (untuk tekanan 15

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

Bahan Konstruksi : SA-167 Grade 11 Type 316 (18 % Cr, 10 % Ni, 2 % Mo)

Pertimbangan : Mempunyai allowable stress cukup besar (18.750 psi)

Tahan terhadap korosi

Kondisi Operasi : Temperatur design : 50 oC

Temperatur fluida : 30 oC

Tekanan : 1 atm

Gambar C.39. Tangki penyimpan asam fosfat

l. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan

Siang hari, diperkirakan temperatur dinding tangki mencapai 50 oC.

Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk

menjaga temperatur fluida di dalam tangki. Yaitu untuk menghindari

adanya transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Oleh karena

temperatur dinding tangki pada siang hari diperkirakan mencapai 50 oC,

dan apabila dinding tangki tidak dirancang sesuai kondisi tersebut, maka

akan terjadi transfer panas dari dinding tangki ke fluida yang

menyebabkan tekanan uap fluida semakin besar. Semakin tinggi tekanan

uap, maka perancangan dinding tangki akan semakin tebal. Dimana

semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari dinding ke fluida

akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan.

Tabel C.52. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki

Komponen kg/jam kmol/jam zf Pi (Pa) Pi*zf (Pa)

H2O 655,38 36,38 0,559 0.457221 0,25567

CO(NH)2 51,69 0,86 0,013 2.858325 0,0378

UF1 1735,54 19,26 0,296 1.478249 0,4376

UF2 771,35 6,42 0,098 3.706094 0,3657

UF3 321,40 2,14 0,033 11.16389 0,3672

Total 3535,35 65,07 1,00 19,66377 1,46397

Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:

T = 50 oC

P penyimpanan = 1,46397 Pa = 0,0000146 atm

P = (1,000 + 0,0000146) atm = 1,000 atm

= 14,70 psi

a. Menghitung densitas campuran

Tabel C.53. Densitas campuran

Komponen kg/jam Wi ρ (kg/m3) Wi/ ρ

H2O 655,38 0,55 885,44 0,00063

CO(NH)2 51,69 0,13 1039,17 0,000013

UF1 1735,54 0,296 942,35 0,00032

UF2 771,35 0,98 1207 0,000082

UF3 321,40 0,032 1320,06 0,000025

Total 3535,35 1,00

0,00106

liquid =

wi

wi =

0,00106

1

liquid = 900.34 kg/m3

= 56.21 lb/ft3

b. Menghitung Kapasitas Tangki


Jumlah produk urea formaldehid yang harus disimpan dalam 7 hari

sebanyak 593939,80 kg.

Jumlah urea formaldehid = 3535,35 kg/jam x 24 jam x 7 hari

= 593939,80 kg

Volume liquid = liqud

liquid

ρ

m

= 3kg/m34.900

kg 593939,80

= 659,68 m3

= 23292.52 ft3

Over Design = 10 % (Peter and Timmerhaus, 1991, hal. 37)

Vtangki = (100/90) x Vliquid

= 1,1 x 659,68 m3

= 732,98 m3

= 25883,53 ft3

c. Menentukan Rasio Hs/D


= ¼ π D2 H + 0,000049 D

3 + ¼ π D

2 sf


= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D

2

Keterangan :



Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana D

H s < 2

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

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

Tabel C.1.3. berikut.

Tabel C.54. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki


3 Vhead, ft

3 Vsf, ft

3 Vtotal (ft

3)

1.00 0.40 40.03 16.01 4,619.36 20,138.89 5,430.57 314.45 25,883.91

2.00 0.50 37.72 18.86 4,548.20 21,061.28 4,543.44 279.19 25,883.91

3.00 0.62 35.53 22.03 4,512.52 21,837.08 3,799.03 247.80 25,883.91

4.00 0.68 34.61 23.54 4,507.54 22,137.33 3,511.45 235.13 25,883.91

5.00 0.70 34.33 24.03 4,507.28 22,227.62 3,425.04 231.26 25,883.91

6.00 0.72 34.05 24.52 4,507.64 22,313.60 3,342.78 227.54 25,883.91

7.00 0.78 33.27 25.95 4,511.89 22,548.55 3,118.13 217.23 25,883.91

8.00 0.80 33.03 26.42 4,514.24 22,620.05 3,049.82 214.04 25,883.91

9.00 0.90 31.90 28.71 4,531.58 22,935.45 2,748.75 199.71 25,883.91

10.00 1.00 30.92 30.92 4,556.06 23,194.53 2,501.82 187.57 25,883.91

11.00 1.10 40.03 16.01 4,619.36 20,138.89 5,430.57 314.45 25,883.91

12.00 1.20 37.72 18.86 4,548.20 21,061.28 4,543.44 279.19 25,883.91

13.00 1.30 35.53 22.03 4,512.52 21,837.08 3,799.03 247.80 25,883.91

14.00 1.40 34.61 23.54 4,507.54 22,137.33 3,511.45 235.13 25,883.91

15.00 1.50 34.33 24.03 4,507.28 22,227.62 3,425.04 231.26 25,883.91

16.00 1.60 34.05 24.52 4,507.64 22,313.60 3,342.78 227.54 25,883.91

17.00 1.70 33.27 25.95 4,511.89 22,548.55 3,118.13 217.23 25,883.91

18.00 1.80 33.03 26.42 4,514.24 22,620.05 3,049.82 214.04 25,883.91

19.00 1.90 31.90 28.71 4,531.58 22,935.45 2,748.75 199.71 25,883.91

Gambar C.40. Rasio Hs/D Optimum

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

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

D = 34,33 ft

= 411,93 in

= 10,46 m


H = 23,54 ft

= 282,45 in

= 7,17 m


4,500.00

4,520.00

4,540.00

4,560.00

4,580.00

4,600.00

4,620.00

4,640.00

0.00 0.20 0.40 0.60 0.80 1.00 1.20

Luas

, A

H/D

Rasio H/D Optimum

Cek rasio H/D :

Hs/D = 25/35

= 0,71 memenuhi

d. Menentukan Jumlah Courses (tingkatan plate)


L = 6 ft (Appendix E, item 1, B & Y)


ft25

= 4,17 buah

e. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki

Vshell = ¼ π D2 H

= ¼ π (35 ft)2(25 ft)

= 24040,63 ft3

Vdh = 0,000049 D3

= 0,000049 (35 ft)3

= 2,10 ft3

Vsf = ¼ π D2 sf

= ¼ π (420 in)2(3)

= 415422,00 in3

= 240,41 ft3


= 24040,63 ft3 + 2,10 ft

3 + 240,41 ft

3

= 24283.13 ft3

= 687,63 m3


= 24283.13 ft3 – 23295,52 ft

3

= 987,61 ft3


= 987,61 ft3– (2,10 ft

3 + 240,41 ft

3)

= 745,11 ft3

Hshell kosong = 2.

.4

D

V kosongshell

= 235

11,7454

= 0,77 ft


= 25 ft – 0,77 ft

= 24,23 ft

f. Menenetukan Tekanan desain

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

karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak

titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan

paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung

dengan persamaan :


fluida = 900,34 kg/m3

= 56,21 lb/ft3

Phidrostatis = 144

Hg

gL

c

= 144

ft23,249,81

9,81lb/ft 900,34 3

= 9,46 psi

Pabs = 14,70 psi + 9,46 psi

= 24,16 psi

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

1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan

desain pada courses ke-1 (plat paling bawah) adalah:


= 1,1 x 24,16 psi

= 26,58 psi


Tabel C.55. Tekanan Desain Masing-masing Courses

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

1 25.00 24.23 9.46 24.16 26.58

2 19.00 18.23 7.11 21.82 24.00

3 13.00 12.23 4.77 19.48 21.42

4 7.00 6.23 2.43 17.13 18.85

5 1.00 0.23 0.09 14.79 16.27

g. Menentukan Tebal dan Panjang Shell

Tebal Shell


ts = c)P6,0E.f.(2

d.Pd

(Brownell & Young,1959, hal.256)

Keterangan :

ts = ketebalan dinding shell, in

Pd = tekanan desain, psi


F = nilai tegangan material, psi

SA-167 Grade 11 Type 316 = 18.750 psi

(Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:342)

E = efisiensi sambungan 0,75

jenis sambungan las (single-welded butt joint without backing

strip, no radiographed)

C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance)

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

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

ts = )81,296,0(-)0,75 x psi x((18.7502

240 x psi81,29

in+ 0,125 in

= 0,52 in (0,625in)

Tabel C.56. Ketebalan shell masing-masing courses

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

1.00 25.00 26.58 0.52 0.625

2.00 19.00 24.00 0.48 0.625

3.00 13.00 21.42 0.45 0.625

4.00 7.00 18.85 0.41 0.4375

5.00 1.00 16.27 0.37 0.375

Panjang Shell

Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :

L = n12.

length) weld(-Dπ. o (Brownell and Young,1959)

Keterangan :

L = Panjang shell, in

Do = Diameter luar shell, in

n = Jumlah plat pada keliling shell

weld length = Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan

banyak sambungan pengelasan vertikal yang

diizinkan.

= n x butt welding

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

ts = 0,625 in

Do = Di + 2.ts

= 420in. + (2 x 0,625 in)

= 421,25in

n = 3 buah

butt welding = 5/32 in = 0,16 in (Brownell and Young,1959,

hal. 55)

weld length = n . butt welding

= 3 . 5/32

= 0,47 in

L = 3 x 12

(0,47)-in) 21,254(3,14).(

= 36 ft

Tabel C.57. Panjang shell masing-masing courses

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

1.00 0.625 421.25 36.73

2.00 0.625 421.25 36.73

3.00 0.625 421.25 36.73

4.00 0.438 420.88 36.70

5.00 0.375 420.75 36.69

h. Desain Head (Desain Atap)



dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki,

karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk

torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable

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

atm) (Brownell and Young, 1959).

OD

ID

AB

icr

b = tinngi

dish

a

t

r

OA

sf

C

Gambar C.41. Torispherical flanged and dished head.

Menghitung tebal head minimum

Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head

dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959):

w =

icr

rc3

4

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

%6Cr

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

Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell

and Young, 1959, Hal. 258) :

th = C0,2P2fE

.wP.rc

Keterangan :








Diketahui :

rc = 420 in

icr = 0,06 x 420 in

= 25,20 in

Maka :

w =

40,14

2403.

4

1

= 1,77 in

th = 125,0)58,262,0()75,0750.182(

77,142058,26

= 0,83 in (dipakai plat standar 5/8 in) (Tabel 5.6 Brownell and

Young, 1959)

Untuk th = 7/8 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959)

diperoleh sf = 1,5 – 3,5 in. Direkomendasikan nilai sf = 3 in

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

b =

2

2 icr2

ID)icrrc(rc

=

2

2 40,142

240)40,14240(240

= 71,12 in

Tinggi Head (OA)

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

OA = 0,875 in + 40,64 in + 3

= 75.00 in = 6,25 ft

i. Menentukan Tinggi Total Tangki



= 300 in + 75 in =375 in = 31,225 ft

j. Desain Lantai

Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi,

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

Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus

diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi

persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959).

Tegangan kerja pada bottom :

Compressive stress yang dihasilkan oleh asam fosfat

S1 = 2

iD4

1

w

(Brownell and Young,1959, hal.156)

Keterangan :


w = Jumlah urea formaldehid (lbm)

Di = Diameter dalam shell (in)


S1 = 2)in 420)(14,3(

41

lb76,1309417

= 9,46 psi

Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.

S2 144

ρX s (Brownell and Young,1959, hal.156)

Keterangan :


X = Tinggi tangki (ft)

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


S2 = 144

49023,31

= 106,26 psi


St = S1 + S2

= 9,46 psi + 106,26 psi

= 115,72 psi


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

115,72 psi < (18.750 psi) x (0,75)

115,72 psi < 14.062,50 psi (memenuhi)

Tabel C.58. Spesifikasi Alat TP-201

Alat Tangki Penyimpanan Produk Urea Formaldehid

Kode TP-201

Fungsi Menyimpan Urea Formaldehid dengan kapasitas

593938,80 kg


bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.

Kapasitas 732,98 m3

Dimensi

Diameter shell (D) = 35 ft (420 in)

Tinggi shell (Hs) = 25 ft (300 in)

Tebal shell (ts) = 0,625 in

Tinggi atap = 6,25 ft (75.00 in)

Tebal head = 0,875 in

Tinggi total = 31,225 ft (375.00 in)


Bahan SA-167 Grade 11 Type 316

LAMPIRAN D

PERHITUNGAN UTILITAS

Utilitas berfungsi untuk menyediakan bahan-bahan penunjang untuk mendukung

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

terdiri dari :

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

generation system)

Unit penyedia udara instrumen (Instrument air system)

Unit pembangkit dan pendistribusian listrik (Power plant and Power

distribution system)

A. Unit Penyedia Air dan Steam

1. Perhitungan Kebutuhan Air

Kebutuhan air yang disediakan untuk kebutuhan proses produksi di pabrik

meliputi:

Air untuk keperluan umum (General Uses)

Kebutuhan air ini meliputi kebutuhan laboratorium, kantor, karyawan

dan lain-lain. Air yang diperlukan untuk keperluan umum ini adalah

sebanyak :

Tabel D.1 Kebutuhan Air Untuk General Uses

No. Kebutuhan Jumlah Satuan

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

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

2. Air untuk perumahan karyawan :

a. Perumahan pabrik : 20 rumah

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

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

3/hari

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

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

16,82 m3/hari

Total 0,7508 m3/jam

700,83 kg/jam

Air untuk pembangkit steam (Boiler Feed Water)

Tabel D.2 Kebutuhan Air Untuk Boiler Feed Water

Nama Alat Kebutuhan Steam

(kg/jam)

Vaporizer (VP-101) 332,723

Heater (HE-101)

Heater (HE-102)

1.007,041

22,964

Jumlah kebutuhan 1.362,729

Over design 10%, kebutuhan air umpan boiler 1.499,001

Recovery 90%, sehingga make – up 149,901

Air untuk keperluan proses (Process water)

Tabel D.3 Kebutuhan Air Untuk Process Water

Nama Alat Kebutuhan Air

(kg/jam)

Mixing Tank (MT-101) 642,80

Total 642,80

Over design 10% 707,084

Air untuk keperluan air pendingin

Tabel D.4 Kebutuhan Air Untuk Air Pendingin

Nama Alat Kebutuhan Air

Pendingin (kg/jam)

Reactor (RE-201) 4793,6799

Reactor (RE-202)

Cooler (HE-201)

Cooler (HE-301)

11.221,0186

13604,81973

4.097,3574

Jumlah kebutuhan 33716,8749

Over design 10 %, kebutuhan air pendingin 37088,5549

Recovery 90%, maka make-up air pendingin proses 3708,8554

Air untuk pamadam kebakaran (Hydrant Water)

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

= 0,0152 m3/jam

Total kebutuhan air dengan treatment = General uses + BFW +

Process water + Air

hydrant + Air pendingin

= 871,230 kg/jam + 1.499,001 kg/jam + 707,084 kg/jam + 15,043

kg/jam + 37088,5549 kg/jam

= 40180,91 kg/jam

= 40,18291 m3/jam

Sehingga kebutuhan air total ± 40,18291 m3/jam

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

Santan Bontang Kalimantan Timur.

2. Spesifikasi Peralatan Utilitas

a. Bak Sedimentasi (BS-101)

Fungsi : Mengendapkan lumpur dan kotoran air sungai

Jenis : Bak rectangular

1. Menetukan Volume Bak

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

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

Diambil waktu tinggal = 1,5 jam

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

= 66,3018 m3 = 17515.08 gallon

2. Menetukan Dimensi Bak

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

Dimana :

A = luas permukaan bak, m3

Qc = laju alir, m3/jam

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

2

Diambil overflow rate 500 gal/jam-ft2

Sehingga :

A = 38,767 ft2

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

Diambil d = 16 ft = 4,8768 m

Panjang (L) = 4 W

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

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



=

2/1

164

ft3/jam 4.275,453

ft

= 6,36 ft = 1,94 m

L = 4(6,36 ft)

= 25,45 ft

= 7,76 m

3. Menentukan Air Sungai Keluar Bak Sedimentasi

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

v = (0,0000928 ft3-jam/gal-min x Qc)/Ax

Ax = cross-sectional area

Ax = Wd

= (6,36 ft)(16 ft)

= 101,807 ft2

v = (0,0000928ft3-min/gal-jam x 19.383,399 gal/jam)/(101,807 ft

2 )

= 0,018 ft/min

0,0018 ft/min < 0,5 ft/min, menandakan lumpur tidak terbawa oleh

aliran air keluar bak sedimentasi.

Air sungai keluar = Air sungai masuk - Drain

Asumsi turbidity = 850 ppm (Powell, 1954)

x (suspended solid) = 42 % (Powell, 1954, Figure 4)

Drain = 42 % × 850 ppm

= 3,57 × 10-4

lb/gal air


= 4,2771 × 10-5

kg/kg air × 40180,91 kg

= 3,116 kg

Air sungai keluar bak = 40180,91 kg/jam – 3,116 kg/jam

= 40177.794 kg/jam

= 40,156 m3/jam

Spesifikasi Bak Sedimentasi (BS-101) ditunjukkan pada Tabel D.5.

Tabel D.5 Spesifikasi Bak Sedimentasi (BS–101)

Alat Bak Sedimentasi

Kode BS-101

Fungsi Mengendapkan lumpur dan kotoran air sungai

sebanyak 40,156 m3/jam dengan waktu

tinggal 1,5 jam.

Bentuk Bak rectangular

Dimensi Panjang 7,76 m

Lebar 1,94 m

Kedalaman 4,88 m

Jumlah 1 buah

b. Bak Penggumpal (BP-101)

Fungsi : Menggumpalkan kotoran yang tidak mengendap di bak

penampung awal dengan menambahkan alum Al2(SO4)3,

soda kaustik dan klorin/kaporit

Jenis : Silinder tegak yang dilengkapi pengaduk

1. Menentukan Volume Bak

Jumlah air sungai = 40,156 m3/jam

= 40177.794kg/jam

Over design 10%

Waktu tinggal dalam bak = 20 – 60 menit (Powell, 1954)

Diambil waktu tinggal 60 menit.

Volume bak = 1,1 × 40,156 m3/jam × 1jam

= 44,1716 m3

2. Menentukan Dimensi Bak

Dimensi bak silinder tegak dengan H/D = 1

V = ¼ π D2 H

Sehingga H = D = 4,68 m = 15,37 ft

3. Menetukan Kebutuhan Bahan Kimia

Konsentrasi alum yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal =

0,004 % dari air umpan (Faisal,2009)

Konsentrasi alum di tangki penyimpanan = 55 %

Kebutuhan alum = 0,06 % × 40177.794 m3/jam

= 43,708 kg/jam

Suplai alum ke bak penggumpal = 0,55

kg/jam 43,708

= 79,469 kg/jam

ρ alum = 1.307 kg/m3

Laju alir alum = 3kg/m1.307

kg/jam469,79

= 0,061 m3/jam

Konsentrasi NaOH yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal

= 0,05 % dari air umpan

Konsentrasi NaOH di tangki penyimpanan = 90 %

Kebutuhan NaOH = 0,05 % × 73,371 m3/jam

= 0,037 m3/jam

= 36,423 kg/jam

Suplai NaOH ke bak penggumpal = 0,9

kg/jam 36,423

= 40,471 kg/jam

ρ NaOH = 1.044,431 kg/m3

Laju alir NaOH = 3kg/m1.044,431

kg/jam 40,471

= 0,039 m3/jam

Konsentrasi kaporit yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal

= 1,2 % dari air umpan

Konsentrasi kaporit di tangki penyimpanan = 100 %

Kebutuhan kaporit = 1,2 % × 73,731 m3/jam

= 0,881 m3/jam

= 874,165 kg/jam

Suplai kaporit ke bak penggumpal = 1

kg/jam165,874

= 874,165 kg/jam

ρ klorin = 1.043,25 kg/m3

Laju alir klorin = 3kg/m1.043,25

kg/jam165,874

= 0,838 m3/jam

4. Menentukan Daya Motor Pengaduk

Daya motor yang digunakan = motor Efisiensi

dibutuhkan yangmotor Daya

Menghitung diameter pengaduk (DI)

Diameter impeler (Di) = 1/3 x Dbak

= 1/3 × 4,68 m

= 1,56 m

= 5,12 ft

Menghitung putaran pengaduk (N)

N = II D

WELH

D

2

3048,0600

WELH = Tinggi cairan (Z1) x s.g

Tinggi cairan (Z1) =

=212,5

371,734

= 4,26 m

= 13,97 ft

WELH = Z1 × s.g.

= 4,26 × 1,002

= 4,26 m

= 13,97 ft

Putaran pengaduk (N) = 56,12

4,27

56,1

3048,0600

2

L

ID

V4

= 43,58 rpm

= 0,73 rps

Menentukan power number (Np)

Np ditentukan dari Figure 3.4-4, Geankoplis, berdasarkan

bilangan Reynold dan tipe pengaduk.

Viskositas campuran = 0,0413 kg/m.s

Berdasarkan viskositas campuran < 10 kg/m.s maka dipilih

jenis impeler yaitu marine propeller.

NRe =

2

iDN

= 0413,0

857,99256,10,73 2

= 4,257.104

Dari Figure 3.4-4, Geankoplis, diperoleh Np = 1

Menentukan daya motor yang dibutuhkan

Daya yang dibutuhkan =

= 4,735 hp

Menentukan daya motor yang digunakan

Efisiensi = 80 %

Power motor = 8,0

4,735 hp

= 5,92 hp

Digunakan daya motor = 6 hp

)17,32550(

...53

x

DNN Imixp

Spesifikasi Bak Penggumpal (BP-101) ditunjukkan pada Tabel D.6.

Tabel D.6 Spesifikasi Bak Penggumpal (BP–101)

Alat Bak Penggumpal

Kode BP-101

Fungsi Menggumpalkan kotoran yang tidak mengendap di

bak penampung awal dengan menambahkan alum

Al2(SO4)3 dan soda abu Na2CO3

Bentuk Silinder vertical

Dimensi Diameter 4,68 m

Tinggi 4,68 m

Pengaduk Diameter pengaduk 1,56 m

Power 6 hp

Jumlah 1 buah

c. Clarifier (CL-101)

Fungsi : Mengendapkan gumpalan kotoran dari bak penggumpal

Jenis : Bak berbentuk kerucut terpancung dengan waktu tinggal

60 menit

Gambar D.1 Clarifier

1. Menetukan Volume Clarifier

Jumlah air sungai = 40,156 m3/jam = 40177.794kg/jam

h

y

D2

D1

Over design = 10 %

Volume bak = 1,1 × 40,156 m3/jam × 1 jam

= 80,708 m3

2. Menetukan Dimensi Clarifier

Tinggi (h) = 10 ft = 3,05 m (Powell, 1954)

Diambil D2 = 0,61 D1

D2/D1 = (y/y + h)

0,61 = (y/y + 3,0480)

y = 4,7674 m

Volume clarifier = ¼ π D22 (y + h)/3 – ¼ π D1

2 (y + h)/3

80,708 m3

= ¼ π D12 2,6051 – ¼ π 0,61D1

2 2,6051

Diperoleh: D1 = 7,93 m

D2 = 4,83 m

Jadi dimensi clarifier :

Tinggi = 3,05 m

Diameter atas = 7,93 m

Diameter bawah = 4,83 m

3. Menetukan Massa Air Keluar Clarifier

Massa air keluar clarifier = Massa air masuk clarifier - Sludge

discharge

Sludge discharge = Turbidity + Alum + Soda abu

Asumsi :

Turbidity = 850 ppm

Alum = 30 ppm

Soda abu = 30 ppm

Total = 4,2771. 10-5

+ 1,5096. 10-6

+ 1,5096. 10-6

= 4,5790.10-5

kg sludge/kg air × 40177.794kg/jam

= 3,336 kg sludge

Massa air keluar = 40177.794kg/jam – 3,336 kg

= 40174,454 kg/jam

= 40,348 m3/jam

Spesifikasi Clarifier (CL-101) ditunjukkan pada Tabel D.7.

Tabel D.7 Spesifikasi Clarifier (CL–101)

Alat Clarifier

Kode CL-101

Fungsi Mengendapkan gumpalan-gumpalan kotoran

dari bak penggumpal.

Bentuk Bak berbentuk kerucut terpancung

Kapasitas 40,156 m3

Dimensi Tinggi 3,05 M

Diameter Atas 7,93 M

Diameter Bawah 4,83 M

Jumlah 1 buah

d. Sand Filter (SF-101)

Fungsi : Menyaring kotoran-kotoran yang masih terbawa air dari

tangki Clarifier

Tipe : Silinder vertikal dengan media penyaring pasir dan kerikil

1. Menetukan Luas Penampang Filter

Jumlah air = 40,348 m3/jam

Waktu tinggal = 1 jam

Laju alir = 40177.794kg/jam

Over design = 10 %

Kapasitas tangki = 1,1 x Jumlah air

= 1,1 x 40,348 m3/jam

= 44,3828 m3/jam

Untuk mencari luas filter, digunakan persamaan :

5,0

...

).(.2

.

scc ct

Pf

tA

V

(Pers. 14.2-24, Geankoplis, Hal. 814)

Keterangan :

V = volume filtrat (m3)

A = luas filter (m2)

f = fraction submergence dari permukaan drum dalam slurry

P = tekanan (Pa)

tc = waktu siklus (s)

μ = viskositas (Pa.s)

α = tahanan spesifik (m/kg)

cs = total padatan dalam filtrat (kg padatan/m3 filtrat)

Diketahui :

V = 0,448 m3/s

cx = 0,191 kg padatan/kg slurry

m = 2 kg wet cake/kg dry cake

∆P = 70.000 Pa

tc = 250 s

α = (4,37 . 109 x (-∆P))

0,3

= (4,37.109 x 70.000)

0,3

= 1,242 x 1011

m/kg

Dari Appendix A.2 (Geankoplis,1993), untuk air pada 35 oC,

μ = 0,0008 Pa.s

ρ = 992,857 kg/m3

cs = x

x

mc

c

1

= )191,02(1

191,0857,992

x

x

= 306,854 kg padatan/m3 filtrat

Maka,

A

0,448 =

5,0

854,306 10 x 1,2420008,0250

)000.70(.33,0.211

xxxx 250

A = 23,033 m2

2. Menentukan Dimensi Filter

A = (1/4) x π x D2

Diperoleh D = 5,42 m

= 213,204 in

Digunakan D standar = 216 in = 18 ft

Mencari ketinggian shell :

Hshell = A

tV c. =

23,033

250.448,0= 4,87 m = 15,97 ft

Digunakan H standar = 16 ft (4,88 m)

Media filter :

Antrachite = 0,35 Hshell = 0,35 x 16 = 5,6 ft = 1,707 m

Fine Sand = 0,35 Hshell = 0,35 x 16 = 5,6 ft = 1,707 m

Coarse Sand = 0,15 Hshell = 0,15 x 16 = 2,4 ft = 0,732 m

Karbon aktif = 0,15 Hshell = 0,15 x 16 = 2,4 ft = 0,732 m

Tinggi total media filter = 16 ft = 4,88 m

3. Menentukan Tekanan Desain

Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki

digunakan persamaan Jansen :

PB = (Mc. Cabe and Smith, 1985)

Dimana:

PB = tekanan vertikal pada dasar tangki (psi)

ρB = densitas material, lb/ft³

= 59,307 lb/ft³

μ = koefisien friksi : 0,35 - 0,55 dipilih, μ = 0,4

/RZK2μc

B

Te1Kμ2

g

gρR

K = rasio tekanan, 0.3 - 0,6 dipilih, K = 0,5

ZT = tinggi total bahan dalam tangki

= 16 ft

R = jari-jari tangki

= 1/2 D = 9 ft

Diperoleh PB = 679,081 lb/ft2 = 4,716 lb/in

2

Tekanan lateral yg dialami dinding tangki (PL) = K × PB

= 0,5 x 4,716

= 2,358 lb/in2

Tekanan total (PT) = (4,716 + 2,358) lb/in2

= 7,074 lb/in

2

4. Menghitung Tebal Dinding Shell

(Brownell & Young, 1959, Hal. 254)

Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283

Grade C (Perry, 1984),dengan komposisi dan data sebagai berikut :

f = 12.650 psi (Peters & Timmerhause, 1991)

E = 80 % (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.2)

c = 0,125 in

ri = 108 in

Poperasi = 14,7 psi

Pdesain = 1,1 × (14,7 + 7,074) = 23,951 psi

Tebal shell = 0,381 in (Tebal standar = 7/16 in)

cPf

irPt

.6,0.

.

5. Menghitung Tebal Head

%6Cr

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

Diketahui : rc = 170 in, maka icr = 13 in

= 1,65 in

th = 0,458 in (Tebal standar = ½ in)

6. Menghitung Tinggi Head

Untuk tebal dinding head = ½ in, dari Tabel 5.8 Brownell and

Young Hal. 93, maka sf = 1 ½ – 4 in, dan direkomendasikan sf = 3

in.

Depth of dish (b)

22

2icrIDicrrcrcb (Brownell andYoung, 1959, Hal. 87)

2

132

170213170170

inb

b = 13,54 in

Tinggi head (OA)

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

icr

cr3.4

1w

cP2,0f2

w.r.Pt c

h

= (0,50 + 13,54 + 3) in

= 17,04 in = 0,43 m

7. Menghitung Volume Filter

Volume tanpa bagian sf

V = 0,0000439 × ID3

= 0,0000439 × 183

= 0,256 ft3

Volume pada sf

Vsf = 0,25 × π × r2 × sf

= 0,25 × 3,14 × (18/2)2 × 3

= 15,904 ft3

V total = V cairan + (2 x V tanpa sf) + ( 2 x V pada sf)

= 950,016 ft3 + (2 x 0,256) ft

3 + (2 x 15,904 ft

3)

= 982,337 ft3 = 27,817 m

3

8. Menghitung Laju Air Keluar Filter

Air keluar filter = Air masuk filter - Air yang tertinggal di filter

Kisaran internal backwashing : 8-24 jam (Powell, 1954)

Diambil = 10 jam

Kisaran kecepatan backwash : 15-30 gpm/ft2 (Powell, 1954)

Diambil = 15 gpm/ft2

Luas penampang = 23,033 m2

= 247,925 ft2

Flowrate backwash = Kecepatan backwash x Luas penampang

= 15 gpm/ft2

x 247,925 ft2

= 3.718,872 gpm

Kisaran air untuk backwash sebesar : 0,5-5 % air disaring.

Diambil = 4 %

Air untuk backwash = 0,04 × 40,348 m3/jam × 10 jam

= 9,782 m3

= 2.584,224 gal

Waktu backwash = gpm

gal

3.718,872

2.584,224

= 0,695 menit

Air yang tertinggal = 0,015% × air masuk

= 0,00015 x 40,348 m3/jam

= 0,0037 m3/jam

Air yang masuk = 24,456 m3/jam

Sehingga air keluaran filter = air yang masuk – air yang tetinggal

= (40,348 - 0,0037) m3/jam

= 40,3448 m3/jam

Spesifikasi Sand Filter (SF-101) ditunjukkan pada Tabel D.8.

Tabel D.8 Spesifikasi Sand Filter (SF-101)

Alat Sand Filter

Kode SF-101

Fungsi Menyaring kotoran-kotoran yang terbawa air

Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk

torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.

Kapasitas 40,348 m3/jam

Dimensi Diameter 5,49 m

Tinggi 4,88 m

Tebal shell (ts) 0,4375 in

Tebal head (th) 0,50 in


Waktu Backwash 0,695 menit

Jumlah 4 buah (1 cadangan)

e. Hot Basin (HB-101)

Fungsi : Menampung air proses yang akan didinginkan di Cooling

Tower

Jenis : Bak beton berbentuk rectangular

1. Menentukan Volume Bak

Massa air = Kebutuhan air pendingin + Make up air pendingin

= 40797,4103 kg/jam

Flow rate = 41.00242 m3/jam


Over design = 20 %

Volume = 1,2 × 41.00242 m3/jam ×1 jam

= 49,2029 m3

2. Menentukan Dimensi Hot Basin

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


Dimana :

A = luas permukaan bak, m3

Qc = laju alir, m3/jam

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

2

Diambil overflow rate 500 gal/jam-ft2

Sehingga :

A = 89,886 ft2

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

Diambil d = 16 ft = 4,88 m

Panjang (L) = 4 W

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

= 9,69 ft = 2,95 m

L = 38,76 ft = 11,81 m

Spesifikasi Hot Basin (HB–101) ditunjukkan pada Tabel D.9.

Tabel D.9 Spesifikasi Hot Basin (HB–101)

Alat Hot Basin

Kode HB-101

Fungsi Manampung air yang akan didinginkan di Cooling Tower


Dimensi Panjang 11,81 M

Lebar 2,95 M

Kedalaman 4,88 M

Jumlah 1 buah

f. Cold Basin (CB-101)


Fungsi : Menampung air keluaran dari Cooling Tower dan make up

water dari filtered water tank

Jenis : Bak beton berbentuk rectangular

Dengan perhitungan yang sama dengan Hot Basin diperoleh spesifikasi

sebagai berikut :

Tabel D.10 Spesifikasi Cold Basin (CB–101)

Alat Cold Basin

Kode CB-101

Fungsi Menampung air keluaran dari Cooling Tower dan

make up water dari filtered water tank



Lebar 2,95 m

Kedalaman 4,88 m

Jumlah 1 buah

g. Cooling Tower (CT-101)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin yang telah digunakan oleh

peralatan proses dengan menggunakan media pendingin

udara dan mengolah dari temperatur 45 oC menjadi 30

oC

Tipe : Inducted Draft Cooling Tower

Sistem : Kontak langsung dengan udara di dalam cooling tower

(fan)

Ukuran cooling tower merupakan fungsi dari :

Batasan pendingin (temperatur air panas minus temperatur air

dingin)

Pendekatan temperatur wet bulb (temperatur air dingin minus

temperatur basah)

Kuantitas air yang didinginkan

Temperatur wet bulb

Tinggi menara

1. Menentukan Dimensi Cooling Tower

Jumlah air yang harus didinginkan = Kebutuhan air pendingin

= 40797,4103 kg/jam

= 41.00242 m3/jam

=180,528 gpm

Digunakan udara sebagai pendingin dengan relative humidity

95 %

Suhu air masuk, T1 = 45 oC = 113

oF

Suhu air keluar, T2 = 30 oC = 86

oF

Suhu dry bulb udara Tdb = 30 oC = 86

oF

Suhu wet bulb udara, Twb = 22,2 oC = 71,96

oF

Temperature approach = T2 – Twb

= 7,8 oC = 46,04

oF

Cooling range = T1 – T2 = 15 oC = 59

oF

Konsentrasi air, Cw = 2,5 gal/min ft2

(Fig. 12.14, Perry's Handbook, 1997)

Dimensi menara

Luas menara = Q/Cw

= 2min/5,2

180,528

ftgal

gpm = 72,211 ft

2

Dimensi, P/L = 2

Sehingga diperoleh:

Lebar menara, L = 3,73 m

Panjang menara, P = 7,46 m

Berdasarkan Perry's Handbook, 1997, jika temperatur approach

7–11 oC, maka tinggi menara 4,6 – 6,1 m. Diambil tinggi

menara 4,9 m = 16,08 ft.

Dimensi basin

Holding time = ½ jam

Volume = 41.00242 m3/jam x ½ jam = 20,501 m

3

Lebar, L = 3,73 m

Panjang, P = 7,46 m

Tinggi = LxP

V =

m3,73x m46,7

3m 20,501 = 3,06 m

2. Menghitung Daya Motor Penggerak Fan Cooling Tower

Menghitung daya fan

Daya fan = fanEfisiensi

fanTenaga

Fan hp = 0,031 hp/ft2 (Fig. 12.15, Perry's Handbook, 1997)

Tenaga yang dibutuhkan = Luas cooling tower × 0,031 hp/ft2

= 72,211 ft2

× 0,031 hp/ft2

= 9,29 hp

Efisiensi fan = 75 %

Daya fan = 75,0

29,9= 12,38 hp

Menghitung daya motor penggerak fan cooling tower

Efisiensi motor dipilih 85 %.

Tenaga motor = 85,0

38,12 = 14,57 hp = 15 hp

3. Menghitung Kebutuhan Zat Aditif

Dispersant

Konsentrasi dispersant yang diijeksikan ke dalam Cooling

Tower = 0,05 % dari air umpan.

Konsentrasi dispersant di tangki penyimpanan = 1 %

Kebutuhan dispersant = 0,05 % × 40797,4103 kg/jam

= 84,457 kg/jam

Suplai dispersant ke cooling tower = 0,1

84,457

= 844,567 kg/jam

ρ dispersant = 995,68 kg/m3

Laju alir dispersant = 3kg/m68,959

kg/jam 44,5678

= 0,848 m3/jam

Asam Sulfat

Konsentrasi H2SO4 yang diijeksikan ke dalam cooling tower =

0,01 % dari air umpan.

Konsentrasi H2SO4 di tangki penyimpanan = 98 %

Kebutuhan H2SO4 = 0,01 % × 40797,4103 kg/jam

= 16,891 kg/jam

Suplai H2SO4 ke bak penggumpal = 0,98

kg/jam891,16

= 17,236 kg/jam

ρ H2SO4 = 1.834 kg/m3

Laju alir H2SO4 = 3kg/m1.834

kg/jam 17,236

= 0,0094 m3/jam

Inhibitor

Konsentrasi inhibitor yang diijeksikan ke dalam cooling tower

= 0,01 % dari air umpan.

Konsentrasi inhibitor di tangki penyimpanan = 1 %

Kebutuhan inhibitor = 0,01 % × 40797,4103 kg/jam

= 407,97 kg/jam

Suplai inhibitor ke bak penggumpal = 0,10

kg/jam 407,97

= 4079,7 kg/jam

ρ inhibitor = 2.526,042 kg/m3

Laju alir inhibitor = 3kg/m042,526.2

kg/jam 4079,7

= 0,067 m3/jam

4. Menghitung Make-Up Water

Wc = aliran air sirkulasi masuk Cooling Tower = 41.00242 m3/jam

Water evaporation (We)

We = 0,00085 Wc x (T1-T2) (Eq. 12.10, Perry's, 1997)

= 0,00085 x 41.00242 m3/jam x 15 K

= 21,691 m3.K/jam

Water drift loss (Wd) = 0,002 x Wc

= 0,002 x 41.00242 m3/jam

= 0,340 m3/jam

Water blowdown (Wb) = Wc/( S-1 )

S = rasio klorida dalam air sirkulasi terhadap air make up 3–5,

diambil S = 5

Wb = 1-5

/jam3m129,170

= 21,266 m3/jam

Wm = We + Wd + Wb

= (21,691 + 0,340 + 21,266) m3/jam

= 43,298 m3/jam

Spesifikasi Cooling Tower (CT-101) ditunjukkan pada Tabel D.11.

Tabel D.11 Spesifikasi Cooling Tower (CT-101)

Alat Cooling Tower

Kode CT-101

Fungsi Mendinginkan air pendingin yang telah digunakan

oleh peralatan proses dengan menggunakan media

pendingin udara dan mengolah dari temperatur

45 oC menjadi 30

oC

Tipe Inducted Draft Cooling Tower

Kapasitas 41.00242 m3/jam


Lebar 3,73 m

Tinggi 4,60 m

Tenaga motor Daya fan 15 hp

Bahan Konstruksi Beton

Jumlah 1 buah

h. Cation Exchanger (CE – 101)

Fungsi : Menghilangkan ion-ion positif yang terlarut dan

menghilangkan kesadahan air

Tipe : Tangki silinder vertikal diisi dengan resin penukar ion

1. Menghitung Luas Permukaan Resin

V Air masuk = kebutuhan + make up air boiler

= 1648.902 kg/jam

= 16,489 m3/jam

= 393 gpm

Siklus regenerasi = 8 jam

Total kation inlet = 62 ppm = (1 grain/gallon = 17,1 ppm)

Total kation outlet = 0 ppm

Kation hilang = 100 %

Kation exchanger = Asam lemah (weakly acid, metilen akrilat)

Kondisi operasi :

Temperatur = 30 oC (Tabel 16-6, Perry's Handbook, 7th ed, 1997)

pH = 6-8 (Tabel 16-19, Perry's Handbook, 7th ed, 1997)

Kapasitas resin = 0,75 eq/L

= 16,35 kgrain CaCO3/ft3 resin

= 16,35 kg/m3

Maksimum flow = 8 gpm/ft2

Densitas resin, ρ = 0,95 kg/L

= 59,307 lb/ft3

Contoh kationnya = CaCO3 (Ca2+

)

Ca2+

yg hilang = kation hilang (%/100) x laju alir air (gpm) x total

kation inlet (kgrain/gallon) x siklus regenerasi

(menit).

= 860 0,0036298,252%100

= 439,088 kgrain

Kebutuhan resin = resinkapasitas

(kgrain)hilangyangzat

= 35,16

439,088

= 26,86 ft3

= 0,76 m3

Luas permukan resin :

Aresin = Laju alir air : flowrate max

= 8

252,298

= 31,537 ft2

2. Menghitung Diameter Cation Exchanger

D = 14,3

2537,314 ft

= 6,34 ft = 1,93 m = 76,04 in

Diambil diameter standar = 77 in = 1,96 m

Tinggi bed resin = kebutuhan resin : luas permukaan resin

= 929,2

0,761

= 0,259 m

= 0,852 ft

3. Menghitung Tinggi Cation Exchanger

Tinggi tangki total = Tinggi bed total + Ruang kosong

Ruang kosong = 75 % × Tinggi bed (untuk ekspansi saat

regenerasi)

= 0,195 m

Lapisan pasir = 50 % × Tinggi bed

= 0,129 m

Graver dirancang dari anitrofit dengan tebal/tinggi 12-14 in

(Powell, 1954).

Dipilih tinggi = 13 in = 0,3302 m

Tinggi bed total = H bed resin + H bed pasir + H bed gravel

= (0,259 + 0,129 + 0,330) m

= 0,719 m

= 2,361 ft

Tinggi shell, Hs = H bed total + H ruang kosong

= (0,719 + 0,195) m

= 0,914 m

= 2,999 ft

4. Menghitung Tekanan Desain

Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki

digunakan persamaan Jansen :

PB = (Mc. Cabe and Smith, 1985)

Dimana:

PB = tekanan vertikal pada dasar tangki (psi)

ρB = densitas material, lb/ft³ = 59,307 lb/ft³

μ = koefisien friksi, 0,35 - 0,55 ; dipilih, μ = 0,4

K = rasio tekanan, 0.3 -0.6 ; dipilih, K = 0,5

ZT = tinggi total bahan dalam tangki, ft

R = jari-jari tangki =1/2 D, ft

Diperoleh PB = 121,28 lb/ft2

= 0,842 psi

Tekanan lateral yg dialami dinding tangki (PL) = K × PB

= 0,421 psi

/RZK2μc

B

Te1Kμ2

g

gρR

Tekanan total (PT) = (0,842 + 0,421) psi

= 1,263 psi

Poperasi = 14,7 psi

Pdesain = 1,1 x (Poperasi + PT)

= 17,559 psi


(Brownell & Young, 1959, hal 254)

Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283

Grade C

f = 12.650 psi (Peters & Timmerhause, 1991)

E = 80 % (Brownell and Young, 1959, Tabel

13.2)

c = 0,125 in

ri = 38,5 in

Tebal shell = 0,25 in (Tebal standar = ¼ in)


OD = ID + (2 x ts)

= 77 in + (2 x 0,25) = 77,50 in

Dipilih OD standar: OD = 77,5

rc = 78

icr = 4, 75

icr

r3.

4

1w c

cP.6,0.f

r.Pt i

= 1,76 in

= 0,244 in (Tebal standar = ¼ in)

7. Menghitung Tinggi dan Volume Head

Untuk tebal dinding head = 1/4 in

Untuk th = ¼ in, dari Tabel 5.8 Brownell and Young Hal. 93, maka

sf = 1 ½ – 2 in, dan direkomendasikan sf = 2 in.

Depth of dish (b)

22

2icrIDicrrcrcb

(Brownell and Young, 1959, Hal. 87)

2

275,4

2 77

75,4 78 78

inb

b = 12,99 in

Tinggi head (OA)

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

= (0,25 + 12,99 + 2) in

= 15,24 in

= 1,27 ft

Volume tanpa bagian sf

cP2,0f2

w.r.Pt c

h

V = 0,0000439 × ID3

= 0,0000439 × 6,423

= 1,29 x 10-2

ft3

= 3,66 x 10-4

m3

Volume pada sf

Vsf = 0,25 × π × r2 × sf

= 0,25 × 3,14 × (6,42/2)2 × 0,051

= 0,038 m3

V total = V pada sf + V tanpa sf

= 0,0385 m3

Regenerasi Resin

Menghitung kebutuhan regeneran

Regeneran yang digunakan adalah asam sulfat konsentrasi 4 %

volume (Tabel 16-19, Perry's Handbook, 7th ed, 1997).

Kapasitas regeneran = 6,875 lb regeneran/ft³ resin

Kebutuhan teoritis = Kapasitas regeneran × Kebutuhan

= 6,875 lb regeneran/ft³ resin × 26,86 ft3

= 184,632 lb regeneran

Kebutuhan teknis = 110 % × Kebutuhan teoritis

= 110 % x 184,632

= 203,095 lb regeneran

= 92,122 kg

Menghitung waktu regenerasi

Densitas regeneran = 8,526 lb/gallon

Flowrate regenerasi = 5 gpm/ft² (Powell, 1954)

Waktu pencucian = 10 menit

Volume regeneran = regenerandensitas

teknisKebutuhan

= 0,0902 m3

= 23,822 gal

Flowrate air pencuci = 5 gpm/ft² (Powell, 1954)

Waktu regenerasi = sinreLuasFlowrate

regeneranVolume

= 22 ft54,31gal/minft5

gal 23,822

= 0,151 menit

Waktu pembilasan = 5 menit

Total waktu = 15,151 menit

Menghitung jumlah air pencuci dan pembilas (Vbw)

Vbw = (t pencucian + t pembilasan ) × Flowrate regenerasi ×

Luas resin

= (10 + 5) menit × 5 gpm/ft² x 31,54 ft²

= 2.365,298 galon/shift

Spesifikasi Cation Exchanger (CE –101) ditunjukkan pada Tabel D.12.

Tabel D.12 Spesifikasi Cation Exchanger (CE-101)

Alat Cation Exchanger

Kode CE-101

Fungsi Menghilangkan ion-ion positif yang terlarut dan



Torisperical


Dimensi Diameter shell (D) 1,960 M

Tinggi shell (Hs) 0,914 M

Tebal shell (ts) 0,250 In

Tebal head (th) 0,250 In

Tinggi atap 0,387 M


Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316


i. Anion Exchanger (AE – 101)

Fungsi : Menghilangkan ion-ion negatif yang terlarut

dan menghilangkan kesadahan air

Tipe : Tangki silinder vertikal diisi dengan resin

penukar ion

Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Cation Exchanger

(CE-101), diperoleh spesifikasi Anion Exchanger (AE-101) sebagai

berikut :

Tabel D.13 Spesifikasi Anion Exchanger (AE – 101)

Alat Anion Exchanger

Kode AE-101

Fungsi Menghilangkan ion-ion negatif yang terlarut dan



torisperical


Dimensi Diameter shell (D) 2,08 m

Tinggi shell (Hs) 0,57 m



Tinggi atap 0,37 m




j. Deaerator (DA-401)

Fungsi : Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air, seperti: O2 dan

CO2, agar korosif dan kerak tidak terjadi, diinjeksikan

hydrazine (O2 scavanger) serta senyawaan fosfat

Jenis : Tangki horizontal dengan head berbentuk ellips dilengkapi

sparger

1. Menghitung Volume Deaerator

Jumlah air umpan boiler = 1648.902 kg/jam

Kecepatan volumetrik air = 16,489 m3/jam

Densitas air = 992,86 kg/m3

= 61,98 lbm/ft3

Waktu tinggal = 15 menit = 0,25 jam

Volume air = 16,489 m3/jam × 0,25 jam

= 3,362 m3

Over design = 20 %

Volume kolom = 4,034 m3

2. Menentukan Dimensi Tangki

Volume tutup atas torrispherical flanged and dished head.

Vd = 0,1039D3 (Wallas)

V tangki = V shell + V torrispherical

= ¼ π D2 H + 0,1039D

3 + 0,1039D

3

Diambil Hs/D = 5

Vkolom = (3,14/4).D2 (5D) + 0,2078D

3

4,034 m3 = 4,1348 D

3

Sehingga :

D = 0,992 m = 3,254 ft = 39,048 in

Digunakan diameter standar :

D = 3,5 ft = 42 in = 1,067 m

Hs = 17,5 ft = 210 in = 5,334 m

Bahan isian : rasching ring metal

Packing size = 1 in

packing factor, Fp = 115 (Tabel 11.2 Coulson, 1985:482)

Kecepatan air (kebutuhan air untuk steam), Lw :

Lw = 13.350,795 kg/jam

= 3,709 kg/s kecepatan steam

Vw = 10 % × 13.350,795 kg/jam

= 1.335,071 kg/jam = 0,371 kg/s

ρL = 992,856 kg/m3 = 61,982 lb/ft

3

ρv = 29,073 kg/m3 (Chemcad)

μL = 0,0008 kg/m.s

L

V

w

w

LVρ

ρ

V

LF

= 1,711

ΔP = 15 - 50 mm H2O/m packing (Coulson, 1985:492)

Dari Fig. 11.44 Coulson hal 492, diambil ΔP = 15 mm H2O/m

packing.

Didapat K4 = 0,18

Pada flooding K4 = 80 % (Coulson, 1985:492)

% flooding = %10080,0

18,0 = 47,43 % (< 85 % memuaskan)

h = HETP = D0,3

(Pers. 4-84, Ulrich, 1984:196)

= (3,5 ft)0,3

= 1,456 ft = 0,44 m = 17,47 in

ρ metal = 490 lbm/ft3


P abs = P operasi + P hidrostatis (Pers 3.17, Brownell, 1959:46)

P abs = 14,7 + 144

1)ρ(h

= 14,7 + 7,102 psi

= 21,802 psi

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

1988:637). Tekanan desain yang dipilih 10 % di atasnya.

P desain = 1,1 × P abs

= 1,1 × 21,802 psi

= 23,98 psi


C0,6Pf.E

P.rt s

(Pers. 13.1 Brownell and Young, 1959)

Dimana :

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 Grade C

P = tekanan desain = 23,98 psi

f = allowable stress = 12.650 psi (Tabel 13.1 Brownell, 1959:251)

E = 80 % (joint eficiency tipe double welded butt joint)

ri = jari-jari dalam shell = 21 in

C = corrosion allowance = 0,125 in/10 tahun

Diperoleh ts = 0,1748 in

Digunakan ts standar = 0,1875 in

Standardisasi OD :

OD = ID + 2 t

= 42 + (2 × 0,1875)

= 42,375 in

Dipilih OD standar = 48 in ; rc = 48 in ; icr = 3 in


= )) 98,231,0(-0,8) (12.650

21 98,23885,0

+ 0,125 in

= 0,222 in

Dipakai th standar 0,250 in.

Spesifikasi deaerator (DA-401) ditunjukkan pada Tabel D.14.

Tabel D.14 Spesifikasi Deaerator (DA-401)

Alat Deaerator

Kode DA-401

Fungsi Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air, seperti:

O2 dan CO2, agar korosif dan kerak tidak terjadi,

diinjeksikan hydrazine (O2 scavanger) serta

senyawaan fosfat.

Bentuk Tangki horizontal dengan head berbentuk ellips

dilengkapi sparger.

Bahan Isian Rasching ring metal

Diameter packing 1,00 in

Tinggi bed 0,44 m

Diameter bed 1,07 m



cP1.0.f

r.P.885,0t c

h




Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C

Jumlah 1 buah

k. Boiler

Fungsi alat : Untuk membangkitkan Hgh pressure steam

Tipe boiler : Water tube (Tabel. 4.8, Urich, 1984:109)

Kondisi operasi :

Tekanan = 8581 kPa

Temperatur = 300 oC

Jumlah steam yg dibutuhkan, ms = 1648.902 kg/jam

= 16,489 m3/jam

Dipergunakan bahan bakar solar

Densitas = 870 kg/m3 (Tabel 6-3, Ulrich, 1984:332)

Kebutuhan bahan bakar sebagai berikut :

Fxeb

hhmm

fs

f

)(

Keterangan :

mf = massa bahan bakar yang dipakai, lb/jam

ms = massa uap yang dihasilkan, lb/jam

Hv = entalpi dari uap air Btu/lb

Hf = entalpi dari liquid, Btu/lb

Pada T = 300 oC

Hv = 2.706,3 kJ/kg = 1.163,501 Btu/lb

Hf = 503,71 kJ/kg = 216,557 Btu/lb

eb = efisiensi boiler = 90 % (Tabel 4.8, Urich, 1984:109)

F = nilai kalor bahan bakar (Tabel 6-3, Ulrich, 1984:332)

F = 42 MJ/m3 = 42000000 J/kg

= 726.420,968 Btu/lbm

mf = Btu/lb 968,420.26790,0

Btu/lb )557,216501,163.1(lb/jam 4323.767,73

= 287,321 lbm/jam

= 468,951 kg/jam = 212,712 m³/jam = 244,497 liter/jam

Daya boiler:

5,343,970

)(

ff hhmhp

= 34,5970,3

Btu/lb 216,557)-(1.163,501lb/jam 468,951

= 1,327 hp

= 2 hp

Kapasitas boiler :

1000

)( fs hhmQ

= 306.590,035 Btu/jam

= 323.469,625 kJ/jam

Kebutuhan air = 1,2 × Jumlah steam

= 1,2 x 1648.902 kg/jam

= 1762,30,498 kg/jam

= 1774,98 m3/jam

Heating surface :

1 hp boiler = 10 ft2

Heating surface total = 10 × hp boiler

= 10 x 1,326 hp

= 13,266 ft2

= 1,232 m

2

Spesifikasi Boiler ditunjukkan pada Tabel D.15.

Tabel D.15 Spesifikasi Boiler

Alat Boiler

Fungsi Menghasilkan low pressure steam untuk

keperluan proses

Tipe Water tube boiler

Jenis Steam Low pressure satureted steam

Heating surface 1,232 m2

Kapasitas 323.469,625 kJ/jam

Bahan Bakar Solar

Kebutuhan BBM 0,244 m3/jam

Power 2 hp

Jumlah 1 buah

l. Filter Water Tank (TP-104)

Fungsi alat : Untuk menampung air keluaran sand filter

Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)

dan atap (head) berbentuk kerucut (conical)

Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm

Temperatur : 30 oC = 86

oF

1. Menghitung Volume Tangki

Kebutuhan air proses = Air output sand filter

= 40,3448 m3/jam = 40344,8 kg/jam


V H2O = Jumlah air x Waktu tinggal

= 40,3448 m3/jam x 1 jam = 40,3448 m

3

Safety factor = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991, Hal:37)

Volume tangki = 1,2 x V H2O

= 1,2 x 40,3448 m3

= 48,328 m3

2. Menghitung Diameter dan Tinggi Tangki

Rasio H/D yang di ambil adalah rasio yang memberikan luas

tangki yang paling kecil. Berdasarkan Tabel 4-27, Ulrich, 1984,

dimana Hs/D < 2. Berdasarkan Brownell and Young, untuk large

tank berlaku :

D = 8H/3

H = 0,375 D

V = 1/4 x π x D2 x H

D = ((4V)/(π x H))0,5

= ((32V)/(3μ))0,5

Sehingga diperoleh: D = 11,08 m = 36,34 ft

H = 4,15 m = 13,63 ft

Nilai standar (Brownell and Young, App. E, Item 1, Hal. 346) :

D = 40 ft = 12,19 m = 480 in

H = 12 ft = 3,66 m = 144 in

Maka,

Volume tangki = 15,079,645 ft3 = 427,008 m

3

Diperoleh data (Brownell and Young, App. E, Item 2, Hal. 347) :

Number of courses = 2

Lebar plate standar = 6 ft



H liquid = (Vliquid / Vtangki) x H tangki

= (427,008 m3/333,607 m

3) x 3,66 m

= 2,86 m = 9,38 ft = 112,50 in

Dimana ρ = 992,856 kg/m3 = 61,982 lb/ft

3

Dimana, Phidrostatis :

P hidrostatis = 144

cL g

gH

(Pers. 3.17, Brownell, 1959)

= 4,035 psi

P operasi = 14,7 psi

Maka, Pabs = 18,735 psi

Tekanan desain 5-10 % diatas tekanan absolut (Coulson, 1988,

Hal:637). Tekanan desain yang dipilih 5 % diatasnya. Tekanan

desain pada ring ke-1 (paling bawah) :

Pdesain = 1,05 x 18,735 psi = 19,67 psi

Tabel D.16 Hasil perhitungan Pdesign pada berbagai ketinggian

cairan :

Course Hliquid (ft) Phid (psi) Pabs (psi) Pdesain (psi)

1 9,375 4,035 18,735 19,67

2 3,375 1,453 16,153 16,96

4. Menentukan Tebal Plate

Keterangan :

F = 12.650 (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -20 -

650 oF)

E = 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld)

C = 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217)

Maka,

ts =

125,067,196,08,0650.12

248067,19

ts = 0,592 in

Diambil tebal plate standar = 10

/16 in

CPEf

riPts

6,0.

.

5. Menentukan Panjang Plate

Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan

adalah :

L =

Keterangan :

L = panjang plate, in

Do = diameter luar shell, in

n = jumlah plate

Weld length = Banyak plate pada sekeliling plate x Banyak

sambungan pengelasan vertikal

= n x Butt welding

Panjang shell untuk course 1 :

Do = Di + (2 x ts)

= 480 + (2 x (10

/16))

= 481,25 in

n = 2 buah

Butt welded = 0,156 (Brownell and Young, Hal. 254)

Maka,

L =

= 62,99 ft

n

weldDo

12.

length) (-π.

2 12

0,156)2(-25,4813,14

6. Desain Atap

Perhitungan sudut elemen conis

Bentuk atap yang digunakan adalah conical (konis). Untuk roof

with large diameter yang menggunakan pengelasan lap joint,

minimal desain lap yang diizinkan adalah 1 in dengan tebal

plate minimal 3/16 in. Besar sudut elemen konis dihitung

dengan persamaan :

(Pers. 4.6, Brownell and Young, 1959)

Keterangan :

θ = sudut elemen konis dengan horizontal

D = diameter tangki, ft

t = tebal cone (head), in

Digunakan tebal konis (t) = 0,625 in

Maka, min sin θ = 0,149

θ = 8,559o

Pemeriksaan compressive stress yang diizinkan

f allowable =

Keterangan :

f allowable = compressive stress yang diizinkan, psi

t = tebal konis, in

r = jari-jari lekukan (curvature), in

Dimana, r =

= 315,273 ft

6 t 11,5x10 yield point

r 3

sin

6D

t

D

430sinmin

= 3.783,276 in

Yield point = 30.000

(Tabel 3.1, Brownell and Young, 1959, Hal. 37)

Maka, fallowable = 2.973,613

Dimana f allowable < (Yield point/3) = 2.973,613 < 10.000

Maka, tebal plate = 0,625 in dapat digunakan.

Perhitungan tinggi atap

Gambar D.2 Jari-jari lekukan untuk atap konis

Tinggi atap dapat dihitung dengan korelasi sudut pada gambar :

tan θ =

Dimana: tan θ = 0,151

Maka, H = 3,01 ft = 0,918 m

Menghitung tinggi total tangki penyimpanan air

H tangki = H shell + H roff

= 12 ft + 3,01 ft

= 15,01 ft

= 4,56 m

o90

r

2

D

90

sin

6D

horizontaldengan

koniselemensudut

D = diameter tangki,ft

r = jari-jari, in

h

D

H

21

7. Desain Lantai

Untuk memudahkan pengelasan dan mengizinkan terjadinya

korosi, pada lantai dipakai plat dengan tebal minimal ¼ in.

Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus

diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi

persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959).

Menghitung tekanan yang bekerja pada bottom

Menghitung compressive stress yang dihasilkan oleh berat

cairan

w = 2,205 lb

S1 = 0,000012 psi

Menghitung compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell

Keterangan :

X = tinggi tangki, ft = 15,01 ft

ρS = densitas shell = 489 lb/ft3 (Tabel 6, Peter and

Timmerhaus)

Maka,

S2 = 50,97 psi


21

41

iD

wS

1442

sXS

144

48901,152

S

St = S1 + S2

= (0,000012 + 50,97) psi

= 50,972 psi


St < Tegangan bahan plat (f) x Efisiensi pengelasan (E)

50,972 < 14.000 (memenuhi)

Tabel D.17 Spesifikasi Filtered Water Tank (TP-104)

Alat Filtered Water Tank

Kode TP-104

Fungsi Menampung air keluaran sand filter sebanyak

40,3448 m3/jam


bottom) dan atap (head) berbentuk conical





Tinggi atap 0,9175 m

Tebal lantai 0,1875 in

Jumlah courses 2 buah

Tutup atas Bentuk conical

Tekanan desain 19,67 psi

Tebal head 0,625 in


Jumlah 1 buah

m. Tangki Air Domestik

Fungsi alat : Tempat penyimpanan bahan baku air untuk keperluan

umum dan sanitasi





oF

Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank

(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Domestik sebagai berikut :

Tabel D.18 Spesifikasi Tangki Air Domestik

Alat Tangki Air Domestik

Fungsi Tempat penyimpanan bahan baku air untuk

keperluan umum dan sanitasi



Kapasitas 33,64 m3




Tinggi atap 0,8425 m


Jumlah courses 2 Buah



Tebal head 0,3125 in


Jumlah 1 buah

n. Tangki Air Hydrant

Fungsi alat : Tempat penyimpanan air untuk keperluan pemadam

kebakaran pada suhu 30 oC dan pada tekanan

atmosferik selama 7 hari





oF


(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Hydrant sebagai berikut :

Tabel D.19 Spesifikasi Tangki Air Hydrant

Alat Tangki Air Hydrant

Fungsi Tempat penyimpanan air untuk keperluan pemadam

kebakaran pada suhu 30 oC dan pada tekanan

atmosferik selama 7 hari



Kapasitas 2,55 m3




Tinggi atap 0,091 m





Tebal head 0,25 in


Jumlah 1 buah

o. Tangki Air Kondensat (TP-301)

Fungsi alat : Tempat penyimpanan air kondensat





oF


(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Kondensat (TP-301)

sebagai berikut :

Tabel D.20 Spesifikasi Tangki Air Kondensat (TP-301)

Alat Tangki Air Kondensat

Kode TP-310

Fungsi Tempat penyimpanan air kondensat



Kapasitas 4.270,079 m3




Tinggi atap 2,31 m





Tebal head 1,00 in


Jumlah 1 buah

p. Tangki Air Boiler (TP-402)

Fungsi alat : Tempat penyimpanan air untuk bahan baku umpan

boiler





oF


(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Boiler sebagai berikut :

Tabel D.21 Spesifikasi Tangki Air Boiler

Alat Tangki Air Boiler

Kode TP-402

Fungsi Tempat penyimpanan air untuk keperluan umpan

boiler pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik

selama 1 hari







Tinggi atap 1,52 m





Tebal head 1,50 in


Jumlah 1 buah

q. Tangki Asam Sulfat (TP-302)

Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menyimpan asam sulfat

konsentrasi 98 % selama 30 hari sebagai regenerasi

resin penukar kation dan injeksi ke cooling tower





oF


(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Asam Sulfat (TP-302) sebagai

berikut.

Tabel D.22 Spesifikasi Tangki Asam Sulfat (TP-302)

Alat Tangki Asam Sulfat

Kode TP-302

Fungsi Menyiapkan dan menyimpan larutan asam sulfat

konsentrasi 98 % selama 30 hari sebagai regeneran

resin penukar kation dan injeksi ke cooling tower



Kapasitas 16,013 m3




Tinggi atap 0,21 m




Tebal head 0,25 in


Jumlah 1 buah

r. Tangki Air Demin (TP-303)

Fungsi alat : Tempat menampung air demin keluaran Anion

Exchanger





oF


(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Demin (TP-303) sebagai

berikut :

Tabel D.23 Spesifikasi Tangki Air Demin (TP-303)

Alat Tangki Air Demin

Kode TP-303

Fungsi Menampung air demin keluaran anion exchanger

pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik

selama 1 hari




Dimensi Diameter shell (D) 18,288 M

Tinggi shell (Hs) 7,315 M

Tebal shell (ts) 1,000 In

Tinggi atap 1,288 M

Jumlah courses 3 Buah



Tebal head 1,000 in


Jumlah 1 buah

s. Tangki Air Proses

Fungsi alat : Tempat menampung air proses keluaran tangki air

demin





oF


(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Proses sebagai berikut :

Tabel D.24 Spesifikasi Tangki Air Proses

Alat Tangki Air Proses

Fungsi Menampung air proses keluaran dari tangki air demin

pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik

selama 1 shift (8 jam)







Tinggi atap 0,918 m




Tebal head 0,625 in


Jumlah 1 buah

t. Tangki Alum (TP-101)

Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan alum

konsentrasi 55 % volume selama 1 minggu untuk

diinjeksikan ke dalam bak penggumpal (BP)



Diketahui :

Tekanan = 101,15 kPa = 1 atm

Temperatur = 30 oC = 86

oF

Konsentrasi alum di storage = 55 % (Sumber: Data MSDS)

Kebutuhan alum = konsentasi alum di BP x laju alir air di BP

= 43,708 kg/jam

Supplay alum ke BP = kebutuhan alum/konsentrasi alum di storage

= 79,469 kg/jam

Densitas alum = 1.307 kg/m3

Laju alir alum = supplay alum ke BP/densitas alum

= 0,0608 m3/jam


Volume tangki :

Overdesign = 20 %

Volume tangki = (100/80) x 0,0608 m3/jam x 7 hari x 24 jam

= 12,258 m3

Dimensi tangki :

H/D = 1,2

Vtangki = Vshell + (2 x Vhead)

12,258 m3

= (¼ π D2 H) + (2 x 0,000049 D

3)

12,258 m3

= (¼ x 3,14 x 1,2) D3

+ (2 x 0,000049 D3)

12,258 m3

= 0,9421D3

D

= 3

1

9421,0

258,12

= 2,35 m

Sehingga diperoleh :

D = 92,59 in

H = 1,2 x 92,59

= 111,12 in

Diambil standar :

Dstantar = 93 in

= 7,75 ft

= 2,36 m

Hstantar = 112 in

= 9,33 ft

= 3,54 m

Menghitung Tekanan Desain

= 2,35 m = 7,72 ft



P hidrostatis =144

cL g

gH


= 4,37 psi






Pdesain = 1,05 x 19,07 psi = 20,03 psi

Tabel D.25 Hasil perhitungan Pdesain setiap courses

Courses HL (ft) Phidrostatis (psi) Pabsolute (psi) Pdesain (psi)

1 7,72 4,37 19,07 20,03

2 1,72 0,05 14,75 15,49

Menentukan Tebal Shell

(Pers. 14.31, Brownell, 1959:275)

Keterangan :

ts = tebal dinding shell, in

P = tekanan desain, psi

ri = jari-jari tangki, in


Digunakan material Carbon Steel SA-283 Grade C = 12.650

(Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -20-650

oF)

CPEf

riPts

6,0.

.

E = efisiensi sambungan

= 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld)

C = korosi yang diizinkan

= 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217)

Maka,

ts = 0,233 in

Tabel D.26 Hasil perhitungan tebal shell setiap courses

Courses t (in) ts standar (in)

1 0,217 0,25

2 0,196 0,25

Desain Atap

Gambar D.3 Torrispherical Dishead Head

Tabel 5.7, Brownel & Young, Hal : 91, untuk nilai

OD = 93,5 in

icr = 5,875 in

r = 96 in

Menentukan tebal head

(Brownell & Young, 1959, Hal.

138)

Keterangan :

OD

ID

AB

icr

b = tingi

dish

a

t

r

OA

sf

C

CPEf

WrPth

2,02

th = tebal head, in

r = radius crown, in

W = faktor intensifikasi stress

W =

= 1,38

Maka,

th = 0,256 in

Digunakan dalam keadaan standar :


Tebal bottom = 0,3125 in

Menentukan tinggi head

Dari Tabel 5.6, Brownel & Young, Hal. 88, untuk nilai th =

0,3125 in maka sf = 1,5 – 3.

Dipilih : sf = 3 in

Menentukan BC

BC = r + icr = 101,88 in

Menentukan AB

AB = (ID/2) – icr = 40,42 in

Menentukan b

= 3,3838 in

= 3,76 in

Menentukan OA

icr

rc3.4

1

22 )()( ABBCrb

OA = th + b + sf

= 5,80 in

Tinggi total, Ht = Hs + Hhead

= 8,20 ft = 2,49 m

Perancangan Pengadukan

Daya motor

Daya motor yang digunakan = motorEfisiensi

inputDaya

Kebutuhan daya teoritis

P = Np. ρmix. N3.Di

5 (Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)

Keterangan :

P = power (W)

Np = Power Number

N = kecepatan impeller (rps)

ρmix = densitas larutan

= 1.307 kg/m3 = 81,593 lb/ft

3

DI = diameter impeller, m

NRe = mix

Imix DN

2

.. (Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)

Viskositas campuran:

μmix = 19,626 cp = 0,0196 kg/m.s

Jumlah pengaduk yang dibutuhkan

N = ID

WELH

(Rase, Pers. 8.9, Hal. 345, 1977) :

Keterangan :

ID = diameter dalam tangki, ft

WELH = water equivalent liquid height

= Tinggi cairan (H) x sp. Gr

Tinggi cairan (H) = 2,798 ft = 0,853 m

Densitas air pada 4 oC = 1.000 kg/m

3

Densitas larutan = 1.307 kg/m3

Spesific gravity (sg) = air

laru

tan

= 3kg/m1.000

3kg/m307.1

= 1,307

WELH = 0,853 m x 1,307

= 1,115 m

Jumlah pengaduk, n = ID

WELH

= m72,7

m115,1

= 0,144 (dipakai 1 buah pengaduk)

Kecepatan putaran pengaduk dicari dengan persamaan

berikut :

N = m)7,72 x (2)

,115m1

m72,73,14

600

I2.D

WELH

Iπ.D

600

N = 39,27 rpm = 0,65 rps

NRe = mix

mixI ND

..2

(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)

=smkg

mkgrpsm

./0196,0

)/307.1)(65,0()72,7( 32

= 243.235,651

Dari Figure 3.4-4 Geankoplis, untuk six blade turbine, Np

=1,5.


P =

)17,32550(

...53

x

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

= 32,17x550

5,72m)7( x 3rps) (0,65 x 3.307kg/m1 x 1,5

= 0,143 hp

Daya yang hilang (gland loss)

Philang = 10 % Pteoritis (MV. Joshi)

= 0,1 x 0,143 hp

= 0,0143 hp

Daya input

Pinput = Pteoritis + Philang

= 0,143 hp + 0,0143 hp

= 0,157 hp

Efisiensi motor (η)


Daya motor yang digunakan

P = 0,15780

100x hp

= 0,196 hp

Dipakai daya (P) = 1 hp

Tabel D.27 Spesifikasi Tangki Alum (TP-101)

Alat Tangki Alum

Kode TP-101

Fungsi Menyiapkan dan menyimpan larutan alum

konsentrasi 55 % volum selama 7 hari untuk

diinjeksikan ke dalam bak penggumpal.



Kapasitas 12,258 m3




Tinggi atap 5,80 in




Tebal head 0,3125 in


Jumlah 1 buah

u. Tangki Kaporit (TP-102)

Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan kaporit

konsentrasi 30 % volume selama 3 hari untuk

diinjeksikan ke dalam bak penggumpal





oF

Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Alum (TP-

101), diperoleh spesifikasi Tangki Kaporit (TP-102) sebagai berikut :

Tabel D.28 Spesifikasi Tangki Kaporit (TP-102)

Alat Tangki Kaporit

Kode TP-102

Fungsi Menyiapkan dan menyimpan larutan Kaporit

konsentrasi 30 % volume selama 3 hari untuk

diinjeksikan ke dalam bak penggumpal.



Kapasitas 72,397 m3




Tinggi atap 1,444 m

Tebal Head 0,375 in




Power motor 1 hp


Jumlah 1 buah

v. Tangki Dispersant (TP-202)

Fungsi alat : Tempat penyimpanan dispersant untuk diinjeksikan ke

cooling tower


dan atap berbentuk torrispherical



oF

Menghitung Volume Tangki

Konsentrasi dispersant di Cooling Tower = 0,05 %

Konsentrasi dispersant di Storage = 10 %

Kebutuhan dispersant di Cooling Tower = Konsentrasi dispersant

di cooling tower x Jumlah air di cooling

tower

= 84.457 kg/jam

Suplai dispersant 10 % ke cooling tower = Kebutuhan dispersant /

Konsentrasi dispersant di storage

= (84,457 kg/jam)/10 %

= 844,567 kg/jam

Densitas dispersant = 995,68 kg/m3

Jumlah dispersant = Suplai dispersant 10 %/Densitas dispersant

= 844,567 kg/jam/995,68 kg/m3

= 0,848 m3/jam


V dispersant = Jumlah dispersant x Waktu tinggal

= 0,848 m3/jam x 7 hari x 24 jam

= 71,252 m3

Safety factor = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991, Hal:37)

Volume tangki = 1,2 x V dispersant

= 1,2 x 71,252 m3

= 85,502 m3

Menghitung Diameter dan Tinggi Tangki

Tutup atas tangki = torrispherical

Tutup bawah tangki = torrispherical

V tangki = V shell + (2 x V head)

= ¼ π ID2 H + (2 x 0,000049 ID

3)

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

yang paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat

dilihat pada tabel berikut.

Tabel D.29 Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki


3 Vhead, ft

3 Vsf, ft

3 Vtotal (ft

3)

1 0.1 26.0549 2.6055 1317.6668 1388.4805 1497.6486 133.2262 3019.3553

2 0.2 22.9364 4.5873 1186.3107 1894.4255 1021.6866 103.2432 3019.3553

3 0.3 20.9249 6.2775 1124.8433 2157.6590 775.7677 85.9286 3019.3553

4 0.4 19.4754 7.7902 1093.4941 2319.4625 625.4571 74.4357 3019.3553

5 0.5 18.3600 9.1800 1077.6756 2429.1693 524.0322 66.1538 3019.3553

6 0.6 17.4636 10.4782 1070.7738 2508.5414 450.9622 59.8517 3019.3553

7 0.7 16.7204 11.7043 1069.3667 2568.6829 395.8062 54.8662 3019.3553

8 0.72 16.5863 11.9422 1069.5577 2579.0074 386.3583 53.9896 3019.3553

9 0.73 16.5209 12.0602 1069.7022 2583.9892 381.8018 53.5643 3019.3553

10 0.74 16.4564 12.1778 1069.8776 2588.8563 377.3518 53.1472 3019.3553

Ditentukan H/ID = 0,7

H = 0,7 ID

Maka,

ID = 16,72 ft = 200,64 in = 5,09 m

H = 11,70 ft = 140,45 in = 3,56 m

Diambil nilai standar:

ID = 17 ft = 204 in

H = 12 ft = 144 in

Lebar plat standar = 6 ft

Jumlah plat = H/lebar plat

= 12/6 = 2 plat

Volume tangki =

=

= 2.723,761 ft3

Menghitung Tekanan Desain

= 4,05 m = 13,30 ft



P hidrostatis =144

cL g

gH


= 5,72 psi






Pdesain = 1,05 x 20,42 psi = 21,44 psi

Tabel D.30 Hasil perhitungan Pdesain setiap courses

Courses HL (ft) Phidrostatis (psi) Pabsolute (psi) Pdesain (psi)

1 13,30 5,72 20,42 21,45

2 7,30 3,14 26,15 27,46

3 1,30 0,56 5,72 6,01


(Pers. 14.31, Brownell, 1959:275)

Keterangan :

CPEf

riPts

6,0.

.

ts = tebal dinding shell, in

P = tekanan desain, psi

ri = jari-jari tangki, in


Digunakan material Mild Steel SA-7, SA-283 Grade C AISI

316

= 12.650 (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -

20 - 650 oF)

E = efisiensi sambungan

= 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld)

C = korosi yang diizinkan

= 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217)

Maka,

ts = 0,143 in

Diambil tebal shell standar = 0,1875 in.

Maka,

OD = ID + (2 x ts)

= 201,02 in

= 202 in (standar)

= 16,83 ft = 5,13 m

Desain Atap

OD

ID

AB

icr

b = tingi

dish

a

t

r

OA

sf

C

Gambar D.4 Torrispherical Dishead Head

Tabel 5.7, Brownel & Young, Hal : 91, untuk nilai

OD = 202 in

icr = 12,25 in

r = 170 in

Menentukan tebal head

(Brownell & Young, 1959, Hal.

138)

Keterangan :

th = tebal head, in

r = radius crown, in

W = faktor intensifikasi stress

W =

= 1,68

Maka,

th = 0,428 in

Digunakan dalam keadaan standar :


Tebal bottom = 0,50 in

Menentukan tinggi head

CPEf

WrPth

2,02

icr

rc3.4

1

Dari Tabel 5.6, Brownel & Young, Hal. 88, untuk nilai th =

0,25 in :

sf = 1,5 – 3

Dipilih : sf = 3 in

Menentukan BC

BC = r + icr = 182,25 in

Menentukan AB

AB = (ID/2) – icr = 89,75 in

Menentukan b

= 3,3838 in

= 11,38 in

Menentukan OA

OA = th + b + sf

= 14,88 in

= 0,38 m

Tinggi total, Ht = Hs + Hhead

= 158,88 in = 13,24 ft = 4,04 m

Perancangan Pengadukan

Daya motor

Daya motor yang digunakan := motorEfisiensi

inputDaya

Kebutuhan daya teoritis

P = Np. ρmix. N3.Di

5 (Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)

Keterangan :

22 )()( ABBCrb

P = power (W)

Np = Power Number

N = kecepatan impeller (rps)

ρmix = densitas larutan

= 995,68 kg/m3 = 62,1583 lb/ft

3

DI = diameter impeller, m

NRe = mix

Imix DN

2

.. (Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)

Viskositas campuran:

μmix = 12,112 cp = 0,012 kg/m.s

Jumlah pengaduk yang dibutuhkan

N = ID

WELH

(Rase, Pers. 8.9, Hal. 345, 1977) :

Keterangan :

ID = diameter dalam reaktor, ft

WELH = water equivalent liquid height

= Tinggi cairan (H) x sp. Gr

Tinggi cairan (H) = 13,30 ft = 4,05 m

Densitas air pada 4 oC = 1.000 kg/m

3

Densitas larutan = 995,68 kg/m3

Spesific gravity (sg) = air

laru

tan

= 3kg/m1.000

3kg/m68,995

= 0,9957

WELH = 4,05 m x 0,9957

= 4,04 m

Jumlah pengaduk, n = ID

WELH

= m18,5

m04,4

= 0,78 (dipakai 1 buah pengaduk)

Kecepatan putaran pengaduk dicari dengan persamaan

berikut :

N = m)(5,18 (2)

,04m4

m18,53,14

600

I2.D

WELH

Iπ.D

600

N = 23,005 rpm = 0,383 rps

NRe = mix

mixI ND

..2

(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)

=kg/m.s012,0

)3/(995,68)(0,3832m)(5,18 mkgrps

= 846.290,832

Dari Figure 3.4-4 Geankoplis, untuk six blade turbine, Np

=1,5.


P =

)17,32550(

...53

x

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

= 32,17x550

5,18m)5( x 3rps) (0,383 x 3kg/m68,995 x 1,5

= 17,77 hp

Daya yang hilang (gland loss)

Philang = 10 % Pteoritis (MV. Joshi)

= 0,1 x 17,77 hp

= 1,777 hp

Daya input

Pinput = Pteoritis + Philang

= 17,77 hp + 1,777 hp

= 19,55 hp

Efisiensi motor (η)


Daya motor yang digunakan

P = 55,1980

100x hp

= 24,44 hp

Dipakai daya (P) = 25 hp

Tabel D.31 Spesifikasi Tangki Dispersant (TP-202)

Alat Tangki Dispersant

Kode TP-202

Fungsi Tempat penyimpanan dispersant untuk diinjeksikan ke

Cooling Tower

Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan

atap (head) berbentuk torrispherical

Dimensi Diameter shell (D) 204 in

Tinggi shell (Hs) 144 in


Tinggi head 14,88 in

Tipe head Torrispherical Dished Head

Tebal head 0,50 in

Tipe pengaduk Six Blade Flat Turbine

Jumlah pengaduk 1 buah

Power Motor 25 hp

w. Tangki Inhibitor (TP-201)

Fungsi alat : Tempat penyimpanan inhibitor untuk diinjeksikan ke

Cooling Tower


dan head berbentuk torrispherical



oF

Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Dispersant

(TP-202), diperoleh spesifikasi Tangki Inhibitor (TP-201) sebagai

berikut :

Tabel D.32 Spesifikasi Tangki Inhibitor (TP-201)

Alat Tangki Inhibitor

Kode TP-201

Fungsi Tempat penyimpanan inhibitor untuk diinjeksikan ke

Cooling Tower

Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)

dan atap (head) berbentuk torrispherical

Dimensi Diameter shell (D) 240 in

Tinggi shell (Hs) 240 in



Tipe head Torrispherical Dished Head

Tebal head 2,00 in

Tipe pengaduk Six Blade Flat Turbine

Power Motor 58 hp

x. Tangki NaOH (TP-103)

Fungsi alat : Tempat penyimpanan soda kaustik untuk diinjeksikan ke

bak penggumpal dan anion exchanger


dan head berbentuk torrispherical



oF


(TP-202), diperoleh spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-103) sebagai

berikut :

Tabel D.33 Spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-103)

Alat Tangki soda kaustik

Kode TP-103

Fungsi Tempat penyimpanan soda kaustik untuk diinjeksikan ke

bak penggumpal dan Anion Exchanger

Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)




Power motor 1 hp

Jumlah 1 buah

y. Tangki Hidrazin (TP-401)

Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan hidrazin

selama 7 hari untuk diinjeksikan ke deaerator





oF


(TP-202), diperoleh spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-401) sebagai

berikut :

Tabel D.34 Spesifikasi Tangki Hidrazin (TP-401)

Alat Tangki Hidrazin

Kode TH-401

Fungsi Menyiapkan dan menyimpan hidrazin selama 7

hari untuk diinjeksikan ke deaerator


bottom) dan head berbentuk torrispherical

Kapasitas 29,475m3/jam








Jumlah 1 buah

3. Pompa Utilitas

a. Pompa Utilitas 1 (PU-01)

Fungsi : Memompa air sungai sebanyak 40180,91kg/jam ke Bak

Sedimentasi (BS-01).

Jenis : Centrifugal pump

Gambar D.5 Centrifugal pump

Alasan Pemilihan :








Friksi pada elbow

Friksi pada valve

Asumsi :



Menghitung Debit Cairan

Diketahui :

Laju alir massa, G = 40180,91 kg/jam = 20,236 kg/s

Densitas, ρ = 992,857 kg/m3

Viskositas, µ = 0,001 kg/m.s

Over desain = 10 %

G = 1,1 x 40180,91 kg/jam

= 44199,001 kg/jam

= 22,26 kg/s

Debit, Q :

Q = ρ

G

= 992,857

44199,001

= 80,712 m3/jam

= 0,022 m3/s

= 355,360 gpm

Dari Fig. 7.14 a & b Walas dan Tabel 10.17 Coulson untuk kapasitas

355,360 gpm digunakan pompa centrifugal tipe single- suction.

Gambar D.6 Jenis pompa berdasarkan kapasitas

Menghitung Diameter Pipa

Dopt = 226 x G0,52

x ρ-0,37

(Pers. 5.14 Coulson,1983)

= 226 x (22,260)0,52

x (992,857)-0,37

= 95,27 mm

= 3,751 in

Keterangan :




Dari Tabel.11. Kern, 1950 diperoleh :

NPS = 4 in

ID = 4,026 in (0,102 m)

OD = 4,5 in

A = 12,7 in2 (0,0082 m

2)

Menentukan Bilangan Reynold (NRe)

Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan :

NRe = μ

x ID x ρ v (Geankoplis, 1993, pers.4.5-5)

Keterangan :






Kecepatan aliran, v :

v = A

Q

= 0,0082

0,0022

= 2,736 m/s

Bilangan reynold, NRe :

NRe = 0,001

2,736 x 0,022 x 992,857

= 335.322,522 (aliran turbulen, NRe > 2100)

Menghitung Panjang Equivalent

Tabel D.35 Panjang equivalent dari Tabel. 2.10-1 Brown, 1993

Komponen Jumlah Le, ft Le, m Total, m

Pipa lurus 1 1.640,4 500 500 Standard elbow 90o 3 16 4,877 14,631 Globe valve 1 180 54,865 54,865 Gate valve fully open 2 3 0,914 1,829

Total 571,324

Menghitung Friction loss

Friction loss dihitung dengan persamaan 2.10-18 Geankoplis, 1993 :

Σ F = 2

vK

2

vK

2

vK

2

v

ID

ΔL4f

2

1f

2

2c

2

1ex

2

Jika kecepatan v, v1, v2 sama, maka (Geankoplis, 1993. pers.2.10-19) :

Σ F = 2

vKKK

ID

ΔL4f

2

fcex

a. Friksi karena kontraksi dari sungai ke pipa.

hc =

2

1

2

A

A10,55

α2

V 2

(Geankoplis, 1993. pers.2.10-16)

= 2α

VK

2

c

Keterangan :

hc = friction loss


α = faktor koreksi, aliran turbulen =1



A2/A1 = 0

Kc = 0,55

hc = 2α

VK

2

c

= 12

736,20,55

2

= 2,059 J/kg

b. Friksi pada pipa lurus

Diketahui :

NRe = 335.322,522

= 0,000046 m untuk pipa comercial steel

(Gambar 2.10-3 Geankoplis, 1993)

ID = 0,102 m

/ID = 0,0004


∆L = 571,324 m

Sehingga friksi pada pipa lurus :

Ff = 2

V

ID

ΔLf4

2

(Geankoplis, 1993. Pers.2.10-6)

= 2

736,2

0,102

571,3240,0044

2

= 501,968 J/kg

c. Friksi pada sambungan (elbow)

Diketahui :

Jml elbow = 3

Kf = 0,75 (Tabel 2.10-1, Geankoplis)

hf =

2

VK

2

f (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)

=

2

736,275,03

2

= 8,423 J/kg

d. Friksi pada valve

Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5 (Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)

Gate valve wide = 2 = Kf = 0,17 (Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)

hf =

2

VK

2


= (1 x 9,5 + 2 x 0,17) x 2

736,2 2

= 36,837 J/kg

Total friksi :

ΣF = hC + Ff + hf, elbow + hf, valve

= 2,059 + 501,968 + 8,423 + 36,837

= 549,287 J/kg

Menghitung tenaga pompa yang digunakan

Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan Bernaulli

(pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983) :

-Ws =

Fρ

ppZZg

α2

VV 1212

2

1

2

2

Diketahui :

Z1 = -1 m (asal pemompaan dari sungai)

Z2 = 4 m (tujuan pemompaan)

P1 = 1 atm (101.325N/m2)

P2 = 1 atm (101.325N/m2)

v1 = v2 = 2,736 m/s

ρ = 992,857 kg/m3

α = 1

g = 9,806 m/s2

ΣF = 549,287 J/kg

Sehingga :

-Ws = 287,549857,992

101.325101.325)1(4806,9

12

736,2736,2 22

= 598,317 J/kg

Dari Gambar 10.62, Coulson,1983, hal 380 untuk Q = 80,712 m3/jam,

maka efisiensi pompa ( ) = 78 %.

Gambar D.7 Efisiensi pompa

Wp = η

Ws (Geankoplis, 1993. pers.3.3-1)

= 0,78

598,317

= 767,074 J/kg

Power = G x Wp (Geankoplis, 1993. pers.3.3-2)

= 22,26 x 767,074

= 17.074,845 J/s

= 17,075 kW

= 22,898 hp

Motor penggerak :

Berdasarkan fig. 4-10, Vilbrandt,F.C., 1959, diperoleh efisiensi motor:

motor = 80 %

P = motor

Power


= 8,0

22,898

= 28,622 hp

= 30 hp Standar NEMA (Alfa Laval Pump Handbook, 2001)

Menentukan head total

BS - 01

blowdown

PU-01

Z1

Z2

Pt

Ps

Gambar D.8 Skema sistem pompa

Suction head

Diketahui :

Z1 = -1 m

Ps = 101.325 N/m2

v1 = 2,736 m/s

Friction loss :

Friksi karena kontraksi dari sungai ke pipa

hc =

2

2

1

A

A10,55

α2

V 2


= 2α

VK

2

c

Keterangan :

hc = friction loss


α = faktor koreksi, aliran turbulen =1



A1/A2 = 0

Kc = 0,55

hc = 2α

VK

2

c

= 12

736,20,55

2

= 2,059 J/kg


Diketahui :

NRe = 335.322,522


ID = 0,102 m

/ID = 0,00045


∆L = 25 m


Ff = 2

V

ID

ΔLf4

2


= 2

736,2

0,102

250,0044

2

= 21,965 J/kg

Friksi pada sambungan (elbow)

Diketahui :

Jml elbow = 1

Kf = 0,75 (tabel 2.10-1, Geankoplis, 1993)

hf =

2

VK

2


=

2

736,275,01

2

= 2,808 J/kg

Friksi pada valve

Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5

Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17

hf =

2

VK

2


= (1 x 9,5 + 1 x 0,17) x 2

736,2 2

= 36,201 J/kg

Total friksi di suction head, hfs :

Fs = hC + Ff + hf, elbow + hf, valve

= 2,059 + 21,965 + 2,808 + 36,201

= 63,033 J/kg

hfs = g

Fs

= 9,806

63,033

= 6,428 m

Total suction head, Hs :

Hs = fs1

s hZρ.g

P (Alfa Laval Pump Handbook, 2001)

= 428,6(-1)9,806992,857

101.325

= 2,979 m

Discharge head :

Diketahui :

Z2 = 4 m

Pt = 101.325

v2 = 2,736 m/s

Friction loss :


Diketahui :

NRe = 335.322,522


(Gambar 2.10-3 Geankoplis, 1993)

ID = 0,102 m

/ID = 0,0004


∆L = 475 m


Ff = 2

V

ID

ΔLf4

2


= 2

736,2

0,102

4750,0054

2

= 417,337 J/kg

Friksi pada sambungan (elbow)

Diketahui :

Jml elbow = 2

Kf = 0,75 (Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1993)

hf =

2

VK

2


=

2

736,275,02

2

= 5,615 J/kg

Friksi pada valve

Gate valve wide= 1 = Kf = 0,17

hf =

2

VK

2


= (1 x 0,17) x 2

736,2 2

= 0,636 J/kg

Total friksi di discharge head, hfD :

FD = Ff + hf, elbow + hf , valve

= 417,337 + 5,615 + 0,636

= 423,589 J/kg

hfD = g

FD

= 9,806

423,589

= 43,197 m

Total discharge head, HD :

HD = fD2t hZ

ρ.g

P (Alfa Laval Pump Handbook, 2001)

= 197,4349,806992,857

101.325

= 57,499 m

Head total :

H = HD - Hs

= 57,499 – 2,979

= 54,520 m

Cek kavitasi

Menghitung NPSHR (Net Positive Suction Head required) :

NPSHR =

3/40,5

S

Qn

=

3/40,5

7.900

360,355500.3

= 5,165 m

= 16,945 ft

Keterangan :

n = kecepatan putaran 3.500 rpm (Walas, 1988)

Q = debit, gpm (355,360 gpm)

S = kecepatan spesifik 7.900 rpm (Walas, 1988)

Tabel D.36 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 01)

Article I. Alat Pompa

Kode PU – 01

Article II. Fungsi Memompa air sungai ke Bak Sedimentasi (BS –

01)


Bahan Konstruksi Carbon steel SA 283

Kapasitas

Efisiesi

40,182 m3/ jam

78 %

Dimensi NPS = 4 in

Sch = 40

Panjang pipa lurus (L) : 500 m

Jumlah globe valve : 1 unit

Standar elbow 90o : 3 unit

Jumlah gate valve : 2 unit

Beda ketinggian : 5 m

Power motor 30 hp

NPSH 5,165 m


Dengan cara perhitungan yang sama seperti di atas maka diperoleh

spesifikasi pompa utilitas yang lainnya.

b. Pompa Utilitas 2 (PU-02)


Article III. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-02

Article IV. Fungsi Memompa air keluaran dari bak sedimentasi

menuju ke bak penggumpal (BP-01)

Jenis Centrifugal pump, single-suction, single stage


Kapasitas

Efisiensi

Dimensi

40,182 m3/ jam

78 %

NPS = 4 in

Sch = 40






Power 5 hp

NPSH 5,165 m


c. Pompa Utilitas 3 (PU-03)


Article V. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-03

Article VI. Fungsi Memompa air keluaran bak penggumpal menuju

ke Clarifier (CL-01)



Kapasitas

Efisiensi

Dimensi

355,344 gal/min

78 %

NPS = 4 in

Sch = 40






Power 5 hp

NPSH 5,165 m


d. Pompa Utilitas 4 (PU-04)


Article VII. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-04

Article VIII. Fungsi Memompa air keluaran clarifier ke sand

filter (SF-01)

Jenis Centrifugal pump, single-suction, single

stage


Kapasitas 355,328 gal/ jam

Efisiensi

Dimensi

78 %

NPS = 4 in

Sch = 40 in






Power 3 hp

NPSH 5,165 m


e. Pompa Utilitas 5 (PU-05)


Article IX. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-05

Article X. Fungsi Memompa air keluaran sand filter ke tangki

air filter



Kapasitas 118,425 gal/min

Efisiensi

Dimensi

63 %

NPS = 2,5 in

Sch = 40 in






Power 1 hp

NPSH 2,483 m


f. Pompa Utilitas 6 (PU-06)


Article XI. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-06

Article XII. Fungsi Memompa air dari tangki air filter ke Cold

Basin dan Domestic Water and Hydrant




Efisiensi

Dimensi

82 %

NPS = 6 in

Sch = 40 in






Power 5 hp

NPSH 3,161 m


g. Pompa Utilitas 7 (PU-07)


Article XIII. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-07

Article XIV. Fungsi Memompa air dari tangki air filter ke cation

exchanger


stage



Efisiensi

Dimensi

70 %

NPS = 4 in

Sch = 40 in






Power 2 hp

NPSH 1,631 m


h. Pompa Utilitas 08 (PU-08)


Article XV. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-08

Article XVI. Fungsi Memompa air dari hot basin menuju cooling

tower

Jenis Centrifugal pump, double-suction, single

stage



Efisiensi

Dimensi

83 %

NPS = 6 in

Sch = 40 in






Power 7,5 hp

NPSH 3,368 m


i. Pompa Utilitas 09 (PU-09)


Article XVII. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-09

Article XVIII. Fungsi Memompa air dari cooling tower menuju cold

basin


stage


Kapasitas

Efisiensi

187,142 gal/min

83 %

Dimensi NPS = 6 in

Sch = 40 in






Power 5 hp

NPSH 3,368 m


j. Pompa Utilitas 10 (PU-10)


Article XIX. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-10

Article XX. Fungsi Memompa air dari cold basin menuju

peralatan yang membutuhkan cooling water


stage


Kapasitas

Efisiensi

187,142 gal/min

83 %

Dimensi NPS = 6 in

Sch = 40 in






Power 5 hp

NPSH 3,368 m


k. Pompa Utilitas 11 (PU-11)


Article XXI. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-11

Article XXII. Fungsi Memompa air dari tangki penyimpanan

kondensat menuju kation exchanger


stage


Kapasitas

Efisiensi

147,915 gal/min

80 %

Dimensi NPS = 6 in

Sch = 40 in






Power 2 hp

NPSH 2,879 m


l. Pompa Utilitas 12 (PU-12)


Article XXIII. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-12

Article XXIV. Fungsi Memompa air dari kation exchanger menuju

anion exchanger


stage


Kapasitas

Efisiensi

63,034 gal/min

75 %

Dimensi NPS = 4 in

Sch = 40 in






Power 2 hp

NPSH 1,631 m


m. Pompa Utilitas 13 (PU-13)


Article XXV. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-13

Article XXVI. Fungsi Memompa air dari anion exchanger ke tangki

air proses dan deaerator


stage


Kapasitas

Efisiensi

63,034 gal/min

75 %

Dimensi NPS = 4 in

Sch = 40 in






Power 1 hp

NPSH 1,631 m


n. Pompa Utilitas 14 (PU-14)


Article XXVII. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-14

Article XXVIII. Fungsi Memompa air dari demineralisasi

menuju tangki air proses

Jenis Centrifugal pump, double-suction,

single stage


Kapasitas

Efisiensi

48,242 gal/min

69 %

Dimensi NPS = 3 in

Sch = 40 in






Power 2 hp

NPSH 1,364 m


o. Pompa Utilitas 15 (PU-15)


Article XXIX. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-15

Article XXX. Fungsi Memompa keluaran dari DA-01 ke tangki air

boiler


stage


Kapasitas

Efisiensi

14,792 gal/min

63 %


Sch = 40 in






Power 1 hp

NPSH 0,62 m


p. Pompa Utilitas 16 (PU-16)


Article XXXI. Alat Pompa Utilitas

Kode PU-16

Article XXXII. Fungsi Memompa air demineralisasi menuju

boiler

Jenis Centrifugal pump, double-suction,

single stage


Kapasitas

Efisiensi

14,792 gal/min

63 %


Sch = 40 in






Power 1 hp

NPSH 0,62 m


B. Unit Penyediaan Udara Instrument

1. Compressor (CP-01)

Fungsi : Mengalirkan udara dari lingkungan ke area proses untuk

kebutuhan instrumentasi.

Tipe : Centrifugal Compressor

Kebutuhan Udara Tekan

Dalam pabrik Dicalcium Phosphate Dihydrate, udara tekan dibutuhkan

untuk menggerakkan instrumen – instrumen kontrol. Udara tekan yang

diperlukan didistribusi pada tekanan 15 – 20 psig serta dalam kondisi

kering dan bersih. (Kern, hal.768).

Dalam pabrik Dicalcium Phosphate Dihydrate terdapat sekitar 33 alat

kontrol yang memerlukan udara tekan untuk menggerakkannya, sehingga

kebutuhan udara tekan pada pabrik ini diperkirakan mencapai 55,440

m3/jam. Mekanisme atau proses untuk membuat udara tekan dapat

diuraikan berikut ini : Udara lingkungan ditekan dengan menggunakan

kompresor (CP–01) yang dilengkapi dengan filter (penyaring) udara

hingga mencapai tekanan 20 psig, kemudian dilewatkan dalam tumpukan

silika gel sehingga diperoleh udara kering. Selanjutnya udara kering

tersebut dialirkan pada alat kontrol yang memerlukannya.

Udara pneumatik = 28 L/min (Considin, 1993)

Jumlah alat kontrol = 33 buah

Kebutuhan udara = 28 × 33

= 924 L/min (55,440 m3/jam)

Overdesign = 20%

Total udara pneumatik = 66,528 m3/jam

= 0,018 m3/s

Kecepatan Molar Udara

Diketahui :

V = 66,528 m3/jam

P = 1 atm

T = 30 oC (303,15 K)

R = 82,057.10-3

m3.atm/kgmol.K

n = RT

PV

= 15,30310.057,82

528,6613

= 2,674 kmol/jam

= 77,478 kg/jam

Menentukan temperatur keluaran kompressor, T2

Dari Fig. 3.6 (coulson, 1983), diperoleh efisiensi (η)

η = 65 %

T1 = 30 oC (303,15 K)

P1 = 1 atm (1,013 bar)

P2 = 2,36 atm (2,392 bar)

Temperatur keluar kompressor:

T2 =

m

1

21

P

PT

(Coulson, 1983 hal 79)

Untuk kompresi:

m =

Ep

1


γ = Cv

Cp,

= 1,4 (udara)

Sehingga:

m =

65,04,1

14,1

= 0,44

T2 = 303,15

44,0

1

36,2

= 442,155 K

= 169,005 oC

Koreksi temperatur keluar kompressor:

Diketahui data udara (Chemcad 5.2.0) :

Tc = -40,7 oC

= 232,45 K

Tr mean = c

21

2T

TT

= 232,452

442,155303,15

= 1,603

Pc = 37,246 atm

= 37,740 bar

Pr mean = c

21

2P

PP

= 37,742

392,21,013

= 0,045

Kapasitas panas udara (Chemcad 5.2.0) :

Tmean = 2

TT 21

= 2

442,155303,15

= 372,653 K

o

PC =

22

)/484.1cosh(

)/484.1(580.7

)/012.3sinh(

)/012.3(390.9958.28

T

T

T

T

= 29.125,243 J/kmol.K

= 29,125 kJ/kmol.K

Koreksi untuk tekanan dari Fig.3.2 (Coulson, 1983 hal 63) :

Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka :

Cp - o

PC = 0,26 kJ/kmol.K

Sehingga :

Cp = 0,26 + 29,125

= 29,385 kJ/kmol.K

Dari Fig.3.8. (Coulson, 1983 hal 76) :


z = 1



x = 0,02



y = 1

m =

x

Ep

1

Cp

Rz (Coulson, 1983 hal 79)

=

02,0

65,0

1

385,29

314,81

= 0,441

T2 = 303,15

441,0

1

36,2

= 442,678 K

= 169,528 oC

Power compressor

-W =

1P

P

1n

n

M

TRz n

1n

1

21 (Coulson, 1983 hal 73)

n = m1

1


n = 1,789

-W =

11

36,2

1789,1

789,1

97,28

15,303314,81 789,1

1789,1

= -133 kJ/kmol

W = 133 kJ/kmol

Actual work required :

Waktual = 133 kJ/kmol / 65%

= 204,616 kJ/kmol

Power yang dibutuhkan :

P = Waktual x n

= 204,616 kJ/kmol x 2,674 kmol/Jam

= 547,231 kJ/jam

= 0,152 kW

= 0,204 hp

Tabel D.59 Spesifikasi Compressor (CP-01)

Alat Compressor

Kode CP– 01

Jenis Centrifugal compressor

Kapasitas 119,739 kg/jam udara

Power 0,5 hp

Bahan Konstruksi Cast iron

Jumlah 1 buah

C. Unit Pembangkit dan Pendistribusian Listrik

1. Perhitungan Kebutuhan Listrik

Perhitungan kebutuhan listrik adalah sebagai berikut:

a. Kebutuhan penerangan

Dari Chemical Engineer’s Handbook, 3rd

ed, direkomendasikan untuk

perhitungan penerangan digunakan satuan lumen. Dengan menetapkan

jenis lampu yang digunakan, maka dapat dihitung jumlah listrik yang

harus disediakan untuk penerangan. Untuk menentukan besarnya

tenaga listrik digunakan persamaan :

DU

FaL

Keterangan : L : Lumen per outlet.

a : Luas area, ft2

F : food candle yang diperlukan ( tabel 13, perry 3th

)

U : Koefisien utilitas (Tabel 16, perry 3th

)

D : Effisiensi lampu (Tabel 16, perry 3th

)

Kebutuhan penerangan area dalam bangunan

Tabel D.60 Kebutuhan penerangan untuk area dalam

bangunan

Area Bangunan Luas

F U D Lumen (m

2) (ft

2)

Pos Keamanan 100 1.076,391 20 0,50 0,80 53.819,550

Mushola 250 2.690,978 10 0,55 0,80 61.158,580

Kantin 500 5.381,955 10 0,51 0,80 131.910,662

Kantor 2.500 26.909,775 20 0,58 0,80 1.159.904,095

Klinik 100 1.076,391 20 0,55 0,80 48.926,864

Ruang Kontrol 1.000 10.763,910 35 0,60 0,80 784.868,438

Laboratorium 1.000 10.763,910 35 0,60 0,80 784.868,438

Bengkel 1.500 16.145,865 10 0,53 0,80 380.798,703

GSG 1.000 10.763,910 10 0,51 0,80 263.821,324

Gudang 1.000 10.763,910 5 0,52 0,80 129.373,918

Perumahan 5.000 53.819,550 20 0,55 0,80 2.446.343,182

Total 13.950 150.156,545 6.245.793,751

Untuk semua area dalam bangunan direncanakan menggunakan

lampu fluorescent 40 Watt, dimana 1 buah instant starting daylight

40 Watt mempunyai 1.960 lumen.

Jumlah listrik area dalam bangunan = 6.245.793,751 Lumen

Sehingga jumlah lampu yang dibutuhkan :

960.1

7516.245.793, = 3.186,629 buah

= 3.187 buah

Daya = 40 Watt × 3.187

= 127.480 Watt (127,48 kW)

Kebutuhan penerangan area luar bangunan

Tabel D.61 Kebutuhan penerangan untuk area luar

bangunan

Area Non Bangunan

Luas

F U D Lumen (m2) (ft

2)

Proses 10.000 107.639,100 10 0,59 0,80 2.280.489,407

Utilitas 5.000 53.819,550 10 0,59 0,80 1.140.244,703

Area Pengembangan 10.000 107.639,100 0 0,00 0,80 0,000

Jalan & Taman 3.500 37.673,685 5 0,53 0,80 444.265,153

Total 28.500 306.771,435 3.864.999,263

Untuk semua area di luar bangunan direncanakan menggunakan

lampu mercury 250 watt, dimana 1 buah instant starting daylight

250 Watt mempunyai 10.000 lumen. Jumlah listrik area di luar

bangunan sebesar 3.864.999,263 Lumen

Jumlah lampu yang dibutuhkan =000.10

2633.864.999,

= 386,5 buah

= 387 buah

Daya = 250 Watt × 387

= 96.750 Watt (96,75 kW)

Kebutuhan listrik lainnya

Kebutuhan listrik lainnya (barang elektronik kantor : AC,

komputer dll) diperkirakan sebesar 20.000 Watt

Total kebutuhan penerangan

= Kebutuhan area bangunan + Kebutuhan area luar bangunan +

Kebutuhan listrik lain

= 127,48 kW + 96,75 kW + 20 kW = 244,230 kW

b. Kebutuhan listrik untuk proses

Tabel D.62 Kebutuhan listrik untuk alat proses

No Nama Alat Kode Jumlah Daya/

alat

Daya

hp kW

1. Mixing Tank I MT-101 1 0.5 0.5 0.67

2. Reaktor 2 RE-202 1 21,15 21,15 28.36

3. Bucket Elevator BE-401 1 4,0 4,0 5.36

4 Belt Conveyor BC-401 1 2,0 2,0 2.68

5. Blower I BL-101 1 225 225 301.73

6. Blower II BL-102 1 325 325 435.83

7 Blower III BL-103 1 1,0 1,0 1.34

8 Blower IV BL-201 1 250 250 335.26

9 Pompa 1 PP-101 1 0,5 0,5 0.67

10 Pompa 2 PP-102 1 0,5 0,5 0.67

11 Pompa 3 PP-103 1 10,0 10,0 13.41

12 Pompa 4 PP-301 1 30,0 30,0 40.23

Total 869,65 869,65 1166,22

c. Kebutuhan listrik untuk utilitas

Tabel D.63 Kebutuhan listrik untuk alat utilitas

No Nama Alat Jumlah Daya/

alat

Daya

hp Watt

Unit Air dan

Steam :

1. Bak Penggumpal

1 6,0 6,0 4.474,20

2. Boiler

1 4,0 4,0 2.982,80

3. Motor tangki dispersant 1 25,0 25,0 18.642,50

4. Motor tangki inhibitor 1 58,0 58,0 43.250,60

5. Motor tangki NaOH 1 1,0 1,0 745,70

6. Blower 1 3,0 3,0 2.237,10

7. Pompa utilitas 1

2 30,0 30,0 44.742,00

8. Pompa utilitas 2

2 5,0 5,0 7.457,00

9. Pompa utilitas 3

2 5,0 5,0 7.457,00

10. Pompa utilitas 4

2 3,0 3,0 4.474,20


2 1,0 1,0 1.491,40


2 5,0 5,0 7.457,00


2 2,0 2,0 2.982,80


2 7,5 7,5 11.185,50


2 5,0 5,0 7.457,00


2 5,5 5,5 7.457,00


2 2,0 2,0 2.982,80


2 2,0 2,0 2.982,80


2 1,0 1,0 1.491,40


2 2,0 2,0 2.982,80


2 1,0 1,0 1.491,40


2 1,0 1,0 1.491,40

Unit Udara Tekan :

23. Kompressor udara

0,5 0,5 372,85

Total

177,0 201,5 208.050,30

Total Kebutuhan Listrik Pabrik

= Kebutuhan penerangan + Kebutuhan proses + Kebutuhan utilitas

= 371,71 kW + 1166,22 kW + 208,050 kW

= 1745,98 kW

Over Design : 20%

Total listrik = 1,2 x 1745,98 kW

= 2095,176 kW

= 2,095 MW

Jadi total kebutuhan listrik pabrik ± 2,095 MW

2. Spesifikasi Peralatan Unit Penyedia Listrik

a. Generator

Fungsi : Membangkitkan listrik untuk keperluan pabrik

Kebutuhan listrik total = 2,095 MW

Efisiensi = 80 %

Kapasitas Genset = Efisiensi

totallistrikKebutuhan =

8,0

2,095 MW

= 2618,97 kW = 2,61897 MW

Tenaga generator = 8.879.465 Btu/jam

Kebutuhan bahan bakar :

Jenis bahan bakar = solar

Densitas = 54,312 lb/ft3 = 870 kg/m

3

Heating value = 18.774,941 btu/lbm

Spesific gravity = 0,869

Fuel oil yang dibutuhkan = 472,94 lb/jam = 214,94 kg/jam

= 0,247 m3/jam = 247 L/jam

Tabel D.64 Spesifikasi Gen Set (GS-501)

Nama Alat Generator

Kode GS-401

Fungsi Pembangkit tenaga listrik

Kapasitas 2,61897 MW

Efisiensi 80 %

Bahan Bakar Solar

Material Stainless Steel Tipe 316

Kebutuhan Bahan Bakar 247 liter/jam

Jumlah 1 buah

2) Tangki Bahan Bakar

Fungsi : Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan

boiler dan generator pada tekanan 1 atm

Jenis Tangki : Silinder tegak (vertikal)

Menentukan kapasitas tangki

Jumlah solar :

Solar = 247 liter/jam

= 0,247 m3/jam

Persediaan untuk 240 jam :

Solar = 0,247 m3/jam x 240 jam

= 59,28 m3

= 2093,453 ft3 = 59280 L

Volume tangki :

Over desain = 20 %

Vtangki = 1,2 x 59,28

= 71,136 m3

= 2512,144 ft3

Menentukan dimensi tangki


= ¼ π D2 H + 0,000049 D

3 + ¼ π D

2 sf


= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D

2

Keteragan :



Menentukan rasio Hs/D :

Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :

D

Hs< 2 (Ulrich, 1984)

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

yang paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat

dilihat pada tabel berikut.

Tabel D.65 hasil trial Hs/D terhadap luas tangki


3 Vhead, ft

3 Vsf, ft

3 Vtotal (ft

3)

1 0.50 20.427 10.214 1,334.000 3,345.487 721.705 54.592 4,121.785

2 0.60 19.424 11.655 1,324.708 3,451.875 620.546 49.364 4,121.785

3 0.65 18.991 12.344 1,322.856 3,494.684 579.916 47.185 4,121.785

4 0.67 18.828 12.615 1,322.516 3,510.289 565.117 46.379 4,121.785

5 0.68 18.748 12.749 1,322.422 3,517.799 557.997 45.988 4,121.785

6 0.69 18.670 12.883 1,322.377 3,525.123 551.056 45.606 4,121.785

7 0.70 18.594 13.015 1,322.378 3,532.269 544.284 45.232 4,121.785

8 0.72 18.444 13.279 1,322.510 3,546.049 531.230 44.505 4,121.785

9 0.80 17.889 14.311 1,324.554 3,595.184 484.732 41.869 4,121.785

10 1.20 15.851 19.021 1,355.529 3,751.690 337.222 32.873 4,121.785

11 1.40 15.120 21.169 1,377.019 3,799.167 292.705 29.912 4,121.785

12 1.50 14.802 22.203 1,388.378 3,818.536 274.584 28.664 4,121.785

13 1.40 15.107 21.209 1,377.458 3,799.972 291.952 29.861 4,121.785

14 1.49 14.840 22.076 1,386.959 3,816.271 276.702 28.812 4,121.785

15 1.57 14.590 22.926 1,396.637 3,830.968 262.967 27.850 4,121.785

Gambar D.10 Rasio H/D optimum terhadap luas tangki

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

yaitu 0,65 - 0,72.

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

D = 18,67 ft

= 224,044 in

= 5,69 m


H = 12,88 ft

790

800

810

820

830

840

850

0 0.5 1 1.5 2

Lu

as,

A

H/D

Rasio H/D Optimum

= 154,59 in

= 3,92 m


Menentukan jumlah courses


L = 72 in (Appendix E, item 3, B & Y)

= 6 ft


ft12

= 2 buah

Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki

Vshell = ¼ π D2 H

= ¼ π (20 ft)2.12 ft

= 3.768 ft3

Vdh = 0,000049 D3

= 0,000049 (240)3

= 677,376 ft3

Vsf = ¼ π D2 sf

= ¼ π.(240)2.2

= 90.432 in3

= 52,333 ft3


= 3.768 + 677,376 + 52,333

= 3.378,732 ft3


= 3.378,732 – 3.434,82

= 1.062,889 ft3


= 1.062,889 – (677,376 + 52,333)

= 333,180 ft3

Hshell kosong = 2

kosongshell

π.D

4.V

= 25,17

180,3334

= 1,061 ft


= 12 – 1,061

= 10,939 ft

Menenetukan Tekanan desain

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

karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak

titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan

paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung

dengan persamaan :


Tekanan hidrostatis :

ρsolar = 54,312 lb/ft3

Phidrostatis = 144

Hg

g

= 144

ft939,109,81

9,81lb/ft 54,31 3

= 4,331 psi



= 14,696 + 4,126

= 18,822 psi


1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan

desain pada courses ke-1 adalah:


= 1,1 x 18,822 psi

= 20,704 psi


Tabel D.66 Tekanan Desain untuk Setiap Courses

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

1 12 10,939 4,126 18,822 20,704

2 6 4,939 1,863 16,559 18,215



ts = cPEf

dP

)6,0..(2

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

keterangan :

ts = Tebal shell, in

P = Tekanan dalam tangki, psi

f = Allowable stress, psi

d = Diameter shell, in


c = Faktor korosi, in

Dari Tabel 13.1 & 13.2 pada 20-650 oF, Brownell and Young, 1959

diperoleh data :

f = 12.650 psi

E = 85% single-welded butt joint with backing strip, no radiographed

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

Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses 1:

ts = ))704,206,0(-)0,85 x psi x((12.6502

240 x psi704,20

in+ 0,125 in


Tabel D.67 Ketebalan shell masing-masing courses

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

1 12 20,704 0,356 0,375

2 6 18,215 0,328 0,375

Desain Head (Desain Atap)



dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki,

karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk

torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable

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

atm) (Brownell and Young, 1959).

OD

ID

AB

icr

b = tinngi

dish

a

t

r

OA

sf

C

Gambar D.11 Torispherical flanged and dished head.

Diketahui :

rc = 180 in (Brownell dan Young: 91)

icr = 14,438 in

Maka :

w =

14,438

1803.

4

1

= 1,633 in

Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell

and Young, 1959,hal. 258):

th = CPfE

wrP c 2,02

..

th = 125,020,704)2,0()85,0650.122(

1,633180704,02

= 0,408 in (dipakai plat standar 0,4375 in)

Untuk th = 0,4375 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959)

diperoleh sf = 1,5 – 3,5 in.

Direkomendasikan nilai sf = 2 in

Keterangan :








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

b =

2

2

2)(

icr

IDicrrcrc

=

2

2 14,4382

180)14,438180(180

= 52,456 in

Tinggi Head (OA) :

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

OA = 0,4375 + 52,456 + 2

= 54,893 in

= 4,57 ft

Menentukan Tinggi Total Tangki



= 144 + 54,893

= 198,893 in = 16,574 ft

Tabel D.68 Spesifikasi Tangki Bahan Bakar

Alat Tangki Bahan Bakar

Kode TP- 13

Fungsi Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan

generator selama 10 hari

Bentuk Silinder tegak (vertikal)


Dimensi Diameter shell (D) = 20 ft

Tinggi total = 4,574 ft

Tebal shell (ts) = 0,375 in




Jumlah 1 buah

LAMPIRAN E

INVESTASI DAN EVALUASI EKONOMI

Perhitungan evaluasi ekonomi meliputi :

1. Modal keseluruhan (Total Capital Investment)

Modal tetap (Fixed Capital)

Modal kerja (Working Capital)

2. Biaya produksi (Manufacturing Cost)

Biaya produksi langsung (Direct Production Cost)

Biaya produksi tetap (Fixed Charges)

Biaya produksi tidak langsung (Indirect Mnufacturing Cost)

3. Pengeluaran umum (General Expense)

4. Analisa keuntungan

5. Analisa Kelayakan

Percent Return On Investment (ROI)

Pay Out Time (POT)

Break Even Point (BEP)

Shut Down Point (SDP)

Discounted Cash Flow Rate of Return (DCF)

Net Present Value (NPV)

Basis yang diambil adalah :

1. Kapasitas produksi 28.000 ton/tahun

2. Pabrik beroperasi selama 330 hari/tahun

3. Masa konstruksi pabrik selama 2 tahun. Konstruksi dilakukan mulai awal

tahun 2015 sampai akhir tahun 2016. Pabrik mulai beroperasi pada awal tahun

2017.

4. Tahun pertama konstruksi dikeluarkan investasi sebesar 80 % dan tahun kedua

sebesar 20 %.

5. Nilai rongsokan (salvage value) sama dengan nol.

6. Biaya kerja (Working Capital) pada tahun kedua konstruksi.

7. Nilai kurs $1 = Rp 11.432,00 (www.bi.go.id)

8. Kapasitas produksi tahun pertama sebesar 70 % dari kapasitas rancangan,

tahun kedua 90 %, tahun ketiga dan seterusnya 100 %.

9. Suku bunga pinjaman bank sebesar 15 % dan konstan selama pabrik

beroperasi.

10. Chemical Engineering Index (CE Indeks) tahun 2015 adalah 741,83.

11. Harga-harga peralatan pabrik menggunakan referensi grafik yang dibuat pada

beberapa buku dengan indeks harga tertentu.

12. Metode yang digunakan dalam melakukan analisa ekonomi adalah metoda

linier dan Discounted Cash Flow (DCF).

A. Perkiraan Harga Alat

Harga Peralatan dihitung dengan indeks harga:

Cx = Cy x y

x

I

I (Ulrich, 1984)

Keterangan:

Cx = harga alat pada tahun x

Cy = harga alat pada tahun y

Ix = indeks harga pada tahun x

Iy = indeks harga pada tahun y

Harga alat untuk jenis yang sama dengan kapasitas berbeda dapat

dihitung dengan menggunakan sixtenth factor rule:

0,6

aba

bCC

(Ulrich, 1984)

Keterangan:

Ca = harga alat pada pada kapasitas a

Cb = harga alat pada pada kapasitas b

Harga alat untuk tahun A dapat diperoleh dari buku Peters, M.S and

Timmerhaus, K.D. (1990) (Cost Index = 356), Ulrich (1982) (Cost Index =

315), dan website www.matche.com (2007) (Cost Index = 400,749. Sementara

itu, untuk indeks harga peralatan diperoleh dari www.CHF.com yang tertera

pada tabel berikut.

Tabel E.1. Indeks harga peralatan

No Tahun Index

http://www.matche.com/

http://www.chf.com/

Sumber : www.che.com/pci (as Published in Chemical Engineering Magazine)

Gambar E.1 Kurva Chemical engineering plant cost index

Dengan asumsi bahwa perubahan harga indeks peralatan tiap tahun terjadi

secara linier maka dengan pendekatan linier diperoleh indeks harga peralatan

pada tahun 2015 adalah sebesar 741,83.

Contoh Perhitungan :

y = 26,58x - 52835

R² = 0,950

0

100

200

300

400

500

600

700

2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008

Ind

ex

Tahun

Chemical Engineering Plant Cost Index

1 2001 394,3

2 2002 395,6

3 2003 402,0

4 2004 444,2

5 2005 468,2

6 2006 499,6

7 2007 525,4

8 2008 575,4

Pompa Proses (PP-101)

Tipe = Centrifugal Pump

Shaft Power = 10 hp

Harga Alat, Cp1982 = $ 4.000 (Grafik 5-49, Ulrich, 1982)

Cp2015 = Cp1982

1982

2015

I

I

= 4.000

315

741,83

= $ 9.0821,90

Faktor bare modul, FBM = 3,2 (Grafik 5-51 Ulrich, 1982)

CBM = Cp2015 FBM

= $ 9.0821,90 3,2

= $ 29.062,09

= Rp. 279.490.169,9

Perincian harga alat-alat proses dan utilitas dapat dilihat pada Tabel berikut:

Tabel E.2 Harga Peralatan Proses

No. Kode Alat Jumlah

(n)

Harga 2015

(Cp),$ FBM

CBM = n x FBM x

Cp,$

1 TP-101a 1 77.747,152 1 77.747,152

2 PP-101b 1 9.420,127 3,2 30.144,406

3 PP-102b 1 11.775,159 3,2 37.680,508

4 PP-103b 1 11.775,159 3,2 37.680,508

5 PP-301b 1 13.659,184 3,2 43.709,389

6 RE-201 a 1 208.380,618 1 416.761,236

7 RE-202 a 1 166.704,494 1 333.408,989

8 VP-101 c 1 178.078,000 1 178.078,000

9 MT-101 a 1 72.933,216 1 72.933,216

10 SE-201 c 1 46.278,067 1 46.278,067

11 FE-101 c 1 10.181,175 1 10.181,175

12 BE-101 c 1 19.066,563 2,4 45.759,752

13 CO-201 c 1 5.553,368 1 5.553,368

14 CO-301 c 1 21.851,123 1 21.851,123

15

16

HE-101 c

HE-102 c

1

1

23.332,021

23.702,245

1

1

23.332,021

23.702,245

17 BL-101 a 1 2.210,030 1 2.210,030

18 BL-102 a 1 2.109,574 1 2.109,574

19

20

21

22

BL-103 a

BL-201 a

W-101 a

TP-301

1

1

1

1

1.521,312

2.149,756

139.759,761

93.831,153

1

1

1

1

1.521,312

2.149,756

139.759,761

93.831,153

Total Biaya

$ 1.491.374,961

Rp 17.049.398.559,223 Sumber: a = Timmerhaus 1990

b = Ulrich 1982

c = www.matche.com

Tabel E.3 Harga Peralatan Utilitas

No. Alat Jumlah (n) Harga Total, $

1 Bak Sedimentasi a 1 1.215,364

2 Bak Penggumpal a 1 911,946

3 Clarifier b 1 129.425,467

4 Sand Filter b 2 42.233,573

5 Tangki Alum c 1 46.939,565

6 Tangki Kaporit c 1 54.435,618

7 Tangki NaOH c 1 21.417,292

8 Tangki Air Filter c 1 56.398,869

9 Tangki Air Dosmetik c 1 20.703,382

10 Tangki Air hidran c 1 5.354,323

11 Tangki Inhibitor c 1 58.005,166

12 Tangki Dispersant c 1 27.842,480

13 Tangki Kondensat c 1 83.884,394

14 Tangki Air Boiler c 1 83.884,394

15 Tangki Asam Sulfat c 1 12.671,898

16 Tangki Hidrazin c 1 54.792,573

17 Tangki Air Demin c 1 67.107,516

18 Tangki Air Proses c 1 69.427,722

19 Tangki Solar c 1 25.343,796

20 Cooling Tower b 1 34.059,333

21 Cation Exchanger b 2 8.174,240

22 Anion Exchanger b 2 8.174,240

23 Mixed Bed Ion Exchangerb 2 8.174,240

24 Daerator c 1 21.238,815

25 Cold Basin a 1 1.512,975

26 Hot Basin a 1 1.512,975

27 Pompa Utilitas (PU-01) b 2 22.706,222

















43 Boiler 1 b 1 158,943,556

44 Generator b 1 170.296,667

45 Kompresor c 2 4.283,458

Total Biaya

$ 1.438.738,558

Rp. 16.447.659.198,803 Sumber: a = Hitung

b = Ulrich 1982

c = www.matche.com d = www.proconwater.web.id

Total harga peralatan proses dan utilitas (EC):

EC = Rp 17.049.398.559,223 + Rp 16.447.659.198,803

= Rp 33.497.057.758,026

B. Total Cavital Investment

1. Fixed Capital Investment (FCI)

Fixed Capital Investment adalah biaya yang diperlukan untuk mendirikan

fasilitas-fasilitas pabrik secara fisik (belum beroperasi). Fixed Capital

Investment terdiri biaya langsung (direct cost) dan biaya tidak langsung

(indirect cost).

a. Direct Cost (DC)

Direct cost atau biaya langsung adalah biaya yang diperlukan untuk

pembangunan pabrik. Biaya ini meliputi :

Biaya pengadaan peralatan (Purchased Equipment Cost)

Adalah biaya pembelian peralatan pabrik dari tempat pembelian

sampai ke lokasi pabrik. Biaya ini terdiri dari:

Biaya transportasi sampai di pelabuhan:


http://www.proconwater.web.id/

Transportasi ke pelabuhan = 10 % EC

= 10 % x Rp 33.497.057.758,026

= Rp 3.349.705.775,802

Asuransi pengangkutan = 0,5 % x EC

= 0,5 % x Rp 33.497.057.758,026

= Rp 1674.852.887,901

Transportasi ke lokasi = 5 % x EC

= 5 % x Rp 33.497.057.758,026

= Rp 1.674.852.887,901

Total Pembelian alat (PEC) = Rp 38.689.101.710,519

Biaya Pemasangan Alat (Equipment Installation Cost)

Pemasangan peralatan meliputi biaya pekerja, pondasi, penyangga,

podium, biaya kontruksi dan faktor lain yan berhubungan langsung

dengan pemasangan peralatan. Meliputi pemasangan, pengecatan,

dan isolasi peralatan. Besarnya biaya pemasangan sekitar 25-55 %

dari biaya peralatan, diambil sebesar 40 %. (Peters & Timmerhaus,

1991).

Pemasangan = 40 % x PEC

= 40 % x Rp 38.689.101.710,519

= Rp 15.475.640.684,207

Biaya Instrumentasi dan Kontrol

Biaya total instrumentasi tergantung pada jumlah kontrol yang

diperlukan dan sekitar 6 – 30 % dari harga total peralatan, diambil

sebesar 10 %.(Peters & Timmerhaus, 1991).

Instrumentasi = 10 % x PEC

= 10 % x Rp 38.689.101.710,519

= Rp 3.868.910.171,052

Biaya Perpipaan (Piping Cost)

Meliputi biaya pekerja pembungkus pipa, valve, fitting, pipa,

penyangga, dan lainnya yang termasuk dalam pemancangan

lengkap semua pipa yang digunakan secara langsung dalam proses.

Besarnya biaya perpipaan sekitar 10-80 % dari biaya peralatan,

diambil sebesar 40 %, (Peters & Timmerhaus, 1991).

Perpipaan = 40 % x PEC

= 40 % x Rp 38.689.101.710,519

= Rp 15.475.640.684,207

Biaya instalasi listrik (electrical installation)

Biaya untuk intalasi listrik meliputi pekerja instalasi utama dan

material untuk daya dan lampu, dengan penerangan gedung

termasuk biaya servis. Besarnya sekitar 10-40 % dari total biaya

peralatan, diambil sebesar 40 %, (Peters & Timmerhaus, 1991).

Listrik = 40 % x PEC

= 40 % x Rp 38.689.101.710,519

= Rp 15.475.640.684,207

Biaya Bangunan (Building Including Services)

Biaya untuk bangunan termasuk servis terdiri biaya pekerja,

material, dan persediaan yang terlibat dalam pemancangan semua

gedung yang berhubungan dengan pabrik. Besarnya sekitar 10-70

% dari biaya total alat, diambil sebesar 50 %.

Bangunan = 50 % x PEC

= 50 % x Rp 38.689.101.710,519

= Rp 19.344.550.855,259

Pengembangan Lahan (Yard Improvment)

Biaya ini meliputi biaya untuk pagar, sekolah dasar, fasilitas

olahraga jalan raya, jalan alternatif, pertamanan, dan lainnya.

Dalam industri kimia nilainya sekitar 10-20 % dari total biaya

peralatan diambil sebesar 10 %, (Peters & Timmerhaus, 1991).

Yard improvement = 10 % x PEC

= 10 % x Rp 38.689.101.710,519

= Rp 3.868.910.171,052

Tanah (land)

Biaya untuk tanah dan survey tergantung pada lokasi properti dan

dapat bervariasi oleh faktor biaya per hektar. Untuk industri

jumlahnya sekitar 4-8 % dari total biaya alat, diambil sebesar 8 %,

(Peters & Timmerhaus, 1991).

Tanah = 8 % x PEC

= 8 % x Rp 38.689.101.710,519

= Rp 3.095.128.136,841

Service Facilities

Biaya ini meliputi perawatan fasilitas-fasilitas yang ada di dalam

pabrik. Dalam industri kimia nilainya sekitar 30 – 80 % dari total

pembelian alat diambil sebesar 30 %, (Peters & Timmerhaus,

1991).

Service facilities = 30 % x PEC

= 30 % x 38.689.101.710,519

= Rp 11.606.730.513,156

Total Direct Cost (DC)

DC = Rp 126.900.253.610,505

b. Indirect Cost (IC)

Indirect cost atau biaya tidak langsung meliputi:

Biaya teknik dan supervisi (engineering and supervision cost)

Biaya untuk desain kontruksi dan teknik, gambar, akuntansi,

kontruksi dan biaya teknik, travel, reproduksi, komunikasi, dan

biaya kantor pusat. Besarnya sekitar 5-30 % dari biaya langsung,

diambil sebesar 8 % (Peters & Timmerhaus, 1991).

Teknik dan supervisi = 8 % x DC

= 8 % x Rp 126.900.253.610,505

= Rp 10.152.020.288,840

Biaya Konstruksi (Contruction cost)

Biaya ini bervariasi pada situasi yang berbeda-beda, namun dapat

diperkirakan sekitar 6-30 % dari biaya langsung, diambil sebesar 8

% (Peters & Timmerhaus, 1991).

Konstruksi = 15 % x DC

= 15 % x Rp 126.900.253.610,505

= Rp 19.035.038.041,575

Biaya Jasa Kontraktor (Contractor’s Fee)

Biaya ini bervariasi pada situasi yang berbeda-beda, namum dapat

diperkirakan sekitar 2-8 % dari total Direct cost, diambil sebesar 4

% (Peters & Timmerhaus, 1991).

Biaya jasa kontraktor = 4 % x DC

= 4 % x 126.900.253.610,505

= Rp 5.076.010.144,420

Biaya Tak Terduga (Contingencies)

Faktor biaya tak terduga biasanya dilibatkan dalam estimasi

investasi modal untuk menjamin kejadian yang tak terduga, seperti

badai, banjir, perubahan harga, perubahan desain yang kecil,

kesalahan dalam estimasi, dan biaya tak terduga lainnya. Biaya ini

berkisar 5-15 % dari total FCI, diambil sebesar 6 % (Peters &

Timmerhaus, 1991).

Biaya tak terduga = 6 % x FCI

Plant start up

Sebelum pabrik beroperasi, kemungkinan akan ada perubahan-

perubahan yang bertujuan untuk mengoptimumkan kondisi desain.

Perubahan itu meliputi material, peralatan dan kerugian bila pabrik

hanya beroperasi dengan kapasitas menurun. Biaya ini berkisar 0–

12 % dari modal tetap, diambil sebesar 3 % (Peters & Timmerhaus,

1991).

Biaya start up = 3 % x FCI

Total Indirect Cost = Rp 34.263.068.474,836 + 9 % FCI

Fixed Capital Investment (FCI)

FCI = Direct Cost + Indirect Cost

FCI = Rp 126.900.253.610,505 + 34.263.068.474,836 + 0,09 FCI

FCI = Rp 177.102.551.742,13

Sehingga dapat dihitung:

Biaya tak terduga = 6 % x FCI = Rp 10.626.153.104,52

Biaya Start up = 3 % x FCI = Rp 5.313.076.552,264

2. Working Capital Investment (WCI)

Working capital untuk industri pabrik terdiri dari jumlah total uang yang

diinvestasikan untuk (1) stok bahan baku dan persediaan, (2) stok produk

akhir dalam proses yang sedang dibuat, (3) uang diterima (account

receivable), (4) uang terbayar (account payable), dan (5) pajak terbayar

(taxes payable).

Perbandingan working capital terhadap total capital investment bervariasi

untuk perusahaan yang berbeda, namum sebagian besar pabrik kimia

menggunakan working capital awal sebesar 10 – 20 % dari total capital

investment (Peters & Timmerhaus, 1991).

WCI = 15% Total Capital Invesment

Total Capital Investment (TCI)

TCI = FCI + WCI

= FCI + 0,15 TCI

= Rp 177.102.551.742,13 + 0,15 TCI

TCI = Rp 208.355.943.226,04

Sehingga, WCI = 15 % x TCI = Rp 31.253.391483,91

Perincian TCI dapat dilihat pada Tabel E.4 berikut :

Tabel E.4 Perincian TCI Pabrik Urea Formaldehid

Jenis Pengeluaran Biaya

1. Direct Cost

- Purchased equipment-delivered Rp 38.689.101.710,52

- Purchased equpment installation Rp 15.475.640.684,21

- Instrumentation dan controls Rp 3.868.910.171,05

- Piping (Biaya perpipaan) Rp 15.475.640.684,21

- Electrical (installed) Rp 15.475.640.684,21

- Buildings Rp 19.344.550.855,26

- Yard improvement Rp 3.868.910.171,05

- Service facilities Rp 11.606.730.513,16

- Land Rp 3.095.128.136,84

Total Direct Cost Rp 126.900.253.610,51

2. Indirect Cost

- Engineering and supervision Rp 10.152.020.288,84

- Construction expenses Rp 19.035.038.041,58

- Contractor Fee Rp 5.076.010.144,42

- Biaya tak terduga Rp 10.626.153.104,53

- Plant start up Rp 5.313.076.552,26

Total Indirect Cost Rp 50.202.298.131,63

Fixed Capital Investment (FCI) Rp 177.102.551.742,13

Working Capital Investment (WCI) Rp 31.253.391.483,91

Total Cost Invesment (TCI) Rp 208.355.943.226,04

C. Total Production Cost

1. Manufacturing Cost (MC)

Merupakan biaya yang dikeluarkan untuk proses pembuatan produk.

Manufacturing cost terdiri direct manufacturing cost, fixed charges dan

plant overhead.

a. Direct Manufacturing Cost

Merupakan biaya yang berhubungan langsung dengan operasi

manufaktur atau pembuatan suatu produk, yang terdiri:

Bahan Baku (Raw Material)

Dalam industri kimia, salah satu biaya utama dalam operasi

produksi adalah untuk bahan baku yang terlibat dalam proses.

Jumlah bahan baku yang harus disuplai persatuan waktu atau per

satuan produk dapat ditentukan dari proses neraca massa.

Tabel E.5 Kebutuhan bahan baku proses dan harga

Komponen Massa

(kg/jam)

Harga 2013

(Rp/kg)

Harga 2017

(Rp/kg)

Biaya

(Rp/tahun)

Metanol 1382,75 5.716,000 6.599 72.265.693.100

Urea 1722,94 1.371,840 1.584 21.610.820.049

Total

93.876.513.150

Utilitas (Utilities)

Biaya untuk utilitas terdiri dari: biaya pengolahan air, biaya

pembangkit steam, biaya pembangkit listrik dan bahan bakar.

Tabel E.6. Kebutuhan dan harga bahan pembantu untuk utilitas

Komponen Massa

(kg/jam)

Harga

(Rp/kg)

Biaya

(Rp/tahun)

Alum 63,90 300,00 103.850.525,49

Soda Kaustik 53,25 5.500,00 1.586.605.250,55

Solar (liter/jam) 325,69 11.979,00 30.849.979.652,00

Kaporit 1.278,01 7.500,00 51.925.419.642,00

Asam Sulfat 3,00 900,00 120.401.498,46

Hidrazin (liter/jam) 46,07 1.200,00 126.320.673,72

Inhibitor (Nat.Pospat) 60,04 650,00 1.739.132.755,60

Dispersant 15,01 300,00 200.669.164,11

Total 83.085.746.151,19

Pekerja Operasi (operating labor)

Dalam industri kimia, salah satu biaya utama dalam operasi

produksi adalah biaya pekerja operasi yang nilainya sebesar 10- 20

%, diambil 10 % (Peters & Timmerhaus, 1991).

Pekerja Operasi (OL) = 10 % x TPC

Direct Supervisory

Sejumlah supervisor langsung dan pekerja pencatat selalu

diperlukan untuk operasi manufaktur, Jumlah kebutuhan pegawai

ini berhubungan erat dengan jumlah pekerja operasi, kompleksitas

operasi, dan standar kualitas produk. Besarnya biaya direct

supervisory 10-25 % sebesar 15 %, (Peters & Timmerhaus, 1991).

Direct supervisory = 15 % x OL

= 1,5 % x TPC

Perawatan dan Perbaikan (Maintenence and Repair)

Biaya perawatan dan perbaikan meliputi biaya untuk pekerja,

material, dan supervisor. Biaya tahunan perawatan dan perbaikan

untuk industri kimia berkisar 2-10% dari fixed capital investment,

diambil sebesar 5 % (Peters & Timmerhaus, 1991)

Perawatan = 5 % x FCI

= 5 % x Rp 177.102.551.742,13

= Rp 8.855.127.587,11

Operating Supplies

Dalam beberapa operasi manufaktur, persediaan macam-macam

dibutuhkan untuk menjaga fungsi proses secara efisien. Misalnya

grafik, pelumas tes bahan kimia, penjagaan persediaan dan lainnya.

Biaya tahunan untuk tipe tersebut sekitar 10-20 % dari perawatan

dan perbaikan, diambil sebesar 10 % (Peters & Timmerhaus, 1991).

Operating supplies = 10 % MR

= 10 % x Rp 8.855.127.587,11

= Rp 885.512.758,71

Laboratory Charges

Biaya tes laboratorium untuk kontrol operasi dan untuk kontrol

kualitas produk dimasukkan dalam biaya ini. Biaya ini umumnya

dihitung dengan memperkirakan jam pekerja yang terlibat dan

mengalikannya dengan tingkat yang sesuai. Nilainya berkisar 10-

20 % dari operating labor atau 15 % dari TPC (Peters &

Timmerhaus, 1991)

Laboratory Charges = 15 % x OL

= 1,5 % x TPC

Royalti dan paten

Biaya yang dipersiapkan untuk pembayaran paten dan royalti,

karena pabrik beroperasi berdasarkan proses yang telah dipatenkan.

Dan telah terdapat pabrik dengan proses yang serupa di Cina.

Besarnya biaya untuk pembayaran paten dan royalti sekitar 0 – 6 %

dari total ongkos produksi (Total Production Cost/TPC). (Peters &

Timmerhaus, 1991)

Paten dan royalti = 2 % x TPC

Direct Manufacturing Cost

DMC = Rp 186.702.899.646,61 + 15 % TPC

b. Fixed Charges/Fixed Manufacturing Cost (FMC)

Merupakan biaya pengeluaran yang berkaitan dengan initial fixed

capital investment dan harganya tetap dari tahun ke tahun serta tidak

tergantung pada jumlah produksi. Terdiri dari :

Depresiasi (Depreciation)

Merupakan penurunan nilai atau harga dari peralatan atau

bangunan seiring berjalannya waktu pemakaian atau penggunaan.

Depresiasi ini terdiri dari: depresiasi mesin dan peralatan dan

depresiasi bangunan.

Depresiasi mesin dan peralatan = 10 % x FCI

= 10 % x Rp 177.102.551.742,13

= Rp 17.710.255.174,21

Depresiasi bangunan = 3 % x BV

= 3 % x Rp 19.344.550.855,259

= Rp 580.336.525,66

Total depresiasi = Rp 18.290.591.699,87

Pajak lokal (Local Taxes)

Nilai pajak lokal properti tergantung pada lokasi utama pabrik dan

peraturan atau hukum daerah tersebut. Nilai local taxes sebesar 1-4

% dari fixed capital investment, diambil 4 % (Peters and

Timmerhaus, 1991).

Local taxes = 4 % x FCI

= 4 % x Rp 177.102.551.742,13

= Rp 7.084.102.069,69

Asuransi (Insurance)

Tingkat asuransi tergantung pada tipe proses yang terjadi atai

berlangsung pada operasi manufaktur dan tingkat ketersediaan

fasilitas keamanan atau perlindungan. Nilainya sekitar 0,4-1 % dari

fixed capital investment, diambil 1 % (Peters and Timmerhaus,

1991).

Asuransi = 1 % x FCI

= 1 % x Rp 177.102.551.742,13

= Rp 1.771.025.517,42

Total Fixed Charges

FC = Rp 27.145.719.286,98

c. Plant overhead Cost (POC)

Merupakan biaya untuk keperluan seperti rumah sakit dan pelayanan

kesehatan, perawatan umum pabrik, pelayanan keselamatan, fasilitas

rekreasi, pensiun, kontrol laboratorium, pengepakan, perlindungan

pabrik, fasilitas pengiriman dan penerimaan barang dan dan

sebagainya. plant overhead sekitar 5 – 15 % total production cost,

diambil 5 % (Peters & Timmerhaus, 1991).

Plant overhead = 5 % x TPC

Manufacturing cost

Manufacturing cost = direct manufacturing cost + fixed charges + Plant

overhead

= Rp 213.848.618.933,58 + 20 % TPC

2. General Expenses

Merupakan biaya umum yang termasuk dalam operasi perusahaan. Terdiri

dari biaya administrasi, biaya distribusi dan pemasaran, biaya riset dan

pengembangan, serta biaya bunga. Terdiri dari :

Biaya Administrasi (Administrative Cost)

Biaya administratif adalah gaji karyawan keseluruhan termasuk

diantaranya Direktur Utama, Direktur, Staf Ahli, Kepala Bagian,

Kepala Seksi, Sekretaris, Karyawan Shift dan Karyawan non Shift.

Total gaji karyawan dapat dilihat pada tabel E.7. dibawah ini.

Tabel E.7 Daftar gaji karyawan

Jabatan Gaji/ bulan

(Rp) Jumlah

Gaji Total/tahun

(Rp)

Direktur Utama 35.000.000,00 1,00 460.000.000,00

Direktur (produksi + keuangan) 30.000.000,00 2,00 720.000.000,00

Staf Ahli 25.000.000,00 2,00 600.000.000,00

Kepala bagian 15.000.000,00 5,00 900.000.000,00

Kepala seksi 8.000.000,00 12,00 1.152.000.000,00

Sekretaris Direktur 5.000.000,00 3,00 180.000.000,00

Karyawan shift, terdiri dari :

Kepala regu 5.000.000,00 12,00 720.000.000,00

Proses 4.000.000,00 16,00 768.000.000,00

Laboratorium 3.000.000,00 4,00 144.000.000,00

Utilitas 3.000.000,00 24,00 864.000.000,00

Listrik/Instrumen 2.500.000,00 4,00 120.000.000,00

Peralatan dan Bengkel 2.500.000,00 4,00 120.000.000,00

Satpam 1.500.000,00 16,00 288.000.000,00

Karyawan non-shift, terdiri

dari :

Karyawan Litbang 2.500.000,00 4,00 120.000.000,00

Karyawan Personalia 2.500.000,00 4,00 120.000.000,00

Humas 2.500.000,00 2,00 60.000.000,00

K3 2.500.000,00 3,00 90.000.000,00

Pemasaran 2.500.000,00 3,00 90.000.000,00

Administrasi 2.500.000,00 3,00 90.000.000,00

Kas 3.500.000,00 3,00 126.000.000,00

Sopir 1.500.000,00 3,00 54.000.000,00

Pesuruh 900.000,00 6,00 64.800.000,00

Cleaning service 1.000.000,00 6,00 72.000.000,00

Dokter 6.000.000,00 2,00 144.000.000,00

Paramedis 2.000.000,00 3,00 72.000.000,00

Peralatan kantor 25.000.000,00

Legal,fee & auditing 40.000.000,00

Komunikasi 75.000.000,00

Total Administrative cost 134 8.513.800.000 Sumber: kellyservice.co.id. Tanggal 16 Januari 2013, Pukul 22.00 WIB.

Biaya Pemasaran dan Distribusi (Distribution and Marketing Cost)

Biaya pemasaran dan distribusi tergantung pada barang utama yang

dihasilkan, produk lain yang dijual perusahaan, lokasi pabrik, dan

kebijakan perusahaan. Dalam industri kimia besarnya biaya ini sekitar

2 - 20 % dari biaya total produksi (total production cost), diambil 10 %

(Peters and Timmerhaus, 1999).

Pemasaran dan distribusi = 10 % TPC

Biaya Riset dan Pengembangan (Research and Development Cost)

Biaya ini termasuk kaji dan upah semua pekerja yang berhubungan

langsung dengan tipe pekerjan tersebut, biaya tetap dan operasi semua

mesin dan peralatan yang terlibat, biaya untuk barang dan persediaan,

dan biaya lain-lain. Dalam industri kimia, biaya ini sekitar 2 - 5 % dari

biaya total produksi, diambil 2 % (Peters and Timmerhaus, 1999).

Biaya R and D = 2 % TPC

Finance (Interest)

Bunga dipertimbangkan sebagai kompensasi yang dibayarkan untuk

penggunaan modal yang dipinjam. Tingkat bunga tahunan sebesar 0-10 %

dari modal investasi total (total capital investment) diambil 5 % (Peter and

Timmerhaus, 1999).

Finance = 5 % x TCI

= 5 % x Rp 208.355.943.226,04

= Rp 10.417.797.161,30

General Expenses :

General Expenses = Rp 18.931.597.161,30 + 12 % TPC

Total Production Cost (TPC) :

TPC = Manufacturing Cost + General Expenses

= Rp 232.780.216.094,89 + 32 % TPC

TPC = Rp 342.323.847.198,36

sehingga dapat dihitung:

Operationg Labor = 10 % x TPC = Rp 34.232.384.719,84

Direct Supervisory = 1,5 % x TPC = Rp 5.134.857.707,98

Laboratory Charges = 1,5 % x TPC = Rp 5.134.857.707,98

Patent and Royalty = 2 % x TPC = Rp 6.846.476.943,97

Plant Over Head = 5 % x TPC = Rp 17.116.192.359,92

Distribution and Marketing Cost

= 10 % x TPC = Rp 34.232.384.719,84

Riset dan Pengembangan = 2 % x TPC = Rp 6.846.476.943,97

Perincian TPC dapat dilihat pada tabel berikut :

Tabel E.8 Perincian TPC Urea Formaldehid

MANUFACTURING COST

1. Direct manufacturing cost

- Raw Material Rp 93.876.513.149,60

- Utilitas Rp 83.085.746.151,19

- Maintenance and repair cost Rp 8.855.127.587,11

- Operating labor Rp 34.232.384.719,84

- Direct Supervisory Rp 5.134.857.707,98

- Operating supplies Rp 885.512.758,71

- Laboratory charges Rp 5.134.857.707,98

- Patents and Royalties Rp 6.846.476.943,97

Total Direct Manufacturing Cost Rp 238.051.476.726,36

2. Fixed Charges

- Depresiasi Rp 18.290.591.699,87

- Pajak lokal Rp 7.084.102.069,69

- Asuransi Rp 1.771.025.517,42

Total Fixed Charges Rp 27.145.719.286,98

3. Plant Overhead Cost (POC) Rp 17.116.192.359,92

Total Manufacturing cost Rp 282.313.388.373,26

GENERAL EXPENSES

1. Administrative cost Rp 8.513.800.000,00

2. Distribution and Selling Cost Rp 34.232.384.719,84

3. Research and Development Cost Rp 6.846.476.943,97

4. Finance Rp 10.417.797.161,30

Total General Expenses Rp 60.010.458.825,11

Total Product Cost (TPC)

= Manufacturing Cost + General expenses

Rp 342.323.847.198,36

D. Analisis Kelayakan (Profitability Analisis)

Analisis kelayakan diperuntukan untuk mengetahui apakah suatu pabrik layak

untuk didirikan dilihat dari segi ekonominya. Untuk itu perlu diketahui harga

penjualan dari produk yang dihasilkan. Analisis kelayakan ekonomi dapat

diketahui dengan dua metode, yaitu: metode analisis kelayakan linier dan

metode analisis kelayakan discounted cash flow. Berikut ini adalah tabel

harga penjualan produk dari Pabrik Urea Formaldehid.

Tabel E.9 Hasil Penjualan Produk Urea Formaldehid

Produk Produksi Harga Pendapatan/tahun

(kg/jam) (Rp/kg) (Rp/tahun)

Urea Formaldehid 2.828,28 18.476,58 413.874.910.121,62

Total Penjualan Rp. 413.874.910.121,62

Profit:

Sales = Rp 413.874.910.121,62

Total cost = TPC = Rp 342.323.847.198,36

Profit before tax (Pb) = Rp 71.551.062.923,25

Taxes = 20 % x Pb

= 20 % Rp 71.551.062.923,25

= Rp 14.310.212.584,65

Profit after tax (Pa) = Rp 71.551.062.923,25 - Rp 14.310.212.584,65

= Rp 57.240.850.338,60

1. Analisis Ekonomi Metode Linier

a. Percent Return on Investment (ROI)

ROI before taxes :

ROIb = TCI

Pb x 100 %

= 3.226,04208.355.94 Rp

.923,2571.551.062 Rp x 100 %

= 34,34 %

ROI after taxes :

ROIa = TCI

Pa x 100 %

= 3.226,04208.355.94 Rp

.338,6057.240.850 Rp x 100 %

= 27,47 %

Tabel 9.5 Minimum acceptable persent return on investment

Industri

Persen Return on Investment

Sebelum Pajak Sesudah Pajak

Low Avr High Low Avr High

Chemical proses 15 30 45 7 15 21

Drugs 25 43 56 13 23 30

Petroleum 18 29 40 12 20 28

Metal 10 17 25 5 9 13

b. Pay Out Time (POT)

POT before taxes :

POTb = FCI1,0P

FCI

b

= 1.742,13177.102.55 Rp1,0 .923,2571.551.062 Rp

1.742,13177.102.55 Rp.

= 1,98 tahun

POT after taxes :

POTa = FCI1,0P

FCI

a

= 1.742,13177.102.55 Rp1,0 .338,6057.240.850 Rp

1.742,13177.102.55 Rp.

= 2,36 tahun

Tabel 9.6 Acceptable pay out time untuk tingkat resiko pabrik

Pay Out Time

Industri Sebelum Pajak Sesudah Pajak

Low Avr High Low Avr High

Chemical proses 6,7 3,3 2,2 14,3 6,7 4,8

Drugs 4,0 2,3 1,8 7,7 4,3 3,3

Petroleum 5,6 3,4 2,5 8,3 5,0 3,6

Metal 10,0 5,9 4,0 20,0 11,1 7,7

c. Break Even Point (BEP)

BEP = %100xR7,0VS

R3,0F

aaa

aa

Keterangan:

Fa = biaya tetap per tahun (annual fixed expenses)

Ra = biaya regulasi per tahun (annual regulated expenses)

Va = biaya variabel per tahun (annual variable expenses)

Sa = penjualan per tahun (annual sales expenses)

Tabel E.10 Jumlah biaya yang dibutuhkan untuk perhitungan BEP

Jenis Biaya Rp

Annual fixed expenses (Fa) 27.145.719.286,98

Annual regulated expenses (Ra)

Labour 34.232.384.719,84

Plant overhead 17.116.192.359,92

Direct Supervisory 5.134.857.707,98

Laboratorium 5.134.857.707,98

General Expense 60.010.458.825,11

Maintenance 8.855.127.587,11

Plant Supllies 885.512.758,71

Total 131.369.391.666,63

Annual sales expenses (Sa) 413.874.910.121,62

Annual variable expenses (Va)

Bahan Baku 93.876.513.149,60

Utilitas 83.085.746.151,19

Total 176.962.259.300,79

BEP = 45,92 %

d. Shut Down Point (SDP)

SDP = %100R7,0VS

R3,0

aaa

a

= 27,19 %

Grafik BEP dan SDP pabrik Dicalcium Phosphate Dihydrate ditunjukkan

oleh Gambar E.2 berikut.

Gambar E.2 Grafik Analisis Ekonomi

2. Discounted Cash Flow Rate of Return (DCFRR)

a. Usia ekonomi pabrik dihitung dengan persamaan:

n = depresiasi

valueSalvageFCI

= 9,68 tahun = 10 tahun

b. Nilai bunga (interest, i) dihitung dengan persamaan :

0.E+00

2.E+11

4.E+11

6.E+11

8.E+11

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

RP

Kapasitas Produksi (%)

BEP

Sale Total Cost Fixed Cost Variabel Cost

(FCI + WCI) (1 + i)n = {(1 + i)

n-1 + (1+ i)

n-2 +…+1)}.(CF).(WCI + SV)

Keterangan:

FCI = Rp 177.102.551.742,13

WCI = Rp 31.253.391.483,91

CF = keuntungan setelah pajak + depresiasi

= Rp 75.531.442.038,47

SC = Salvage value (Rp 0,00)

Berdasarkan trial and error diperoleh nilai interest,

i = 31,42 %

3. Analisis Ekonomi Discounted Cash Flow (DCF)

Diketahui data :

- TCI = Rp 208.355.943.226,04

- Modal sendiri = 55 % x TCI (asumsi)

= 55 % x Rp 208.355.943.226,04

= Rp 114.595.768.774,32

- Modal pinjaman = TCI – Modal sendiri

= Rp 93.760.174.451,72

- TPC = Rp 342.323.847.198,36

- Depresiasi = Rp 18.290.591.699,87

- Harga produk = Rp 413.874.910.121,62

- Bunga Bank = 15 % (rata-rata dan dianggap tetap)

- Pajak = 20 %

- Usia pabrik = 10 tahun

- Kapasitas produksi = - Tahun pertama sebesar 70%

- Tahun kedua sebesar 90%

- Tahun ketiga dan seterusnya sebesar 100%

- Masa konstruksi = 2 tahun

a. Pada tahun -1 (konstruksi tahun pertama)

Dikeluarkan biaya sebesar 55 % TCI sebesar Rp 114.595.768.774,32

Pengeluaran pada tahun -1 seluruhnya digunakan modal sendiri.

Modal sendiri = Rp 114.595.768.774,32

b. Pada tahun 0 (akhir masa konstruksi)

Dikeluarkan biaya sebesar 45 % TCI sebesar 93.760.174.451,72

Semua adalah pinjaman dari bank, jadi total hutang pada awal tahun 0

adalah :

Hutang tahun 0 = Rp 93.760.174.451,72

Bunga Bank = 15 % x Rp 93.760.174.451,72

= Rp 14.791.233.110,84

Bunga bank ini akan dikenakan mulai pada tahun berikutnya.

Perhitungan DCF (Discounted Cash Flow) selanjutnya ditunjukan pada

Tabel E.12.

Tahun : Tahun konstruksi dan tahun produksi

Kapasitas : Persentase kapasitas produksi dari total produksi

Hasil penjualan : Kapasitas produksi x total penjualan

Biaya produksi : Kapasitas produksi x total production cost (TPC)

Laba kotor : Hasil penjualan – biaya produksi

Pajak : 20 %

Laba bersih : Laba kotor – pajak

Depresiasi : Dari perhitungan investasi

Net cash flow : Depresiasi + laba bersih

Discounted net : Net cash flow / discount factor

Discounted factor : 1/(1+i)n

Investasi : Total pengeluaran tahun -1, dan 0.

Modal sendiri : 55 % x TCI

Cumulatif Cashflow : (cash flow)n + (cumulative cash flow)n-1

Tabel E.12 Discounted Cash Flow Pabrik Urea Formaldehid Kapasitas 28.000 ton/tahun

Tahun

ke-

Kapasitas

Produksi

Hasil

Penjualan Biaya Produksi

Laba Depresiasi Net Cash Flow

Laba Kotor Pajak Laba bersih

-1

0

1 70% 289.712.437.085 239.626.693.039 50.085.744.046 10.017.148.809 40.068.595.237 18.290.591.700 58.359.186.937

2 90% 372.487.419.109 308.091.462.479 64.395.956.631 12.879.191.326 51.516.765.305 18.290.591.700 69.807.357.005

3 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038

4 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038

5 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038

6 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038

7 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038

8 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038

9 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038

10 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038

E .3

2

Tabel E.12 Lanjutan

Cumulative Cash

Flow

Trial for i =10 % Trial for i = 31,42 % Net Present

Value

Total Investasi

Discount

Factor Present Value

Discount

Factor Present Value

(114.595.768.774) (114.595.768.774) 208.355.943.226

(208.355.943.226) (208.355.943.226) 31,4223% 208.355.943.226

(149.996.756.289) 0,9091 (149.996.756.289) 0,7609 44.405.841.974

44.405.841.974

(80.189.399.285) 0,8264 57.692.030.582 0,5790 40.416.895.200

84.822.737.174

(4.657.957.246) 0,7513 56.747.890.337 0,4405 33.275.179.398

118.097.916.572

70.873.484.792 0,6830 51.588.991.215 0,3352 25.319.275.945

143.417.192.517

146.404.926.831 0,6209 46.899.082.923 0,2551 19.265.583.116

162.682.775.633

221.936.368.869 0,5645 42.635.529.930 0,1941 14.659.293.323

177.342.068.956

297.467.810.908 0,5132 38.759.572.664 0,1477 11.154.340.849

188.496.409.805

372.999.252.946 0,4665 35.235.975.149 0,1124 8.487.402.293

196.983.812.098

448.530.694.985 0,4241 32.032.704.681 0,0855 6.458.113.363

203.441.925.461

524.062.137.023 0,3855 29.120.640.619 0,0651 4.914.015.710

208.355.941.171

(82.236.050.189) 208.355.941.171

E .3

3

Tabel E.12 Lanjutan

Modal Sendiri Pinjaman Bunga Pinjaman Total Pinjaman Pengembalian Hutang

114.595.768.774 - - - -

93.760.174.452 14.064.026.168

107.824.200.619 -

107.824.200.619 16.173.630.093

123.997.830.712 40.068.595.237

83.929.235.475 12.589.385.321

96.518.620.797 96.518.620.797

- - -

LAMPIRAN F

PERANCANGAN LONG TUBE VERTICAL VAPORIZER (VP – 201)

(TUGAS KHUSUS)

Fungsi : Untuk menguapkan metanol liquid menjadi metanol dalam

fasa uap.

Kondisi operasi :

TF = 30oC = 303 K

Toperasi = 240oC = 319 K

Ppermukaan uap = 1 atm (Geankoplis,1983 A.2-9)

E .3

4

Tipe : Long Tube Vertical Vaporizer dengan head berbentuk

Flanged and standard dished head.

Alasan Pemilihan :

Jenis ini selain untuk tujuan konsentrasi larutan juga cocok untuk tujuan

membangkitkan uap (vapor generation) (Hewitt,2000).

Long tube vaporizer harganya murah serta pengoperasian dan

pembersihannya lebih mudah (Perry’s, 1989:11-109).

Flanged and standard dished head cocok digunakan pada tekanan

permukaan 1 atm (Brownell & Young,1959).

Luas perpindahan panasnya besar sehingga dapat menguapkan sejumlah

besar fluida.

Long Tube Vertical Vaporizer memiliki small floor space dan low holdup

(Perry’s, 1989).

Long Tube Vertical Vaporizer membutuhkan waktu yang lebih lama

untuk proses pembentukan kerak dibandingkan dengan Short Tube

Vertical Vaporizer (Banchero, 1955).

Ukuran tube pada Long tube vertical vaporizer pada umumnya 1,25 - 2 in OD

dan panjang 12 - 24 in (Kern,1988 Hal.404). Waktu tinggal Long tube vertical

vaporizer 5 - 10 menit (Ulrich,1984).

Article XXXIII. Perhitungan Neraca Massa

Gambar :

S, TS1

TS2

1

2

F, L, TF

V, Tv

Gambar F-1 Aliran pada Vaporizer (VP-201)

Data operasi:

F = 1384,13 kg/jam

TF = 30oC

TS1 = 300oC

Keterangan :

- Aliran 1 : Aliran metanol liquid dari TP-102 menuju VP-201

- Aliran 2 : Aliran uap metanol menuju RE-301

3. Komposisi Input VP – 201


H2O = 1,38 kg/jam


Pada komposisi input, umpan berada dalam fase cair.

4. Komposisi output VP – 201


H2O = 1,38 kg/jam


Pada komposisi output berada dalam fase uap.

Tabel F.1. Neraca Massa di Vaporizer (VP – 201)

KOMPONEN Input (Kg/jam) Output (Kg/jam)

Aliran 1 Aliran 2

CH3OH 1382,75 1382,75

H2O 1,38 1,38

Total 1384,13 1384,13

Article XXXIV. Dari perhitungan neraca panas

Panas Aliran Umpan Masuk (aliran 1)

Qumpan = m 363,15

298,15

dTCp

Tref = 298,15 K

T = 303,15 K

Tabel F.2 Panas aliran masuk Vaporizer (VP-201)


(kJ/kmol) ∆H1 (kJ/jam)

Panas Aliran Keluar

Panas aliran liquid keluar (aliran 5)

Qproduk = m 513,15

298,15

dTCp

Tref = 298,15 K

T = 513,15 K

Tabel F.3 Panas aliran keluar Vaporizer (VP-201)

Kebutuhan steam


= 484798.7334 - 17322.5643

= 467476.1691 kJ/jam

Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa :

Hl = 1344 kJ/kg

Hv = 2749 kJ/kg

λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg

CH3OH 1382,75 400.7148235 17293.63975

H2O 1,38 377.4863816 28.92455339

Total 1384,13

17322.5643



CH3OH 1382,75 11220.25118 484232.1031

H2O 1,38 7394.93588 566.6302895

Total 1384,13

484798.7334

Maka massa steam:



= 914656.2198 kJ/jam



= 447180.0507 kJ/jam

Tabel F.4 Neraca Energi Vaporizer



CH3O

H

17293.6397

5 0,000

484232.103

1 0,000

H2O

28.9245533

9

566.630289

5

Steam 0,000

914656.2198

0,000 447180.050

7

Sub Total 17322.5643

914656.2198

484798.7334 447180.050

7

Total 931978.7841 931978.7841

Article XXXV. Pemilihan tube

Dari tabel 4-7 Ulrich,1984 range UD untuk Long Tube Vertical Vaporizer

sebesar 200 – 700 Btu/jam.ft2.oF . Diambil UD = 200 Btu/jam.ft

2.oF

Fluida panas (shell)

Tin = 300 oC

Tout = 300 oC

W = 332,72 kg/jam

= 733,52 lb/jam

Fluida dingin (tube)

tin = 30 oC

tout = 240 oC

W = 1384,13 kg/jam

= 3051,5 lb/jam

Menghitung ∆TLMTD

∆TLMTD =

)(

)(

)()(

12

21

1221

tT

tTLn

tTtT

= 251,3158 oF


harus di-supply atau yang dibutuhkan oleh fluida dingin adalah

467476,1691 kJ/jam = 443080,1747 btu/jam

Luas perpindahan panas :

A = TU

Q

D .

= 88,154 ft2

Menentukan dimensi tube :

Vertical tube vaporizer :

OD = 0,75 in

L = 10 ft (4-10 ft) (Minton, 1986, Hal 78)

Dipilih tube : Table 10. Kern 1965

OD = 0,75 in (0,0625 ft)

BWG = 16

ID = 0,62 in (0,0517 ft)

Surface per lin ft a" = 0,1963 ft


Menghitung jumlah tube (Nt)

Nt = L.a"

A

= 10.0,1963

88,154

= 44,907 tube

= 44 tube

Koreksi UD

A = Nt.L.a”

= 44 x 10 x 0,1963

= 86,372 ft2

UD = TA

Q

.

= 251,3158372,86

7443080,174


Pemilihan pitch (Pt)

Dari Fig. 8-69 Ludwig Vol.II :

OD/Pt = 0,2-0,5

Dipilih:

OD/Pt = 0,25

Sehingga:

Pt = 0,75/0,25

= 3 in

Cross sectional area tube bundle A’

Tiap Tube memerlukan 2 x luas PQR

Luas PQR = ½ alas. tinggi

= ½ Pt.t

t = Pt sin(60)

Luas PQR = ½ 2

tP . Sin (60)

= ½ (3)2.sin (60)

= 3,8971 in2

= 0,0271 ft2

A’ = Nt . 2 luas PQR

= 44 x 2 x 0,0271

= 2,38 ft2

Diameter bundle :

Dbl =

'.4 A

= 1,74 ft

Diameter down take :

Dari Mc.Cabe and Smith

Ddt = 0,2-0,4 Dbl

Dipilih :

Ddt = 0,4 Dbl

P Q

R

Pt

t

= 0,6964 ft

Volume tube total :

Vt = ¼ . π (ODt)2. L. Nt

= ¼ . 3,14 .(0,0625)2. 10. 44

= 1,35 ft3

Article XXXVI. Perhitungan diameter vaporizer


= 3051,5 lb/jam

ρav = 121,91 lb/ft3

Vcairan = 3051,5 / 121,91

= 25,03 ft3

Cairan akan menempati tube dan tutup bawah

Volume vaporizer bawah :

Vbawah = Vcairan + Vt

= 25,03 + 1,35

= 26,38 ft3

Dipilih vaporizer long tube dengan D : H = 1 :1

Vbawah = ¼ π D2 + π/24 D

3

26,38 = ¼ π D3 + π/24 D

3

D = 4,5718 ft

= 48 in

= 1.2192 m < 4 m, memenuhi (Tabel 4-7 Ulrich, 1984)

H = 4,5718 ft

= 1.2192 m

Jadi tinggi cairan dalam vaporizer yaitu 4,5718 ft dan diameter vaporizer

yaitu 4,5718 ft

Article XXXVII. Ruang uap

Cairan teruapkan = 1384,13 kg/jam

= 3051,5 lb/jam

Volume spesifik = 42,62 ft3/lb

Volumetrik uap = 3051,5 x 42,62

= 130.054,93 ft3/jam

= 36,126 ft3/s

Waktu tinggal diambil = 10 menit (Geankoplis, 1995)

Volume uap = 36,126 x 10

= 361,26 ft3

Uap akan menempati shell dan tutup bagian atas

Volume uap = ¼ π D2 H + π/24 D

3

361,26 = ¼ π (4,5718)2.Hv + π/24 (4,5718)

3

Hv = 21,2562 ft

= 6,4 m

Article XXXVIII. Tinggi vaporizer

HVP = HL + Hv

= 4,5718 + 21,2562

= 25,828 ft

= 7,62 m < 12 m (Tabel 4-7 Ulrich, 1984)

Article XXXIX. Cek geometri

Nilai (Hl + Hv) / D antara 3 – 6. (Evans, 1974, hal 155)

D

HH vL = 32,179 /3,389

= 5,649 (memenuhi)

Article XL. Menghitung tekanan desain


Pdesain = 1,5.Poerasi (Megyesy, hal 16)

= 30,86 psi

Article XLI. Menghitung tebal shell


Ketebalan shell minimum:

ts = CpEf

dp

d

id ).6,0.(2

.

keterangan :

ts = ketebalan minimum dinding shell, in

pd = tekanan desain, psi

di = diameter shell bagian dalam , in


digunakan material stainless steel SA 167 Grade 11 type 316

(18,750 psi).

(App.D.Item 4. Brownell and Young, 1959, Hal 342)

E = efisiensi sambungan (single-welded butt joint with backing strip,

no radiographed ) = 0,85

(Tabel 13.2 Brownell and Young,1959,Hal 254).

C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance) = 0,25 in/20 tahun

ts = in0,25psi) 86,03x0,60,85xpsi(18.7502.

in 70,7687xpsi 30,86


h. Desain head dan bottom deflector

Bentuk-bentuk Head:

Flange and standard Dished Head

Digunakan untuk vessel proses vertikal bertekanan rendah, terutama

digunakan untuk tangki penyimpanan vertical, serta untuk menyimpan

fluida yang volatil.

Torispherical Flanged and Dished Head

Digunakan untuk tangki dengan tekanan dalam rentang 15 psig (1,020689

atm) – 200 psig (13,60919 atm).

Elliptical Flanged and Dished Head

Digunakan untuk tangki dengan tekanan tinggi dalam rentang 100 psig dan

tekanan diatas 200 psig. (Brownel and Young, 1959)

Dalam perancangan ini digunakan jenis Torispherical Flanged and Dished

Head.

Gambar F.2 Torispherical Flanged and Dished Head

Keterangan :

th = Tebal head, in

Icr = Inside corner radius, in

r = Radius of dish, in






Tebal head (th)

CPfE

wrPt c

h

2,02

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

Dimana :

ID

B A h

sf r

icr

C a

icr

rw c3.

4

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

Keterangan :








Menentukan Inside corner radius dan corner radius :

OD = ID + 2 t

= 88 in + (2 x 3/16) in

= 88,375 in

pada t = 3/16 in

maka icr = 5 ½ in (Tabel 5.7,Brownell and Young,1989)

rc = 90 in

Maka :

½ 5

903.

4

1w = 1,7613

inpsixpsiax

inpsith 125,0

) 16,72(2,0)85,0).(18700(2

)7613,1).(90).( 16,72(

= 0,208 in (dipakai plat standar ¼ in)

Untuk th = ¼ in, dari Tabel 5.8 Brownell and Young hal. 93, maka sf = 1 ¼ –

2 ¼ in, dan direkomendasikan sf = 2,5 in.

Depth of dish (b)

22

2icrIDicrrcrcb (Brownell and Young,1959.hal.87

22½ 5

288½ 59090 inb = 14,78 in

Tinggi Head (OA)

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

= ( ¼ + 14,78 + 2,5) in

= 17,53 in = 1,46 ft

i. Perancangan Bottom tangki

Bentuk : Kerucut terpancung

Gambar F.3 Head bawah Kerucut Terpancung

ID = diameter Deflector = 88 in

d = diameter ujung kerucut = 17 ¼ in

h = tinggi kerucut, in

Menentukan dimensi konis

d

ID

h

Perhitungan dimensi tutup bawah telah dihitung pada perhitungan di atas :

Ds = diameter dalam shell, IDs = 7,29 ft = 88 in

d = diameter kerucut terpancung = diameter Shell pada heater

Sudut kerucut, = 60o

h = {(ID - d)/2}tan

h = {(ID - d)/2}tan 60

h = 0,866 (ID - d)

h = 0,866 x (88 – 15 ¼)

= 63 in = 5,25 ft

Tinggi total deflector = Tinggi shell + Tinggi head atas + Tinggi head bawah

= (4,6+ 23) ft + 1,46ft + 5,25 ft

= 34,31 ft

j. Menghitung volume deflector

Tutup atas tangki = torispherical

Tutup bawah tangki = kerucut terpancung

Vtangki = Vshell + Vtorispherical + Vkerucut

Vtorispherical

a. Volume tanpa bagian sf:

V = 0,0000439 × ID3

= 0,0000439 × 7,3333

= 1,73 × 10-2

ft3

b. Volume pada sf:

Vsf = 0,25 × π × r2 × sf

= 0,25 × 3,14 × 7,3332 ×

125,2

= 8,794 ft3

Vtorispherical = (1,73 × 10-2

+ 8,794) ft3

= 8,8113 ft3

Vkerucut = [1/12 π.h(ID

2 + ID.d +d

2)]

= [1/12 x 3,14 x 5,25 x (7,333

2 + 7,333 x 1,27 x + 1,27

2)] ft

3

= 88,88 ft3

Volume total deflector:

Vshell = (0,25 × π × ID2 × Hs) + 8,8113 ft

3 + 88,88 ft

3

= (0,25 × 3,14 × 7,3332 × 25,096) ft

3 + 97,6913 ft

3

= 1.448,28 ft3

+ 96,9957 ft

3

= 1.545,9753 ft

3

k. Menentukan tebal konis

CPEf

DPtc

).6,0.(cos.2

.

(Brownell and young, 1959:118)

P = 16,72 Psi

f = 18700 Psi

E = 0,85 (jenis sambungan las : double-butt weld)

D = diameter dalam kerucut = 88 in

Maka tc = 0,21 in

Standardisasi tc = ¼ in

l. Perancangan Shell and Tube

Fluida Panas (Shell )

Tin = 572 oF

Tout = 572 oF

W = 332,72 kg/jam = 733,52 lb/jam

Fluida Dingin (Tube)

tin = 86 oF

tout = 464 oF

W = 1384,13 kg/jam = 3051,5 lb/jam

Tabel F.5 Menghitung ∆TLMTD

Hot Fluid Difference Cold Fluid

572 108 464

572 486 86

0 -378 378

(∆TLMTD)Pre =

68572

464572

) 68572()464572(

Ln

251,3158 oF

Temperatur Kalorik

Tc = Tavg = (T1 + T2)/2 = 572 oF

tc = tavg = (t1 + t2)/2 = 275 oF

R = )(

)(

12

21

tt

TT

= 0

Karena R = 0, maka Ft= 1, Δt = LMTD x Ft = 251,3158 oF

1. Menentukan luas bidang transfer panas (A)

Dari tabel 4-7 Ulrich,1984 range UD untuk Long Tube Vertical Vaporizer

sebesar 200 – 700 Btu/jam.ft2.oF . Diambil UD = 200 Btu/jam.ft

2.oF


harus di-supply atau yang dibutuhkan oleh fluida dingin adalah

467476,1691 kJ/jam = 443080,1747 btu/jam

Luas perpindahan panas dapat dihitung sebagai berikut :

A = txU

Q

D

2

11

11 ft1542,88

251,3158.200

1443080,747

.

TU

QA

2. Menentukan dimensi tube

Dari Kern,1988 hal 404, untuk Long - Tube Vertical Vaporizer, umumnya

OD tube = 0,5 - 2 in umumnya panjang tube 12-24 ft.

Diambil:

Panjang tube = 10 ft

OD tube = 0,75 in

BWG = 16

Pitch = 1 9/16 in. triangular

Passes = 1

Dari tabel 10, Kern 1965, hal 843, diperoleh:

ID = 0,62 in

Wall Thickness = 0,134 in


Surface per lin ft (a”) = 0,1963 ft2

3. Menghitung jumlah tube (Nt)

"aL

AN

t

t

(Kern, 1965, hal 153)

1963,010

154,88

tN = 44,09 tubes

Diambil harga Nt dari tabel 9, Kern, 1965, hal 841 yang mendekati

perhitungan = 44 tubes.

4. Koreksi harga UD

A = Nt.L.a”

= 44 x 10 x 0,1963

= 86,372 ft2

UD = TA

Q

.

= 251,3158372,86

7443080,174


5. Menghitung flow area tube (at)

at = n

aN tt

144

'

= 0,441 ft2

6. Menghitung mass velocity tube (Gt)

Gt = ta

w

= 12.668,34 lb/hr ft2

7. Menghitung bilangan reynold di tube

Ret =

tGD

Pada tc = 275 oF, = 5,65 cP = 13,6824 lb/ft.hr

Ret = 13,6824

12.668,3410

982,0

= 5.555,31

Dari gambar 24 Kern, 1965, hal 834 diperoleh jH = 25

hi = tk

c

D

kjH

31

31

388,0

6824,1342,0

0818,0

388,025

t

hi

= 291,24 Btu/hr ft2 o

F

OD

IDhihio

tt

75,0

62,0 291,24

t

hio

= 228,78 Btu/hr ft

2 oF

8. Menentukan dimensi shell

ID shell = 17 ¼ in

Passes = 1

Baffle space = 4,3125 in

c’ = (Pt – tube OD)

= (1 9/16 – 1 ¼ ) = 0,3125

9. Menghitung flow area shell (as)

Pt

BcIDas

144

'

= 0,1033 ft2

10. Menghitung mass velocity shell (Gs)

Gs = sa

W

= 2.088,96 lb/hr ft2

11. Menghitung bilangan reynold di shell

Res =

GsD

Pada Tav = 572 oF = 0,015 cp = 0,0363 lb/ft.jam

Dari gambar 28 Kern, 1965, hal 838. De = 0,91 in = 0,0758 ft

Res = 0363,0

2.088,960758,0 = 4.362,07

m. Menghitung kondensasi fluida di shell

Condensation of steam, ho = 1500 Btu/hr ft2 o

F

n. Menghitung temperatur dinding tube

Tw = )( tcTchioho

hotc

t

= 275 + 5,100572228,781500

1500

= 244,1oF

Pada Tw = 244,1oF, μw = 0,27 cp × 2,42 = 0,6534 lb/ft hr

14,0

w

t

= 14,0

6534,013,6824

= 1,53

Corrected coefficient, hio = s

s

hio

= 228,78 Btu/hr ft2 oF

12. Menghitung clean overall coefficients (Uc)

Uc = oio

oio

hh

hh

= 1500 228,78

150078,228

= 198,5 Btu/hr ft

2 oF

13. Menghitung Dirt factor (RD)

DC

DC

DUU

UUR

= 0,00953

Rd yang diperlukan = 0,001

14. Menghitung pressure drop (ΔP)

1). Pressure drop tube (ΔPt)

t

t

tsD

nLGfP

10

2

1022,52

1 (Kern, 1965)

Diketahui:

Specific gravity = 0,154

untuk Ret = 5.555,31maka f = 0,00028 (fig.26 Kern, 1965 hal 836)

53,1154,015

92,01022,5

115 12.668,340,00028

2

1

10

2

tP

= 0,08935 psi

Untuk Gt = 12.668,34 lb/hr ft2 dari gambar 27, Kern, 1965

Diperoleh V2/2g = 0,0032

g2

v

s

n4P

2

r

= 0032,0154,0

14

= 0,08311

Sehingga:

ΔPT = ΔPt + ΔPr

= 0,08935 + 0,08311

= 1,72 psi

ΔPT memenuhi ∆P max yang diijinkan yaitu 10 psi (Kern,1988)

2). Pressure drop shell (ΔPs)

ΔPs = ssDxx

NDfG

e

ss

10

2

1022,5

)1(

Diketahui :

Pada tc = 100,5 o

F, specific gravity steam = 0,00214

untuk Res = 17.251,3906 diperoleh f = 0,00025 (fig. 29 Kern 1965, hal 839)

no. of crosses, N + 1 = 12 L/B

= 30

IDs = 17 ¼ /12 = 1,4375 ft

ΔPs = 100214,00758,01022,5

304375,1 10.283,85002,010

2

= 0,149 psi

ΔPT memenuhi ∆P max untuk steam yaitu 1 psi (Kern,1988 hal 165)

m. Mekanikal Desain shell and tube

1.Tube

Material : SA-53 A ( Carbon steel )

Susunan : Triangular Pitch

Faktor design : 20%

Dimensi Kern

ODt :0,75 in

IDt : 0,62 in

Surface per line, a” : 0,1963 ft2/ft

Flow area per tube,at’ : 0,3020 in2

Long tube : 10 ft

Jumlah tube : 3 tube

3 tube disusun triangular pitch

Panjang pitch, Pt’

Pt’ : 1 9/16 in

PT’ 60o

60o 60o A B

C

C’

Gambar F.4 Susuan Tube

Clearance, C'

C' : Pt - ODt

: 1 9/16 in – 3/4 in = 0,3125 in

: 1,057159 in2

: 0,073149 ft2

Volume 1 tube : LIDt 2

4/1

in121092,014,341 2

= 119,6 in3

Volume total tube : 0,00001638 x 119,6 in3 x 3 tube

= 0,164 m3

n. Perencanaan Shell

Material and Spesification Number : SA-129 C

Alasan Pemilihan : Material SA-129 (stainless steels ) memiliki nilai

safety yang lebih baik untuk temperatur antara -20 – 659 oF

Spec. Minimal Tensile : 42.000 Psia

Max. Allowable Stress Value at 278oF : 10.500,00 psia

Poperasi pada shell = 44,09 psia

Pdesign = 17 psi

E, Welded Joint efficiency = 0,8 (Tabel 13.2 Brownell & young)

ri, inside radius shell, inch = 17 ¼ in

2

60sin PtxPtABCLuas

O

f, stress maksimum = 10.500,00 psia (Tabel 13.1 Brownell &

young)

c, faktor korosi = 0,125

Menghitung Tekanan desain pada shell


= 67 psi + 144

Lg

g

c

= 67 psi + 144

ft 21 9,81

9,81lb/ft00324,0 3

= 67,002 psi


1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10% diatasnya.

:Pdesain = 1,1 × Pabs

= 1,1 × 67,002 psi

= 73,7 psi

Maka tebal shell :

cPEf

riPt

6,0.

125,0

73,76,08,000,10500

25,17 73,7

psiapsia

inpsiat

= 0,277 in = 5/16 in tebal standart

Diameter Luar Shell, ODs

ODs = IDs + 2 ( tshell )

= 17 ¼ in + 2 ( 5/16 ) in

= 17,875 in = 1,46958 ft

Panjang shell ( Ls )

Diambil : flanged shell ( FL ) = 2 x 2in = 4 in = 1/3 ft

Panjang shell : Panjang tube + fL

: 12 ft + 1/3 ft

: 12 1/3 = 3,759 m

Volume total shell = ¼ x π x IDs2 x L

= ¼ x 3,14 x ( 17 ¼ /39,3701 )2 x 3,759

= 0,568 m3

Volume shell tanpa tube = Volume total shell – Volume total tube

= 0,568 m3

– 0,2446 m3

= 0,324 m3

Tipe shell : Tipe E ( Standart TEMA )

Alasan Pemilihan : shell tipe E merupakan salah satu jenis shell yang

paling ekonomis, efisiensi thermalnya baik, dan terdiri dari 1 pass sesuai

dengan karakteristik HE yang dipakai. Dan juga memiliki LMTD tinggi.

o. Penyangga Tube (Baffle)

Tube pada VP-201 disangga dengan menggunakan baffle tipe segmen

tunggal, sebab tipe segmen ini adalah tipe baffle yang paling sering

digunakan, dipasang tegak lurus terhadap tube. Disamping membelokkan

arah aliran, sekat ini juga berfungsi untuk menyangga tube.

Baffle cut = 25 % x IDs

sebab pada kondisi ini akan terjadi perpindahan panas yang baik serta

penurunan tekanan yang tidak terlalu besar (Tunggul,1992)

IDs = diameter dalam shell

= 17 ¼ in

= 1,4375 ft

Maka baffle cut = 0,25 x 1,4375 ft = 0,35937 ft

Baffle space = 1/4 IDs

= 1/4 x 17 ¼ in = 4,3125 in = 0,359375 ft

Berat Penyangga = V x densitas stainless steel

= 34 x 3,14 x (IDs – baffle cut) x ρ steel

= 34 x 3,14 x (1,4375 ft - 0,35975 ft) x 490 lb/ft3

= 5.637,9681 lb = 2.557,326 kg

17,625

3/16 in

Gambar F-5. penampang baffle dengan 25 % baffle cut

p. Head Stationer

Head stationer merupakan salah satu bagian ujung dari penukar kalor.

Pada bagian ini terdapat saluran masuk fluida yang akan mengalir ke

dalam tube.

Tipe Stationary Head : Tipe B, Bonnet ( Standart TEMA )

Alasan Pemilihan : Tipe ini sangat sesuai digunakan pada Heat

Exchanger pada kondisi temperatur sedang sampai tinggi karena mudah

diisolasi secara efektif. Pembersihan tube hanya dapat dilakukan dengan

membuka head.

Gambar. F-6, Head Stationer Type B, bonnet (standart TEMA)

q. Tube Sheet

Tubesheet berupa pelat berbentuk lingkaran dan berfungsi sebagai

pemegang ujung-ujung tube dan pembatas aliran fluida disisi shell dan

tube. Pemasangan tube pada Vaporizer (VP-201), menggunakan teknik

pengelasan ( welded )

Gambar. F-7. Tube sheet dengan teknik pengelasan

Material tube sheet : SA-129 C

Maximum allowable stress, f : 10.500,00 psia

Spec. Min Tensile : 42.000 psia

Perhitungan Tebal Tube Sheet

21

2

S

PFGT

Dimana,

T = Tebal pelat dari tube sheet yang efektif, inch

S = tegangan tarik yang diijinkan pada suhu perencanaan dari bahan

Tube sheet, psia

F = 2, berdasarkan nilai ts/IDs pada grafik 5.3 APK

G = Diameter sebelah dalam shell, inch

P = Tekanan Pada shell, psia

Maka,

2

1

00,10500

72,16

2

25,172

psi

psiinT = 0,00004 in

= 0,1875 inch = 3/16 inch tebal standart

r. Menghitung isolasi Deflector

Bahan isolator yang digunakan adalah Magnesia 85%, memiliki

konduktivitas termal yang kecil sehingga efektif sebagai isolator. Sifat-

sifat fisis:

Konduktivitas termal (k) = 0,035 Btu/hr.ft2 oF

Emisivitas (ε) = 0,6

Densitas (ρ) = 271 kg/m3

(Geankoplis,Tabel.A.3-15,1979)

Perpindahan panas yang terjadi adalah perpindahan panas dari dinding

tangki ke dinding isolasi secara konduksi, kemudian dari dinding isolasi ke

udara secara konveksi dan radiasi.

Perpindahan panas konduksi dalam silinder berlapis yang disusun seri

seperti gambar berikut ini:

Gambar F.8 Profil isolasi

Perpindahan panas melalui tiap lapis tahanan dihitung dengan hukum

Fourier dan A = 2πrL, diperoleh:

Jika perpindahan panas disertai dengan konveksi dan radiasi, maka

persamaan dituliskan:

2

2

3

1

1

2

1

lnln

)(2

k

rr

k

rr

TTLQ u

32

2

3

1

1

2

1

1lnln

)(2

rhhk

rr

k

rr

TTLQ

rc

u

r1r1

r3

r1

r2

T2T1

T3

Tu

r2

r3

Jika diaplikasikan dalam perhitungan perancangan vessel maka diperoleh:

Keterangan :

xis = tebal isolasi, ft

r1 = jari – jari dalam tangki, ft

r2 = jari – jari luar tangki = r1 + tebal tangki,ft

r3 = jari – jari luar isolasi = r2 + tebal isolasi, ft

T1 = temperatur permukaan plat tangki bagian dalam , oF

T2 = temperatur permukaan plat tangki bagian luar, oF

Ti = temperatur luar isolasi , oF

Tu = temperatur udara, oF

k1 = kp = konduktivitas termal plat, Btu/ jam.ft2 oF

k2 = kis = konduktivitas termal isolasi , Btu/ jam.ft2 oF

hc = koefisien konveksi, Btu/ jam.ft2 oF

hr = koefisien radiasi, Btu/ jam.ft2 oF

a. Menghitung temperatur permukaan isolasi luar

Temperatur permukaan dinding luar dihitung dengan persamaan berikut:

(J P Holman, 9th

ed. 2002).

44

. surrtemplowsun

sun

TTA

q

)(

1lnln

)(2

2

2

2

1

2

1

isrcis

is

p

u

xrhhk

rxr

k

rr

TTLQ

Keterangan:

=

fluk radiasi matahari =500 W/m²

αsun = absorptivitas material untuk radiasi matahari = 0,18

αlow. temp = absorptivitas untuk radiasi matahari pd 25oC = 0,8

σ = konstanta Boltzman = 5,7 ×10-08

W/m2K

4

Tsurr = temperatur lingkungan, = 298 K

T = Temperatur permukaan plat luar (lapis cat putih)

Temperatur permukaan plat luar (T3) = 315,2 K = 42,2oC = 107,96

oF

b. Perpindahan panas dari dinding isolasi ke udara

Koefisien radiasi dihitung dengan persamaan berikut:

(Geankoplis, 1993, hal 279)

Keterangan:

Tu = temperatur udara = 298 K = 77 °F

ε = emisivitas bahan isolator = 0,6 (Tabel 4.1, Kern)

Ti = temperatur isolator = 315,2 K = 108 F

hr = koef. panas radiasi

hr = 3,9293 W/m².K

ui

ui

rTT

TTh

44 )100/()100/()676,5(

sunA

q

2982,315

)100/298()100/2,315()676,5)(6,0(

44

rh

= 0,692 Btu/hr ft2

°F

Koefisien konveksi dihitung dengan persamaan berikut:

Temperatur dinding tangki lebih panas dari temperatur udara luar

sehingga panas mengalir dari dinding tangki ke lingkungan. Perpindahan

panas dari dinding ke udara secara konveksi bebas dihitung dengan

persamaan :

Qc = hc. A. ∆t

Dari tabel 4.7-2 Geankoplis, 1993, hal 256, untuk konveksi bebas dari

udara (1 atm) ke permukaan silinder:

NGrNPr = 103 – 10

9 , hc = 4

1

37,1L

T

NGrNPr = > 109

, hc = 31

24,1 T

Dimana:

hc = Koefisien konveksi, W/m².K

ΔT = Perbedaan Tisolator dan Tudara, K

L = tinggi shell, m

= 31,646 ft = 9,6458 m

Udara :

Tf = ½ (Ti + Tu) = 306,6 K

Sifat Udara pada : 306,6 K = 92,48 oF (Geankoplis, 1993, App. A.3-3)

νf = 0,861 m³/kg

ρf = 1/ νf

= 1,1614 kg/m³ = 0,0725 lb/ft3

Cpf = 1,0048 kJ/kgK = 0,2399 Btu/lb oF

µf = 1,881 × 10-5

Pa.s

kf = 0,0263 W/mK = 0,0152 Btu/jam lb oF

β = 1/Tf = 0,0108/ oF = 3,2616 × 10

-3 /K

Bilangan Grashoff:

(SI) (Geankoplis, 1993, hal 254)

Gr = 1,8822 ×1012

Bilangan Prandl:


Pr = 7,1864 × 10-4

NGrNPr = (1,8822 ×1012

) × (7,1864 × 10-4

) = 1,3526 × 109

Sehingga:

hc = 31

24,1 T

hc = 31

2,1724,1

hc = 2,5252466 W/m².K

hc + hr = (3,9293 + 2,5252466) W/m².K

= 6,4545 W/m².K

Panas hilang dari dinding isolasi ke udara:

Q1 = (hc + hf) 2 π r3 L (Ti – Tu)

2

f

2

f

3 t.g...LGr

k

.CpPr

= 6,4545 × 2 × 3,14 × r3 × 9,6458 × (315,2 – 298)

= 6.724,97665 r3 (J/s)

Panas yang keluar lewat dinding:

Data perhitungan:

r1 = 43 in = 1,092202 m

r2 = 43,1875 in = 1,09696 m

T1 = 100oC = 373 K

Tu = 25oC = 298 K

k1 = kp = 21 Btu/ jam.ft oF = 36,345 W/m K

k2 = 0,035 Btu/hr.ft oF = 0,0606 W/m K

Panas yang keluar lewat dinding harus sama dengan panas yang hilang

dari dinding isolasi ke udara (Q1 = Q2 ), sehingga:

6.724,97665 r3 =

3

3

6,4545

1

0606,0

1,09696ln

345,36

1,092202 1,09696ln

298373 9,645814,32

r

r

Dari iterasi diperoleh r3 = 1,12807 m

Tebal isolasi (xis) = r3 – r2

32

2

3

1

1

2

1

2

1lnln

)(2

rhhk

rr

k

rr

TTLQ

rc

u

= (1,12807 – 1,1254122) m

= 0,031106 m

= 0,10251 ft

Ketebalan isolator harus di cek terhadap ketebalan kritik isolator. Nilainya

lebih kecil atau lebih besar. Hal ini disebabkan pada sistem silinder, luas area

perpindahan panas semakin meningkat seiring dengan meningkatnya

ketebalan isolator atau jari-jari isolator. Berikut ini adalah langkah-langkah

perhitungan ketebalan kritik.

Diketahui :

Konduktivitas panas isolator (k2) = 0,0606 W/m K

Koefisien perpindahan panas konveksi ke udara (hc) = 3,2008 W/m².K

mKmW

KmW

h

kr

c

c 0239976,0/5252,2

/0606,02

2 (Kern, 1950, hal.20)

Diketahui nilai r1 sebesar 1,092202 m. Nilai r1 lebih besar daripada ketebalan

kritik. Oleh karena itu, panggunaan isolator tidak menyebabkan panas yang

keluar bertambah besar.

Panas hilang dari permukaan isolasi ke udara:

Qloss = Q1 = 6.724,97665 r3

= 6.724,97665 × 1,12807

= 7586,24186 J/s

= 27.310.48627 kJ/hr

s. Menghitung isolasi Sheel n Tube

Bahan isolator yang digunakan adalah Magnesia 85%, memiliki

Perpindahan panas konduksi dalam silinder berlapis yang disusun seri

seperti gambar berikut ini:

Gambar F.8.2 Profil isolasi

Perpindahan panas melalui tiap lapis tahanan dihitung dengan hukum

Fourier dan A = 2πrL, diperoleh:

Jika perpindahan panas disertai dengan konveksi dan radiasi, maka

persamaan dituliskan:

2

2

3

1

1

2

1

lnln

)(2

k

rr

k

rr

TTLQ u

32

2

3

1

1

2

1

1lnln

)(2

rhhk

rr

k

rr

TTLQ

rc

u

r1r1

r3

r1

r2

T2T1

T3

Tu

r2

r3

Jika diaplikasikan dalam perhitungan perancangan vessel maka diperoleh:

Keterangan :

xis = tebal isolasi, ft

r1 = jari – jari dalam tangki, ft

r2 = jari – jari luar tangki = r1 + tebal tangki,ft

r3 = jari – jari luar isolasi = r2 + tebal isolasi, ft

T1 = temperatur permukaan plat tangki bagian dalam , oF

T2 = temperatur permukaan plat tangki bagian luar, oF

Ti = temperatur luar isolasi , oF

Tu = temperatur udara, oF

k1 = kp = konduktivitas termal plat, Btu/ jam.ft2 oF

k2 = kis = konduktivitas termal isolasi , Btu/ jam.ft2 oF

hc = koefisien konveksi, Btu/ jam.ft2 oF

hr = koefisien radiasi, Btu/ jam.ft2 oF

b. Menghitung temperatur permukaan isolasi luar

Temperatur permukaan dinding luar dihitung dengan persamaan berikut:

(J P Holman, 9th

ed. 2002).

44

. surrtemplowsun

sun

TTA

q

)(

1lnln

)(2

2

2

2

1

2

1

isrcis

is

p

u

xrhhk

rxr

k

rr

TTLQ

Keterangan:

=

fluk radiasi matahari =500 W/m²

αsun = absorptivitas material untuk radiasi matahari = 0,18

αlow. temp = absorptivitas untuk radiasi matahari pd 25oC = 0,8

σ = konstanta Boltzman = 5,7 ×10-08

W/m2K

4

Tsurr = temperatur lingkungan, = 298 K

T = Temperatur permukaan plat luar (lapis cat putih)

Temperatur permukaan plat luar (T3) = 315,2 K = 42,2oC = 107,96

oF

c. Perpindahan panas dari dinding isolasi ke udara

Koefisien radiasi dihitung dengan persamaan berikut:

(Geankoplis, 1993, hal 279)

Keterangan:

Tu = temperatur udara = 298 K = 77 °F

ε = emisivitas bahan isolator = 0,6 (Tabel 4.1, Kern)

Ti = temperatur isolator = 315,2 K = 108 F

hr = koef. panas radiasi

hr = 3,9293 W/m².K

= 0,692 Btu/hr ft2

°F

ui

ui

rTT

TTh

44 )100/()100/()676,5(

sunA

q

2982,315

)100/298()100/2,315()676,5)(6,0(

44

rh

Koefisien konveksi dihitung dengan persamaan berikut:

Temperatur dinding tangki lebih panas dari temperatur udara luar

sehingga panas mengalir dari dinding tangki ke lingkungan. Perpindahan

panas dari dinding ke udara secara konveksi bebas dihitung dengan

persamaan :

Qc = hc. A. ∆t

Dari tabel 4.7-2 Geankoplis, 1993, hal 256, untuk konveksi bebas dari

udara (1 atm) ke permukaan silinder:

NGrNPr = 103 – 10

9 , hc = 4

1

37,1L

T

NGrNPr = > 109

, hc = 31

24,1 T

Dimana:

hc = Koefisien konveksi, W/m².K

ΔT = Perbedaan Tisolator dan Tudara, K

L = tinggi shell, m

= 12 ft = 3,657 m

Udara :

Tf = ½ (Ti + Tu) = 306,6 K

Sifat Udara pada : 306,6 K = 92,48 oF (Geankoplis, 1993, App. A.3-3)

νf = 0,861 m³/kg

ρf = 1/ νf

= 1,1614 kg/m³ = 0,0725 lb/ft3

Cpf = 1,0048 kJ/kgK = 0,2399 Btu/lb oF

µf = 1,881 × 10-5

Pa.s

kf = 0,0263 W/mK = 0,0152 Btu/jam lb oF

β = 1/Tf = 0,0108/ oF = 3,2616 × 10

-3 /K

Bilangan Grashoff:


Gr = 1,8822 ×1012

Bilangan Prandl:


Pr = 7,1864 × 10-4

NGrNPr = (1,0257 ×1012

) × (7,1371 × 10-4

) = 7,37 × 107

Sehingga:

hc = 41

37,1L

T

hc = 1,499 W/m².K

hc + hr = (3,9293 + 1,499) W/m².K

= 5,428 W/m².K

Panas hilang dari dinding isolasi ke udara:

Q1 = (hc + hf) 2 π r3 L (Ti – Tu)

= 5,428 × 2 × 3,14 × r3 × 3,657 × (315,2 – 298)

2

f

2

f

3 t.g...LGr

k

.CpPr

= 2.144,2524 r3 (J/s)

Panas yang keluar lewat dinding:

Data perhitungan:

r1 = 17,2 in = 0,438 m

r2 = 17,875 in = 4/9 m

T1 = 150oC = 423 K

Tu = 25oC = 298 K

k1 = kp = 21 Btu/ jam.ft oF = 36,345 W/m K

k2 = 0,035 Btu/hr.ft oF = 0,0606 W/m K

Panas yang keluar lewat dinding harus sama dengan panas yang hilang

dari dinding isolasi ke udara (Q1 = Q2 ), sehingga:

6.724,97665 r3 =

3

3

2.144,2524

1

0606,0

1,0969646ln

345,36

1,092202 1,0969646ln

298423 3,65714,32

r

r

Dari iterasi diperoleh r3 = 0,55 m

32

2

3

1

1

2

1

2

1lnln

)(2

rhhk

rr

k

rr

TTLQ

rc

u

Tebal isolasi (xis) = r3 – r2

= (0,514 – 0,4550) m

= 0,06 m

= 0,199 ft

Ketebalan isolator harus di cek terhadap ketebalan kritik isolator. Nilainya

lebih kecil atau lebih besar. Hal ini disebabkan pada sistem silinder, luas area

perpindahan panas semakin meningkat seiring dengan meningkatnya

ketebalan isolator atau jari-jari isolator. Berikut ini adalah langkah-langkah

perhitungan ketebalan kritik.

Diketahui :

Konduktivitas panas isolator (k2) = 0,0606 W/m K

Koefisien perpindahan panas konveksi ke udara (hc) = 3,2008 W/m².K

mKmW

KmW

h

kr

c

c 0404,0/499,1

/0606,02

2 (Kern, 1950, hal.20)

Diketahui nilai r1 sebesar 0,4381 m. Nilai r1 lebih besar daripada ketebalan

kritik. Oleh karena itu, panggunaan isolator tidak menyebabkan panas yang

keluar bertambah besar.

Panas hilang dari permukaan isolasi ke udara:

Qloss = Q1 = 2.144,2524 r3 r3

= 6.724,97665 × 0,514

= 3.974,48 J/s

= 27.246,13476 kJ/hr

Article XLII. Perhitungan Flange

Flange Head dan Deflector

a. Sambungan Head dengan Shell Deflector

Sambungan antara tutup bagian atas bejana dengan bagian shell bejana

menggunakan sistem flange dan baut, sedangkan tutup bagian bawah adalah

dengan pengelasan. Bahan konstruksi yang dipilih berdasarkan pada kondisi

operasi.

Data perancangan:

Tekanan desain = 16,72 psi

Temperatur desain = 100 oC

Material flange = SA-285, grade C (B & Y, 1959, Tabel 13.1)

Bolting steel = SA-193, grade B7 (B & Y, 1959, Tabel 13.1)

Material gasket = Solid flat metal: Stainless steels

Diameter luar shell = 2,19 m = 88 in

Ketebalan shell = 3/16 in

Diameter dalam shell = 2,1844 m = 86 in

Tegangan dari material flange = 13750 psi

Tegangan dari bolting material = 20000 psi

Tipe flange = optional loose type

(Fig.12.24,8.a, Brownell and Young, 1959)

Gasket

hG

t

hT

HG

HT

G

h

W

R hD Cgo

g1

g1/2

Gambar F.9 Tipe flange dan dimensinya.

b. Perhitungan Lebar Gasket

Untuk menghitung lebar gasket persamaan yang digunakan:

1)p(my

pmy

d

d

i

o

(Brownell and Young, 1959, pers. 12.2, hal.226)

Keterangan:

p = tekanan desain (psi)

do = diameter luar gasket (in)

di = diameter dalam gasket (in)

y = yield stress, lb/in2 (Fig. 12.11)

m = faktor gasket (fig. 12.11)

Dari fig 12.11 Brownell and Young, diperoleh :

y = 26000

m = 6,50

Sehingga

16,5016,7260002

)(6,50) (16,7260002

d

d

i

o

= 1,000323

Asumsi bahwa diameter dalam gasket (di) sama dengan diameter luar shell,

yaitu 86,375 in, sehingga:

do = 1,000323× 86,375 in = 86,4029 in

Lebar gasket minimum (N)

N =

2

io dd

=

2

375,86 86,4029

= 0,013951489 in

Digunakan gasket dengan tebal 3/16 in.

Diameter gasket rata-rata (G) :

G = di + lebar gasket

= 86,375 + 3/16 = 86,5625 in

c. Perhitungan Beban

Dari Fig 12.12, Brownell and Young, kolom 1, tipe 1.a, didapat :

bo = 2

N=

2

163

= 0,09375 in

bo ≤ 3/16 in, sehingga b = bo = 0,09375 in

Beban terhadap seal gasket

Wm2 = Hy = × b × G × y

Wm2 = 3,14 × 0,09375 x 86,5625 × 26000

= 662.527,7 lb

Keterangan :

Hy = Berat beban bolt maksimum (lb)

b = Effective gasket (in)

G = Diameter gasket rata-rata (in)

Beban untuk menjaga joint tight saat operasi (B & Y,1959, pers. 12.90) :

Hp = 2 b π G m p

= 2 × 0,09375 × 3,14 × 86,5625 × 6,50 × 16,72

= 5.538,731 lb

Keterangan :

Hp = Beban join tight (lb)

m = Faktor gasket (fig.12.11)



p = Tekanan operasi (psi)

Beban dari tekanan internal (B & Y, 1959, pers. 12.89) :

H = p4

Gπ 2

= 72,164

86,56253,14 2

= 98.948 lb

Beban operasi total (B & Y, 1959, pers. 12.91) :

Wm1 = H + Hp

= 98.948 lb + 5.538,731 lb

= 103.886,7 lb

d. Baut

Berdasarkan perhitungan diatas, diperoleh Wm2 lebih besar daripada Wm1,

sehingga, beban pengontrol berada pada Wm2 = 662,527,7 lb. Luas minimum

baut dapat dihitung dengan persamaan:

Am2 = a

m2

f

W

= 20000

662,527,7

= 33,126 in2

Penentuan ukuran baut diambil dari Brownell and young, 1956, hal.186, Tabel

10-4. Dengan ukuran baut = 1 in diperoleh data sebagai berikut :

Root area = 0,551 in2

Bolt spacing standard (BS) = 3 in

Minimal radian distance (R) = 1,375 in

Edge distance (E) = 1,0625 in

Jumlah baut minimum:

= arearoot

Am2

= 2

2

551,0

33,126

in

in

= 60 buah

Digunakan jumlah baut sebanyak 60 buah. Dimensi baut digambarkan pada

Gambar F.10 berikut.

Gambar F.10 Detail ukuran baut

e. Diameter Flange

Bolt circle diameter (BC) = ID + 2 (1,145 go+ R)

= 86,375 in + 2 [(1,145 ×3 in) + 1,375 in]

= 96,745 in

Perhitungan diameter flange luar :

Flange OD (A) = bolt cirlce diameter + 2 E

= 96,745 in + 2 (1,0625 ) in

= 96,745 in

f. Koreksi lebar gasket 1

E

d

r

R

Ab actual = jumlah baut × root area

= 60 × 0,551 in2 = 33,06 in

2

Lebar gasket minimun :

Nmin = Gπy2

fA allawactualb

= in 5625,863,14006022

20000 33,06 2

psiin

= 0,0467 in

g. Perhitungan Moment

1). Untuk kondisi tanpa tekanan dalam

Beban desain diberikan dengan pers. 12.94, B & Y,1959 :

W = ½ (Ab + Am1) fa

= ½ 33,06 in2 + 33,126 in

2) (20000 psi)

= 661.863,8672 lb

Keterangan :

W = Berat beban (lb)

Am2= Luas baut minimum (in2)

Ab = Luas aktual baut (in2)

fa = Allowable stress (psi)

Hubungan lever arm diberikan dengan pers. (12.101), B & Y, 1959:

hG = ½ (BC – G)

= ½ (94,62 in – 86,5625 in)

= 4,02875 in

Keterangan :

hG = Tahanan radial circle bolt (in)

BC = Bolt circle diameter (in)


Flange moment dihitung sebagai berikut (B & Y, 1959, Tabel 12.4) :

Ma = W × hG

= 661.863,8672 lb × 4,02875 in

= 2.666.484,055 lb-in

2). Untuk kondisi beroperasi, W = Wm1 (B & Y, 1959, pers. 12.95)

W = 103.886,7271 lb

HD = 0,785 B2

p (B & Y, 1959, pers. 12.96)

= 0,785 (86,375 in)2 (16,72 psi)

= 97.922,40033 lb

Keterangan :

HD = Hydrostatic and force pada area dalam flange (lb)

B = Diameter dalam flange / OD shell (in)


The lever arm dihitung dengan pers. 12.100 (B & Y, 1959) :

hD = ½ (BC – B)

= ½ (94,62 in – 86,375 in) = 4,1225 in

The moment, MD (dari pers. 12.96);

MD = HD × hD

= 5.538,731859 lb × 4,02875 in

= 403.685,0954 lb-in

HG dari pers. 12.98 (B & Y, 1959) :

HG = Wm1 – H

= 103.886,7 lb – 98.348 lb

= 5.538,731 lb

Moment, pers. 12.98 (B & Y, 1959) :

MG = HG × hG

= 5.538,731 lb × 4,02875 in

= 22.314,16598 lb-in

HT dihitung dengan pers. 12.97 (B & Y, 1959) :

HT = H – HD

= 98.348 lb – 97.922,40033 lb

= 425,59486 lb

Hubungan lever arm pers. 12.102 is:

hT = ½ (hD + hG )

= ½ (4,1225 in + 4,02875 in)

= 4,075625 in

Flange moments diberikan oleh pers. 12.97 (B & Y, 1959) :

MT = HT × hT

= 425,59486 lb × 4,075625 in

= 1.734,565068 lb-in

Jumlah moment untuk kondisi beropersi, Mo dihitung berdasarkan pers.

12.99 (B & Y, 1959):

Mo = MD + MG + MT

= 403.685,0954 lb-in + 22.314,16598 lb-in + 1.734,565068 lb-in

= 427.733,8264 lb-in

Karena Ma > Mo, sehingga moment kondisi tanpa tekanan dalam (Ma) yang

berfungsi sebagai pengontrol sebesar 2.666.484,84 lb-in

h. Perhitungan tebal flange (B & Y, 1959, pers. 12.85)

Untuk menghitung tebal flange dapat digunakan persamaan sebagai berikut:

t = Bf

MY

a

max

K = B

A

Dimana:

A = flange OD

B = shell OD

K = in 375,48

745,96 in = 1,120058

Untuk K = 1,120058 maka diperoleh Y = 11 (Brownell and Young,1959,

fig. 12.22, hal. 238), sehingga :

t = inpsia

inlb

375,8420000

797.19011

= 4 in

Ketebalan flange yang digunakan 4 in.

d = diameter baut

t = tebal flange

Gasket

Bolt

Gambar F.11 Detail untuk flange dan bolt pada head evaporator

Flange Head Stationer dan Shell

i. Sambungan Head dengan Shell Deflector

Sambungan antara bagian shell penukar panas menggunakan sistem flange dan

baut, sedangkan. Bahan konstruksi yang dipilih berdasarkan pada kondisi

operasi.

Data perancangan:

Tekanan desain = 16,72 psi

Temperatur desain = 100 oC

Material flange = SA-285, grade C (B & Y, 1959, Tabel 13.1)

Bolting steel = SA-193, grade B7 (B & Y, 1959, Tabel 13.1)

Material gasket = Solid flat metal: Stainless steels

Diameter luar shell = 0,438 m = 17 ¼ in

Ketebalan shell = 3/16 in

Diameter dalam shell = 0,447 m = 17 5/8 in

Tegangan dari material flange = 13750 psi

Tegangan dari bolting material = 20000 psi

Tipe flange = optional loose type

(Fig.12.24,8.a, Brownell and Young, 1959)

j. Perhitungan Lebar Gasket

Untuk menghitung lebar gasket persamaan yang digunakan:

1)p(my

pmy

d

d

i

o

(Brownell and Young, 1959, pers. 12.2, hal.226)

Keterangan:

p = tekanan desain (psi)

do = diameter luar gasket (in)

di = diameter dalam gasket (in)

y = yield stress, lb/in2 (Fig. 12.11)

m = faktor gasket (fig. 12.11)

Dari fig 12.11 Brownell and Young, diperoleh :

y = 26000

m = 6,50

Sehingga

16,5016,7260002

)(6,50) (16,7260002

d

d

i

o

= 1,000

Asumsi bahwa diameter dalam gasket (di) sama dengan diameter luar shell,

yaitu 17,25 in, sehingga:

do = 1,000 × 17,25 in = 17,25 in

Lebar gasket minimum (N)

N =

2

io dd

=

2

25,17 17,2555

= 0,000000378 in

Digunakan gasket dengan tebal 3/16 in.

Diameter gasket rata-rata (G) :

G = di + lebar gasket

= 17,25 + 3/16 = 17 4/9 in

k. Perhitungan Beban

Dari Fig 12.12, Brownell and Young, kolom 1, tipe 1.a, didapat :

bo = 2

N=

2

163

= 0,09375 in

bo ≤ 3/16 in, sehingga b = bo = 0,09375 in

Beban terhadap seal gasket

Wm2 = Hy = × b × G × y

Wm2 = 3,14 × 0,09375 × 17 4/9 × 26000

= 133.462,25 lb

Keterangan :

Hy = Berat beban bolt maksimum (lb)



Beban untuk menjaga joint tight saat operasi (B & Y,1959, pers. 12.90) :

Hp = 2 b π G m p

= 2 × 0,09375 × 3,14 × 17 4/9 × 6,50 × 16,72

= 1.115,75 lb

Keterangan :

Hp = Beban join tight (lb)

m = Faktor gasket (fig.12.11)




Beban dari tekanan internal (B & Y, 1959, pers. 12.89) :

H = p4

Gπ 2

= 72,164

4/9 173,14 2

= 3.990,932 lb

Beban operasi total (B & Y, 1959, pers. 12.91) :

Wm1 = H + Hp

= 3.990,932 lb + 1.115,75 lb

= 5.106,677 lb

l. Baut

Berdasarkan perhitungan diatas, diperoleh Wm2 lebih besar daripada Wm1,

sehingga, beban pengontrol berada pada Wm2 = 133.462,25 lb. Luas minimum

baut dapat dihitung dengan persamaan:

Am2 = a

m2

f

W

= 20000

133.462,25

= 6,67311 in2

Penentuan ukuran baut diambil dari Brownell and young, 1956, hal.186, Tabel

10-4. Dengan ukuran baut = 1 in diperoleh data sebagai berikut :

Root area = 0,551 in2

Bolt spacing standard (BS) = 3 in

Minimal radian distance (R) = 1,375 in

Edge distance (E) = 1,0625 in

Jumlah baut minimum:

= arearoot

Am2

= 2

2

551,0

6,67311

in

in

= 12 buah

Digunakan jumlah baut sebanyak 12 buah.

m. Diameter Flange

Bolt circle diameter (BC) = ID + 2 (1,145 go+ R)

= 17,25 in + 2 [(1,145 ×3 in) + 1,375 in]

= 25,495 in

Perhitungan diameter flange luar :

Flange OD (A) = bolt cirlce diameter + 2 E

= 25,495 in + 2 (1,0625 ) in

= 27,62 in

n. Koreksi lebar gasket 1

Ab actual = jumlah baut × root area

= 12 × 0,551 in2 = 6,612 in

2

Lebar gasket minimun :

Nmin = Gπy2

fA allawactualb

= in 4/9 173,14006022

20000 6,612 2

psiin

= 0,0464 in

o. Perhitungan Moment

1). Untuk kondisi tanpa tekanan dalam

Beban desain diberikan dengan pers. 12.94, B & Y,1959 :

W = ½ (Ab + Am1) fa

= ½ (6,612in2 + 6,67311 in

2) (20000 psi)

= 132.815,1328 lb

Keterangan :

W = Berat beban (lb)

Am2= Luas baut minimum (in2)

Ab = Luas aktual baut (in2)

fa = Allowable stress (psi)

Hubungan lever arm diberikan dengan pers. (12.101), B & Y, 1959:

hG = ½ (BC – G)

= ½ (25,495 in – 17 4/ in)

= 4 in

Keterangan :

hG = Tahanan radial circle bolt (in)

BC = Bolt circle diameter (in)


Flange moment dihitung sebagai berikut (B & Y, 1959, Tabel 12.4) :

Ma = W × hG

= 132.815,1328 lb × 4 in

= 535.224,0013 lb-in

2). Untuk kondisi beroperasi, W = Wm1 (B & Y, 1959, pers. 12.95)

W = 5.106,6769 lb

HD = 0,785 B2

p (B & Y, 1959, pers. 12.96)

= 0,785 (17,25 in)2 (16,72 psi)

= 3.905,567325 lb

Keterangan :

HD = Hydrostatic and force pada area dalam flange (lb)

B = Diameter dalam flange / OD shell (in)


The lever arm dihitung dengan pers. 12.100 (B & Y, 1959) :

hD = ½ (BC – B)

= ½ (25,495 in – 17,25 in) = 4 1/8 in

The moment, MD (dari pers. 12.96);

MD = HD × hD

= 3.905,567325 lb × 4 1/8 in

= 16.100,7013 lb-in

HG dari pers. 12.98 (B & Y, 1959) :

HG = Wm1 – H

= 5.106,677 lb – 3.990,932 lb

= 1.115,744541 lb

Moment, pers. 12.98 (B & Y, 1959) :

MG = HG × hG

= 1.115,744541 lb × 4 in

= 4.495 lb-in

HT dihitung dengan pers. 12.97 (B & Y, 1959) :

HT = H – HD

= 3.990,932 lb – 3.905,567325

= 85,365 lb

Hubungan lever arm pers. 12.102 is:

hT = ½ (hD + hG )

= ½ (4 1/8 in + 4 in)

= 4,075625 in

Flange moments diberikan oleh pers. 12.97 (B & Y, 1959) :

MT = HT × hT

= 85,365 lb × 4,075625 in

= 347,916 lb-in

Jumlah moment untuk kondisi beropersi, Mo dihitung berdasarkan pers.

12.99 (B & Y, 1959):

Mo = MD + MG + MT

= 16.100,7013 lb-in + 4.495 lb-in + 347,916 lb-in

= 20.943,67313 lb-in

Karena Ma > Mo, sehingga moment kondisi tanpa tekanan dalam (Ma) yang

berfungsi sebagai pengontrol sebesar 535.224 lb-in

p. Perhitungan tebal flange (B & Y, 1959, pers. 12.85)

Untuk menghitung tebal flange dapat digunakan persamaan sebagai berikut:

t = Bf

MY

a

max

K = B

A

Dimana:

A = flange OD

B = shell OD

K = in 25,17

62,27 in = 1,6011

Untuk K = 1,6011 maka diperoleh Y = 4,5 (Brownell and Young,1959, fig.

12.22, hal. 238), sehingga :

t = inpsia

inlb

25,1720000

535.2245,4

= 2,64 in

Ketebalan flange yang digunakan 3 in.

E. Desain Perpipaan dan Nozzle

1. Umpan

Data dari neraca massa :


= 3051,5 lb/jam

ρav = 121,91 lb/ft3

Bahan pipa yang digunakan = Stainless steel

Diameter otimum ( optimumiD , ) :

optimumiD , = 226 G0.5

ρ-0.35

(Coulson Vol. 6, 1983,pers. 5.15 hal.161)

= 35,035,0/0891,2070/ 0,702226

mkgskg

= 13,0822 mm = 0,514 in

Digunakan pipa standart Kern, Tabel 11, 1965

NPS = 6 in

Schedule Number = 40

OD = 6,625 in

ID = 6,065 in

Flow area = 28,9 in2

Berat = 19 lb/ft

Spesifikasi nozzle standar dari Brownell and Young, 1959, App. F item 1:

Size = 6 in

OD of pipe = 6 ¾ in

Nozzle wall thickness (n) = 0,432

Diameter hole on in reinforcing plate (DR) = 6 ¾ in

Distance shell to flange face, outside(J) = 8

Distance shell to flange face, inside (K) = 6

Distance from Bottom of tank to center of nozzle :

- Regular, Type H = 11 in

- Low, Type G = 8/18 in

2. Steam Masuk shell

Laju alir massa , G = 332,72 kg/jam

Densitas, ρ = 0,525 kg/m3



optimumiD , = 226 G0.5

ρ-0.35

(Coulson Vol. 6, 1983,pers. 5.15 hal.161)

= 35,035,0/525,0/1,994226

mkgskg

= 399,87 mm = 13,36 in


NPS = 6 in


OD = 6,625 in

ID = 6,065 in


Berat = 19 lb/ft


Size = 6 in

OD of pipe = 6 ¾ in

Nozzle wall thickness (n) = 0,432

Diameter hole on in reinforcing plate (DR) = 6 ¾ in

Distance shell to flange face, outside(J) = 8

Distance shell to flange face, inside (K) = 6



- Low, Type G = 8/18 in

3. Produk metanol uap

Laju alir massa = 1384,13 kg/jam

= 3051,5 lb/jam

Densitas = 1763 kg/m3



Dopt = 226 × (0,695 kg/s)0,5

× (1763 kg/m3)-0,35

= 13,789 mm

= 0,5411 in


NPS = 2 in


OD = 2,38 in

ID = 2,067 in


Berat = 3,36 lb/ft


Size = 10 in

DR

Dp

OD

A

R

J

n

Q

t

OD of pipe = 10,75 in

Nozzle wall thickness (n) = 0,5 in

Diameter hole on in reinforcing plate (DR) = 10 7/8 in

Distance shell to flange face, outside(J) = 10 in

Distance shell to flange face, inside (K) = 8 in

Length of side of reinforcing plate, L = 24 ½

Width of reinforcing plate, W = 30 1/8 in



- Low, Type G = 12 ¼ in

Gambar F.12 Dimensi nozzle

F. Desain Manhole

Manhole adalah lubang pemeriksaan yang diperlukan pada saat pembersihan

atau pemeriksaan pada bagian dalam vaporizer. Direncanakan manhole di

pasang pada bagian atas vaporizer dengan ukuran standar 20 in, berdasarkan

rekomendasi API Standard 12 C (Brownell and Young, App. F), dengan

spesifikasi :

Tebal shell = 3/8 in

Tebal flange = 3/8 in

Jumlah = satu

Ukuran potongan : - Weld A = 3/16 in

- Weld B = 3/16 in

Panjang sisi = 45 ½ in

Lebar reinforcement (W) = 54 in

Diameter manhole, ID = 20 in

Maksimum diameter lubang, Dp = 24 ½ in

Diameter plat penutup (cover plate) = 28 ¾ in

Diameter bolt circle, DB = 26 ¼ in

Sketsa detail desain manhole ditunjukkan pada Gambar F.7 di bawah ini :

Gambar F.13 Detail desain manhole

G. Menghitung berat total vaporizer

Bahan yang digunakan stainless steel (austenitic) AISI 316.

steel = 490 lb/ft3

(Brownell and Young,1959.hal 156)

1. Berat Shell (deflector)

Data perhitungan :

Diameter dalam shell (ID)= 2,18449 m = 7,16659 ft

Ketebalan shell (ts) = 3/16 in

Diameter luar shell (OD) = 2,1939 in = 7,1979 ft

Tinggi shell (Z) = 25,1 ft

Volume shell = ¼ π × Hs × (OD2

– ID2)

= 414,3 × 25,1 ft × 0,4497 ft

2

= 886,536 ft3

Berat shell = Volume shell × steel

= 886,536 ft3

× 490 lb/ft3

= 434.402,9925 lb = 197.455,9 kg

2. Berat Dish Head

Data perhitungan :

Diameter luar head, (ID) = 86 in

Ketebalan head (th) = ¼ in

Panjang straight flange = 2,5 in

Inside corner radius = 5,5 in

Untuk th< 1 in (td = ¼ in) perkiraan blank diameter (bd) adalah :

bd = OD +42

OD+ 2 . Sf + 2/3 . icr (Brownell and Young. Eq.5- 12,p.88)

= 96,97 in

= 8,0808 ft

Volume dish head = ¼ ð (bd)2 × th

= ¼ ð (8,0808)2 (0,25)

= 1,0679 ft3

Berat head = Volume head × steel

= 1,0679 ft3

× 490 lb/ft3

= 523,2857776 lb = 237,8571 kg

Berat head = 475,71 kg

3. Berat isolator

W = V x ñ

Ro = isolasi

shellot

D

2

,

= 3,59895 + 0,0933 = 3,6922889 ft

Ri = 2

D shell,o= 7,1979/2 = 3,59895 ft

W = .RR3

2 3i

3o

ñis = 271 lb/ft3

W = 2/3 x 3,14 x (3,69228893 – 3,59895

3) x 271

= 131,7948 lb

= 59,9067 kg

4. Berat opening

1). Berat manhole

Manhole 20 in = 428 lbm (Megyesy, pp. 389)

Berat tutup = 29,22 lbm (Megyesy, pp. 384)

Berat manhole = 457,22

2). Berat nozzles

Tabel F.6 Perhitungan Berat Nozel

Keterangan Ukuran Nozel, in Berat Nozel, lb

Pipa umpan liquid 6 9,5

Pipa steam masuk 6 9,5

Pipa produk CH3OH uap 2 0,61

Total 16 20,22

Berat total Opening = 20,22 lb = 9,18 kg

5. Berat bahan dalam Deflector & “Shell and Tube”

Berat tube

Diameter tube = 0,07667 ft

Panjang tube = 12 ft

ρ tube = 490 lb/ft3

xlxIDW 2

4

W

lb01462,872.1

6912 0,076674

π 2

= 850,915 kg

Berat penyangga tube (baffle)

Jumlah buffle = 33 buah

Baffle cut = 0,3175 ft

ρ steel = 490 lb/ft3

IDs = diameter dalam shell

= 17 ¼ in

= 1,4375 ft

Maka baffle cut = 0,25 x 1,4375 ft = 0,35937 ft

Baffle space = 1/4 IDs

= 1/4 x 17 ¼ in = 4,3125 in = 0,359375 ft

Berat Penyangga = V x densitas stainless steel

= 34 x 3,14 x (IDs – baffle cut) x ρ steel

= 34 x 3,14 x (1,4375 ft - 0,35975 ft) x 490 lb/ft3

= 5.637,9681 lb = 2.557,326 kg

Berat Tube Sheet

Diameter tube sheet = 17,25 in = 1,4375 ft

Tebal tube sheet = 0,1875 in = 0,016 ft

tsDW 2

41

= ¼ x 3,14 x (1,4375 ft )2 x 0,016 ft x 490,5731 lb/ft

3

= 12,73 lb

Wts = 2 buah tube sheet x 12,73 lb = 25,46 lb = 11,55 kg

Berat liquid pada Deflector

Waktu tinggal Long tube vertical vaporizer 5-10 menit (Ulrich,1984)

diambil 5 menit = 0,0833333 jam

Pada Deflector Diketahui volume liquid = 25,29kg/jam

W = 25,29 kg/jam x 0,0833 jam

= 2,1067 kg

Berat umpan masuk = 2.529,13 kg/jam

Pada Deflector Diketahui volume liquid = 2.529,13 kg/jam

W = 2.529,13 kg/jam x 0,0833 jam

= 210,67 kg

Berat steam (pemanas)

Kebutuhan steam = 7179,01 kg/jam

Sehingga berat steam :

W = 7179,01 kg/jam × 0,0833 jam

= 598,01 kg

Berat CH3OH uap

Berat CH3OH uap = 2.503,84kg/jam

Sehingga CH3OH uap:

W = 2.503,84 kg/jam × 0,0833 jam

= 208,57 kg

Total berat vaporizer = 1019,357 kg

H. Desain Sistem Penyangga

Berat untuk perancangan = 1,2 × berat mati reaktor

= 1,2 × 1019,357 kg

= 1223,23 kg = 48,073 lbm

Reaktor disangga dengan 4 kaki.

Kaki penyangga dilas ditengah – tengah ketingggian (50 % tinggi Deflector).

1. Leg Planning

Digunakan kaki (leg) tipe I-beam dengan pondasi dari cor atau beton.

Gambar F.14 Kaki penyangga tipe I beam

Karena kaki dilas pada pertengahan ketinggian vaporizer, maka ketinggian

kaki:

(Hleg) = ½ Hr + L

Dimana : Hr : tinggi total Deflector, ft

L : jarak antara bottom Deflector ke pondasi (digunakan 5 ft)

Hr = 34,31 ft

11

2

2

Sehingga:

(Hleg) = (½ ×34,31) ft + 5 ft

= 22,155 ft = 248,856 in

Digunakan I-beam 8 in (Brownell and Young, App. G, item 2)

Dimensi I-beam :

Kedalaman beam = 8 in

Lebar flange = 4,171 in

Web thickness = 0,441 in

Ketebalan rata-rata flange = 0,425 in

Area of section (A) = 6,71 in2

Berat/ft = 23 lbm

Peletakan dengan beban eksentrik (axis 1-1) :

I = 64,2 in4

S = 16 in3

r = 3,09 in

Peletakan tanpa beban eksentrik (axis 2-2) :

I = 4,4 in4

S = 2,1 in3

r = 0,81 in

Cek terhadap peletakan sumbu axis 1-1 maupun axis 2-2 .

a) Axis 1-1

l/r = 248,856 in / 3,09 in = 80,5359 (l/r < 120, memenuhi)

(Brownell and Young, 1959, p.201)

Stress kompresif yang diizinkan (fc):

(fc) = )r./18000(l1

1800022

(Pers. 4.21, brownell and Young, 1959)

= ) 09,3/18000(248,856 1

1800022

= 531,751 lbm/in2 (<15.000 psi , sehingga memenuhi)

(Brownell and Young, p.201)

Jarak antara center line kolom penyangga dengan center line shell (a) dari

(gambar F.6) :

a = (½ × lebar flange) + 1,5

= (½ × 4,171) + 1,5

= 3,5855 in

y = ½ × lebar flange = ½ × 4,171 = 2,0855 in

Z = I/y = 64,2/2,0855 = 30,784 in3

Beban kompresi total maksimum tiap leg (P) :

P

Gambar F.15 Sketsa beban tiap lug

n

WΣ

Dn

L)(HP4P

bc

w

(Pers. 10.76, Brownell and Young, 1959)

Dimana:

Pw = beban angin total pada permukaan yang terbuka, lbm

H = tinggi vaporizer di atas pondasi, ft

L = jarak dari fondasi ke bagian bawah Vaporizer, ft

Dbc = diameter anchor-bolt circle, ft

n = jumlah penyangga, n

ÓW = berat vaporizer kosong + berat liquid dan beban mati lainnya, lbm

= 557.836,5824 lbm

Umumnya vessel dengan penyangga lug atau lug supported memiliki

ketinggian yang lebih rendah dibandingkan skirt supported vessel, sehingga

wind load sangat minor pengaruhnya. Wind load cenderung mempengaruhi

vessel jika vessel dalam keadaan kosong. Berat vessel dalam keadaan terisi

oleh cairan cenderung stabil (Hal.197, Brownell & Young, 1959). Jadi, nilai

Pw = 0, kemudian persamaan di atas menjadi :

n

WΣP =

4

lb 24557.836,58 m = 139.459,1456 lbm

Menghitung beban eksentrik :

(fec) = Z

aP. (Pers. 10.98, Brownell and Young, 1959)

=

30,784

3,5855 56139.459,14 = 16.243,203 lbm/in

2

Luas penampang lintang:

f = fc – fec

= 531.751– 16.243,203

= 515.508,23

A = f

P (Pers. 10.98, Brownell and Young, 1959)

= 515.508,23

56139.459,14 = 0,27 in

2 < A pada tabel (6,71 in

2), maka memenuhi

b) Axis 2-2

l/r = 54,25 in/ 0.63 in = 86,90 (l/r < 120, memenuhi)

(Brownell and Young, 1959, p.201)

2. Lug Planning

P = 139.459,1456 lbm

Masing-masing penyangga memiliki 4 baut (bolt)

Beban maksimum tiap baut:

Pbolt = bn

P = 34.864,78 lbm

Luas lubang baut:

Abolt = bolt

bolt

f

P (Pers.10.35, Brownell and Young, 1959)

Dengan : fbolt = stress maksimum yang dapat ditahan oleh setiap

baut

= 12000 psi

Abolt = 2

m

m

/inlb 12.000

lb 34.864,78 = 2,905 in

2

Digunakan baut thread standar dengan diameter = 3 in (Brownell and

Young,Tabel. 10.4, hal.188).

a) Ketebalan plat horizontal

thp= allow

y

f

M6 (Pers.10.41, Brownell and Young, 1959)

My=

11

e

l2ln1

4

P(Pers.10.40, Brownell and Young, 1959)

Dimana:

thp = tebal horizontal plat, in

My = bending momen maksimum sepanjang sumbu radial, in-lbm

P = beban baut maksimum, lbm

= 139.459,1456 lbm

A = panjang kompresi plate digunakan,

= ukuran baut + 9 in = 3 in + 9 in = 11 in

h = tinggi gusset

= 12 in (Brownell and Young, 1959, p.192)

b = lebar gusset, in

= ukuran baut + 8 in = 3 in + 8 in = 11 in

l = jarak radial dari luar horizontal plate luar ke shell, in

= 6 in

ì = poisson’ratio (untuk steel, ì = 0,3) (Brownell and Young, 1959)

fallow= stress yang diizinkan untuk baut

= 12,000 psi

γ1 = konstanta dari tabel 10.6 Brownell and Young, 1959

e = jarak konsentrasi beban

= setengah dari dimensi nut, in

= ½ × 3in = 1 ½ in

Ketebalan plat kompresi:

l

b = 11 in/6 in = 1,8333

Dari Tabel 10.6, Brownell and Young, 1959, diperoleh γ1 = 0,075

My =

0,0751

½ 1

)6(2ln3,01

.4

56139.459,14

= 23.770,06 in-lb

thp = 17500

23.770,066

= 2,8 in. Digunakan plat standar dengan ketebalan 3 in

b) Ketebalan gusset

(tg) = 3/8 × thp (Pers.10.47, Brownell and Young, 1959)

= 3/8 × 3 in = 1,125 in, dipilih 1 ½ in

3. Base Plate Planning

Digunakan I- beam dengan ukuran 8 in dan 23 lbm/ft

Panjang kaki (Hleg) = 16,6841 ft = 200,2092 in

Sehingga berat satu leg = 28,85 ft × 23 lbm/ft = 663,55 lbm

Beban base plate (Pb) = berat 1 leg + P

= 663,55 lbm + 142.264,9147 lbm

= 142.928,4647 lbm

Base plate area (Abp) = Pb/f

Dimana:

Pb = base plate loading

f = kapasitas bearing (untuk cor, f = 545 psi)

Abp = psi455

lb 47142.928,46 m = 262,254 in2 (= Abp min)

Untuk posisi leg 1-1

Abp = lebar (le) × panjang (pa)

= (0,8 fw + 2n)(0,95 hb + 2m)

Dimana:

fw = lebar flange = 4,171 in

hb = kedalaman beam = 8 in

m = n (diasumsikan awal)

m

n

0,9

5 h

b

0,8 fw

le

pa

Gambar. F.16. Sketsa area base plate

Abp = (0,8 × 4,171 + 2n)(0,95 × 8 + 2n) = 151,15

(3,3368 + 2n) (7,6 + 2n) = 151,15

4n2 + 21,8736 n -125,7903 = 0

Dapat diselesaikan sehingga diperoleh:

n1 = -8,9731 , n2 = 3,5047

Maka, le = (0,8 × 4,171) + (2 × 3,5047) = 10,3462 in

pa = (0,95 × 8) + (2 × 3,5047) = 14,6094 in

Umumnya dibuat pa = le, maka dibuat pa = le = 15 in

Abp,baru = 225 in2

nbaru = [15 –(0,8 × 4,171)]/2 = 5,8316 in

mbaru = [15 –(0,95 × 8)]/2 = 3,7 in

Tebal base plate:

tbp = (0,00015 × Pa × n2)1/2

Dimana:

Pa = tekanan aktual

Pa = baru,bpA

P =

225

81993 = 364,4133 psi

tbp = (0,00015 × 364,4133 × 5,83162)1/2

= 1,3634 in. Digunakan plat standar 1 7/16 in

4. Vibration

Perioda dari vibrasi pada vessel harus dibatasi, karena vibrasi yang

berlangsung dalam perioda yang cukup lama akan menimbulkan suatu

kerusakan pada vessel.

Perioda vibrasi, (T)

21

51065.2

t

Dw

D

HT (Brownell and Young, 1959, pers. 9.68)

Keterangan :

D = Outside diameter = 17,625ft

H = Tinggi Vaporizer temasuk penyangga = 31,476 ft

w = Berat Vaporizer, lb/ft tinggi

= 17.722,6 lb/ft tinggi

t = Ketebalan shell, in = 3/16 in = 0,1875 in

Sehingga:

T

5,02

5

0,1875

17,625 17.722,6

17,625

31,47610.65,2

T = 1,0908 detik

Dari Tabel 9.3 hal 167 Brownell & Young, 1959, diperoleh koefisien

seismic ( C ) = 0,04.

Periode maksimum vibrasi dirumuskan dengan (Megysey, 1983) :

Vg

WH0,80Ta

V = CW

Keterangan :

V = Total shear, lb = 708,904 lb

g = 32,2 ft/s2, percepatan gravitasi

32,2(708,904)

31,476 17.722,60,80Ta

= 3,95 detik

T < Ta = periode vibrasi diijinkan

5. Desain Anchor Bolt

Vessel harus merekat erat pada concrete fondation, beam dengan anchor

bolt. Jumlah anchor bolt harus 4 atau kelipatannya untuk setiap vertikal

shell, pada shell yang tinggi sebaiknya menggunakan 8 buah anchor bolt

atau tergantung pada besarnya diameter shell. Agar merekat kuat pada

concrete fondation, anchor bolt sebaiknya tidak dipasang terlampau dekat,

yakni tidak kurang dari 18 in (Megyesy, 1983).

Diameter tempat bolt-bolt dipasang diasumsikan sebesar 30 in.

As = Area di dalam lingkaran bolt

= 3,14×(30/2)2 = 706,8583 in

2

CB = Circumference pada lingkaran bolt

= 2 × 3,14 × (30/2) = 94,2478 in

Menentukan area bolt

Karena tidak ada pengaruh angin, maka T diabaikan.

Keterangan :

SB = Maximum allowable stress value dari material bolt

Menggunakan bahan carbon steel, SA 325

Allowable pressure = 15000 psi

CB = Circumference pada lingkaran bolt = 94,2478 in

N = jumlah dari anchor bolts = 4 buah (Tabel B, Megyesy hal 69)

NS

CTB

B

B

.

.4

Area bolt yang diperlukan = 0,0016 in2.

Dipakai bolt area seluas 0,126 in2

dari Tabel 10.4 Brownell&Young hal 188 untuk area bolt seluas 0,126 in2,

maka ukuran bolt = ½ in

6. Beban Karena Gempa

Magnitud akibat tekanan gempa merupakan hasil dari berat vessel dan

koefisien seismic (C) yang merupakan fungsi dari vibrasi.

Momen karena gempa

Msx =

2

2 34

H

XHXwC (Brownell and Young, 1959, pers. 9.71)

Keterangan :

Msx = Momen bending, in-lb

C = Dari Tabel 9.3 (Brownell and Young, 1959), untuk zone 1 dan

T > 1 s diperoleh, C = 0,02

X = H = Tinggi shell total = 31,476 ft

W = Berat shell = 253.029,0954 kg = 557.836,5824 lbm

Msx =

2

2

31,476

31,476 31,476331,476 24557.836,5802,04 xxxx

= 6.357.762,13 in-lb

Stress karena gempa, fsx

fsx = )2 ctr

M

s

sx

(Brownell and Young, 1959, pers. 9.72)

125,01875,08125,7

136.357.762,2

= 530.780 psi

Keterangan:

r = jari-jari shell + isolasi, in

ts = tebal shell, in

c = faktor korosi, in

G. Perancangan Pondasi

Perancangan pondasi dengan sistem konstruksi pondasi beton terdiri dari

campuran: semen : kerikil : pasir, dengan perbandingan 1 : 2 : 3. Direncanakan

pondasi berbentuk limas terpancung, dianggap hanya gaya vertikal dari berat

kolom yang bekerja pada pondasi. Asumsi tanah pondasi adalah clay dengan

safe bearing maksimal 10 ton/ft2 (Tabel 12,2 Hess & Rushton). Pondasi

dibuat dari beton dengan specific gravity 2,65 dan densitas 140 lb/ft3 (Dirjen

Bina Marga DPU & Tenaker).

Berat menara (termasuk perlengkapannya) yang diterima oleh :

I-Beam pada kondisi operasi = 557.836,5824 lb

Berat I-Beam yang diterima oleh base plate adalah = 139.459,1456 lb

Jadi berat total yang diterima pondasi adalah = 697.295,828 lb

Digunakan tanah dengan :

Luas bagian atas (a) = 13949,9721 in2 (3 m × 3 m)

Luas bagian bawah (b) = 24799,9504 in2 (4 m × 4 m)

Tinggi pondasi = 60 in

Volume pondasi (V) = (1/3) × tinggi pondasi × ((a + b) + (a ×b)1/2

)

= 573498,853 in3

= 331,8859 ft3

Berat pondasi (W) = V × densitas beton

= 331,8859 ×140 = 46464,0274 lb

Jadi berat total yang diterima tanah adalah :

Wtotal = 697.295,828 lb + 46.464,0274 lb = 743.759,8554 lb

Tegangan tanah karena beban (τ) = P/F < 10 ton

keterangan : P = beban yang diterima tanah (lb)

F = luas alas (ft2)

Jadi tegangan karena beban (τ) :

τ = 743.759,8554 lb / 24799,9504 in2

= 29,99 lb/in2

= 1,9161 ton/ft2

< 10 ton/ft2

Pondasi dapat dipasang pada tanah clay, karena tegangan tanah karena beban

(τ) kurang dari safe bearing maksimal pada tanah clay.

A

B

C

DE

F

G

H

I

J K

Gambar F.17 Vaporizer (VP-201)

Keterangan:

A. Menhole G. Baffle

B. Deflector H. Saluran Steam Keluar

C. Saluran Keluar Produk (uap) I. Tube Sheet

D. Saluran Keluar Produk (liquid) J Head Stationer

E. Saluran Steam Masuk K. Saluran Produk Masuk

F. Tube

OA = 17,026 in

OD = 86,375 in

ID =

icr = 5,5, in

th = ¼ in

86

14,276

Sf = 2,5 in

in

in

Gambar F.18 Standard Dished Head of Vaporizer (VP-201)

Odt = 1 ¼ in

PT = 1 9/16 in

A B

C

C’

60°

60°

60°

Triangular pitch

17,625

Gambar F.19 Susunan Tube

Keterangan:

PT = jarak antara 2 pusat pipa

PT = 1 9/16 inchi

Clearance = PT-OD

= 0,3125 inchi

lampiran a perhitungan neraca massa - selamat...

Documents