perancangan pabrik alkylbenzene sulfonic acid

PRA RANCANGAN PABRIK

LINEAR ALKYLBENZENE SULFONIC ACID

(HLAS)

LAPORAN TUGAS AKHIR

Sebuah laporan sebagai salah satu syarat untuk meraih gelar Sarjana Strata

satu (S-I) Bidang Teknik Kimia

Disusun oleh :

DEDY KHAERUDIN (114010026)

DUDDY PRIBADI UTAMA (114010072)

JURUSAN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI

INSTITUT TEKNOLOGI INDONESIA

SERPONG

2006

i

LEMBAR PENGESAHAN

LAPORAN TUGAS AKHIR

LINEAR ALKYLBENZENE SULFONIC ACID (HLAS)

Telah diperiksa dan disetujui oleh :

Pembimbing I Pembimbing II

(Dr. Lukman Satibi) (Junius Hardy, MT)

Mengetahui:

P.H. Ketua Jurusan Teknik Kimia Koordinator Tugas Akhir

(Ir. Ratnawati, M.Eng.Sc) (Ir. Ratnawati, M.Eng.Sc)

KATA PENGANTAR

Dengan mengucap puji syukur kehadirat Tuhan Yang Maha Esa dimana

rahmat dan karunia – Nya, penulis dapat menyelesaikan Tugas Akhir kami yang

berjudul Pra Rancangan Pabrik Linear Alkylbenzene Sulfonic Acid (HLAS).

Adapun tujuan penyusunan Tugas Akhir ini adalah untuk memenuhi salah

satu syarat dalam menyelesaikan program sarjana strata satu (S1) Fakultas

Teknologi Industri, Jurusan Teknik Kimia, Institut Teknologi Indonesia (ITI).

Pada kesempatan ini kami ingin menyampaikan ucapan terima kasih yang

sedalam–dalamya kepada semua pihak yang telah memberikan bantuan,

bimbingan, saran, informasi dan keterangan pada kami. Ucapan ini kami tunjukan

khusus pada :

o Orang tua kami tercinta yang tanpa kenal lelah memberikan dukungan

baik materil maupun spirituil, sehingga Tugas Akhir ini dapat

terselesaikan.

o Bapak Dr. Lukman Satibi, selaku pembimbing I Tugas Akhir yang telah

membantu dan membimbing kami dengan sabar.

o Junius Hardy, MT. selaku pembimbing II Tugas Akhir yang telah

membantu kami.

o Bapak Dr. Ir. Sidik Marsudi, M.Sc selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia

Institut Teknologi Indonesia.

o Ibu Ir. Ratnawati, M.Eng.Sc, Koordinator Tugas Akhir Institut Teknologi

Indonesia.

iii

o Ainil Mila always special for wgy heart.

o Keluarga besar angkatan 2001 yang telah memberikan dukungan moril,

sarana dan prasarana dalam penyelesaian Tugas Akhir ini.

o Keluarga besar Jaya Kost, special for Emba Sinto yang telah memberikan

prasarana dalam penyelesaian Tugas Akhir ini.

o Serta semua pihak yang telah memberi dukungan moril, dengan tidak

mengurangi rasa terima kasih, yang tidak dapat disebutkan satu per satu.

Kami menyadari bahwa Tugas Akhir ini masih belum sempurna. Oleh

karena itu segala saran dan kritik yang membangun akan diterima dengan senang

hati. Besar harapan kami semoga Tugas Akhir ini dapat memberikan manfaat bagi

kita semua

Serpong, Agustus 2006

Penyusun

iv

ABSTRAK

Linear Alkylbenzene Sulfonic Acid (LAS/LABSA/LABS/HLAS)

merupakan bahan surfaktan/surfactant (Surface Active Agent). Surfaktan

digunakan sebagai bahan baku dalam pembuatan deterjen, cairan pembersih,

sabun, kosmetik dan untuk keperluan proses industri. LAS merupakan surfaktan

yang paling banyak digunakan untuk deterjen saat ini. Sifat fisiknya yang

memiliki struktur molekul rantai lurus (sehingga lebih mudah terdegradasi di

alam) telah menggantikan posisi Alkyl Benzene Sulfonate (ABS) yang berantai

bercabang.

Perkembangan pasar HLAS Indonesia terus mengalami peningkatan

konsumsi. Hingga saat ini pabrik LAS di Indonesia masih kurang sedangkan

pembuatan LAB (Linear Alkylbenzene) sebagai bahan baku utama LAS,

diproduksi tunggal oleh PT UIC dengan kapasitas 150.000 ton/tahun. Pada tahun

2008 diproyeksikan akan terdapat kekurangan pasokan LAS sebesar 62.000 ton.

Dari kondisi diatas maka perlu pendirian Pabrik HLAS pada tahun 2007

dan mulai beroperasi tahun 2008 dengan kapasitas 60.000 ton per tahun untuk

memenuhi kebutuhan dalam negeri maupun ekspor ke luar negeri. Berdasarkan

faktor yang berpengaruh terhadap pendirian pabrik maka kawasan industri

Cilacap, Jawa Tengah merupakan lokasi terpilih untuk pabrik tersebut.

Proses pembuatan HLAS dari n-paraffin C12-C14 dilakukan melalui tiga

tahap reaksi yaitu dehdrogenasi, alkilasi dan sulfonasi. Pada tahap sulfonasi LAB

direaksikan dengan SO3 uap yang bercampur dengan inert udara pada reaktor

v

berpengaduk yang berlangsung kontinyu. Kondisi operasi pada suhu 45°C dan

tekanan atmospherik.

Reaksi: C6H5.C12H25 + SO3 uap C6H4 C12H25.SO3H

Alat utama yang dipakai adalah reaktor CSTR dengan diameter 2,47 m dan tinggi

4,95 m.

Bentuk badan hukum dari pabrik HLAS adalah Perseroan Terbatas (PT).

Perusahaan ini dipimpin oleh seorang Direktur Utama dengan jumlah tenaga kerja

sebanyak 242 orang dan jumlah hari kerja 330 hari dalam setahun. Struktur

organisasi yang digunakan adalah struktur organisasi garis dan staff.

Berdasarkan analisa ekonomi pabrik Linear alkylbenzene Sulfonic Acid

adalah sebagai berikut:

� Total Modal Investasi = Rp 427.894.870.000

� Modal Investasi Tetap FCI) = Rp 305.257.820.000

� Modal Kerja (WCI) = Rp 122.637.050.000

� Struktur Permodalan

� Modal sendiri (61%) = Rp 262.294.870.000

� Pinjaman bank (39%) = Rp 165.594.540.000

� Break Event Point Tahun ke-1 = 32,47 %

� Internal Rate of Return = 37,49%

� Minimum Payback Period = 4 tahun 5 bulan

Dengan perkiraan bahwa perekonomian Indonesia stabil untuk tahun –

tahun mendatang, maka analisa diatas menunjukkan bahwa pabrik Linear

alkylbenzene Sulfonic Acid ini layak untuk didirikan.

vi

DAFTAR ISI

Lembar Pengesahan .................................................................................. i

Lembar Lembar Revisi.............................................................................. ii

Kata Pengantar .......................................................................................... iii

Abstrak ...................................................................................................... v

Daftar Isi ................................................................................................... xii

Daftar Tabel .............................................................................................. xiii

Daftar Gambar........................................................................................... xiv

BAB I. PENDAHULUAN

1.1. Sejarah Perkembangan Produk .......................................................... I-1

1.2. Latar Belakang ................................................................................... I-2

1.3. Analisa Pasar Kebutuhan Pabrik........................................................ I-4

1.4. Penentuan Kapasitas Pabri ................................................................. I-10

1.5. Perencanan Pendirian Pabrik ............................................................. I-12

BAB II. TINJAUAN PUSTAKA DAN DESKRIPSI PROSES

2.1. Tinjauan Pustaka................................................................................ II-1

2.1.1 Deterjen.................................................................................... II-1

2.1.2 Pengertian Surface Activating Agent (Surfactant)................... II-3

2.1.3 Klasifikasi Surfaktan/Deterjen)................................................ II-3

2.1.4 Dehidrogenasi n-paraffin.......................................................... II-9

2.1.5 Alkilasi Benzene ....................................................................... II-10

2.1.7 Sulfonasi LAB .......................................................................... II-10

vii

2.2 Seleksi Proses..................................................................................... II-12

2.2.1 Proses Pembuatan LAB ............................................................ II-12

2.2.1 Proses Sulfonasi........................................................................ II-20

2.3 Deskripsi Proses................................................................................. II-24

2.3.1 Proses Pembuatan LAB ............................................................ II-24

2.3.2 Proses Sulfonasi........................................................................ II-25

2.3.3 Diagram Alir Proses Keseluruhan ............................................ II-28

BAB III. SPESIFIKASI BAHAN DAN PRODUK

3.1 Bahan Baku Utama dan Penunjang.................................................... III-1

3.3 Produk ................................................................................................ III-4

BAB IV. NERACA MASSA DAN NERACA ENERGI

4.1. Neraca Massa ..................................................................................... IV-1

4.1.1 Neraca Massa Reaktor Dehydrogenasi (R-01) ......................... IV-1

4.1.2 Neraca Massa Separator (S-01) ................................................ IV-2

4.1.3 Neraca Massa Reaktor Alkylasi (R-02) .................................... IV-2

4.1.4 Neraca Massa Stripper (ST-01) ................................................ IV-3



4.1.7 Neraca Massa Vaporizer (V-01) ............................................... IV-4

4.1.8 Neraca Massa Pengering Udara (PU) ....................................... IV-5

4.1.9 Neraca Massa Reaktor Sulfonasi (R-03) ................................. IV-5

4.1.10 Neraca Massa Separator (S-02) .............................................. IV-6

4.1.10 Neraca Massa Stabilizer Water............................................... IV-6

4.2. Neraca Energi..................................................................................... IV-7

viii

4.2.1 Neraca Energi TriValve ............................................................ IV-7

4.2.2 Neraca Energi Heat Exchanger................................................. IV-7

4.2.3 Neraca Energi Fired Heater ...................................................... IV-8

4.2.4 Neraca Energi Reaktor Dehydrogenasi (R-01)......................... IV-9

4.2.5 Neraca Energi Condenser Subcooler ........................................ IV-9

4.2.6 Neraca Energi Separator (S-01)................................................ IV-9

4.2.7 Neraca Energi Heater 1.............................................................. IV-10

4.2.8. Neraca Energi Reaktor Alkylasi (R-02).................................... IV-10

4.2.9 Neraca Energi Heater 2.............................................................. IV-11

4.2.10 Neraca Energi Striper (ST-01)................................................. IV-11


4.2.12 Neraca Energi Cooler 1............................................................ IV-12


4.2.14 Neraca Energi Cooler 2............................................................ IV-12

4.2.15 Neraca Energi Vaporizer ......................................................... IV-14

4.2.16 Neraca Energi Reaktor Sulfonasi (R-03) ................................. IV-14

4.2.17 Neraca Energi Separator (S-02)............................................... IV-15

4.2.18 Neraca Energi Stabilizer Water ............................................... IV-15

BAB V PERANCANGAN ALAT UTAMA

5.1. Prancangan Dimensi Reaktor ...................................................... V-1

1. Menentukan Kapasitas Reaktor ............................................... V-2

2. Menentukan Bentuk dan Ukuran Reaktor ............................... V-2

3. Menetukan tinggi Reaktor Termasuk Head............................. V-5

4. Menetukan tinggi Reaktor ....................................................... V-8

5.2. Perancangan Dimensi Flange, Bolt dan Gasket........................... V-3

ix

5.3. Perancangan Pengaduk................................................................ V-19

5.3.1 Penentuan Dimensi Pengaduk ............................................ V-20

5.3.2 Penentuan Offset Top dan Offset Bottom .......................... V-20

5.3.3 Penentuan Tinggi Cairan dalam Reaktor............................ V-21

5.3.4 Penentuan Kecepatan Pengaduk......................................... V-23

5.3.5 Penentuan Poros Pengaduk................................................. V-25

5.3.6 Pengamatan Tentang Bearing............................................. V-30

5..4. Perancangan Nozzles.................................................................... V-32

5.4.1 Peletakan Lubang - lubang ................................................. V-32

5.4.2 Penentuan Diameter Lubang - lubang ................................ V-33

5.4.3 Spesifikasi Flange dan Bolt untuk lubang - lubang............ V-43

5.5 Perancangan Jaket......................................................................... V-45

5.6 Perancangan Isolasi ...................................................................... V-48

5.6.1 Penentuan Luas Perpindahan Panas ................................... V-48

5.6.2 Penentuan Tebal Isolasi Minimum..................................... V-49

5.7 Perancangan Sistem Penyangga ................................................... V-50

5.7.1 Penentuan Berat Total Reaktor......................................... V-51

5.7.2 Penentuan Karena angin ................................................... V-56

5.7.3 Tekanan Karena gempa .................................................... V-57

5.7.4 Beban Tekanan maksimum per luq .................................. V-58

5.7.5 Uji Kelayakan material ..................................................... V-59

5.7.6 Penentuan tebal bearing.................................................... V-61

5.7.7 Penentuan Kolom Penyangga........................................... V-63

5.7.8 Perancangan bearing plate ................................................ V-66

x

BAB VI SPESIFIKASI PERALATAN

6.1. Tangki 1........................................................................................ VI-1

6.2. Tangki 2........................................................................................ VI-2

6.3. Heat Exchanger............................................................................ VI-2

6.4. Fired Heater................................................................................. VI-4

6.5. Reaktor Dehydrogenasi (R-01)..................................................... VI-5

6.6. Condenser Subcooler.................................................................... VI-6

6.7. Separator 1.................................................................................... VI-7

6.8. Tangki 6........................................................................................ VI-8

6.9. Heater 1......................................................................................... VI-8

6.10 Reaktor Alkylasi 2 ........................................................................ VI-10

6.11 Exvander Valve ............................................................................ VI-11

6.12 Heater 2......................................................................................... VI-12

6.13 Striper 1 ........................................................................................ VI-13

6.14 Kondenser Kolom Striper 1.......................................................... VI-14

6.15 Reboiler Kolom Striper 1 ............................................................ VI-15

6.16. Striper 2 ........................................................................................ VI-16


6.18 Reboiler Kolom Striper 2 ............................................................. VI-18

6.19 Cooler 1 ........................................................................................ VI-19

6.20 Striper 3 ........................................................................................ VI-20


6.22 Reboiler Kolom Striper 3 ............................................................. VI-22

6.23 Cooler 2 ........................................................................................ VI-24

6.24 Tangki 5........................................................................................ VI-24

6.25 Tangki 3........................................................................................ VI-25

6.26 Vaporizer ..................................................................................... VI-26

xi

6.27 Separator 2 ................................................................................... VI-27

6.28 Kompresor 2 ................................................................................ VI-27

6.29 Pompa .......................................................................................... VI-28

BAB VII SARANA PENUNJANG PRODUKSI (UTILITAS)

7.1. Penyediaan Dowtherm A.............................................................. VII-1

7.2. Penyediaan Air ............................................................................. VII-1

7.3. Penyediaan Tenaga Listrik ........................................................... VII-11

7.4. Penyediaan Transportasi............................................................... VII-12

7.5. Penyediaan Bahan Bakar .............................................................. VII-12

7.4.1. Perancangan Tangki Bahan Bakar...................................... VII-12

7.4.2. Perancangan Tangki Bahan Dowtherm A .......................... VII-12

BAB VIII. TATA LETAK PABRIK

8.1. Tata Letak Pabrik.......................................................................... VIII-1

8.2. Tata Letak Alat Proses.................................................................. VIII-4

BAB IX. BENTUK DAN STRUKTUR ORGANISASI

9.1. Bentuk Badan Hukum Perusahaan ............................................... IX-1

9.2. Struktur Organisasi ....................................................................... IX-2

9.3. Deskripsi Kerja ............................................................................. IX-6

9.3.1 Rapat Umum Pemegang Saham ......................................... IX-6

9.3.2 Dewan Komisaris ............................................................... IX-6

9.3.3 Direktur Utama................................................................... IX-7

9.3.4 Meneger Produksi dan Teknik............................................ IX-7

9.3.5 Meneger Pemasaran dan Distibusi ..................................... IX-8

xii

9.3.6 Meneger Keuangan............................................................. IX-8

9.3.7 Meneger Personalia Dan Umum ........................................ IX-9

9.3.10. Sekretaris .......................................................................... IX-10

9.3.11. Kepala Bagian dan Kepala Seksi...................................... IX-11

9.4. Sistem Kepegawaian..................................................................... IX-11

9.4.1 Sistem Kerja ....................................................................... IX-11

9.4.2 Sistem Shift ........................................................................ IX-11

9.4.3 Sistem Shift dan unit keamanan ......................................... IX-12

9.4.4 Sistem Non Shift................................................................. IX-13

BAB X KESELAMATAN KERJA

10.1. Keselamatan Kerja Secara Umum................................................ X-1

10.2. Landasan Keselamatan Kerja ....................................................... X-2

10.3. Bahan – bahan Berbahaya dan Pencegahanya.............................. X-4

10.4. Karakteristik Bahan Kimia .......................................................... X-4

10.6. Pengaturan Lingkungan Pabrik .................................................... X-15

BAB XI ANALISA EKONOMI

11.1. Dasar Analisa................................................................................ XI-1

11.2. Total Modal Investasi ................................................................... XI-2

11.2.1. Modal Investasi Tetap (FCI) ............................................ XI-3

11.2.2. Investasi Modal Kerja (WCI) ........................................... XI-4

11.2.3. Komposisi permodalan..................................................... XI-4

11.3. Total Biaya Produksi .................................................................... XI-4

11.4. Hasil Analisa ................................................................................ XI-5

11.4.1. Break Even Point (BEP) ................................................... XI-5

xiii

11.4.2. Laba Rugi ......................................................................... XI-7

11.4.3. Internal Rate of Return (IRR)........................................... XI-7

11.4.3. Minimum Payback Period (MPP)..................................... XI-8

DAFTAR PUSTAKA

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN B PERHITUNGN NERACA ENERGI

LAMPIRAN C SPESIFIKASI PERALATAN

LAMPIRAN D PERHITUNGAN UTILITAS

LAMPIRAN D PERHITUNGAN NERACA EKONOMI

xiv

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1. perkembangan produksi LAS Indonesia 2000 – 2004............. I-5

Tabel 1-2. perkembangan import LAS Indonesia 2000 – 2004............... I-6

Tabel 1-3. poyeksi perkembangan import LAS Indonesia 2005 – 2008 .. I-7

Tabel 1-4. perkembangan konsumsi LAS Indonesia 2000 – 2004 ........... I-8

Tabel 1-5. poyeksi perkembangan konsumsi LAS 2005 – 2008 .............. I-9

Tabel 2.1. Tipikal struktur komposisi LAS.............................................. II-6

Tabel 2.2. Distribusi tipikal panjang rantai ............................................. II-6

Tabel 2.3. Evaluasi sifat fisik-kimia ........................................................ II-9

Tabel 2.4. perbandingan proses pembuatan LAB.................................... II-20

Tabel 2.5. Perbandingan 3 macam proses sulfonasi ............................... II-24

Tabel 4.1 Neraca Massa Reaktor Dehydrogenasi (R-01) ........................ IV-1

Tabel 4.2 Neraca Massa Separator (S-01) ............................................... IV-2

Tabel 4.3 Neraca Massa Reaktor Alkylasi (R-02) ................................... IV-2

Tabel 4.4. Neraca Massa Stripper (ST-01) ............................................... IV-3

Tabel 4.5. Neraca Massa Stripper (ST-02) ............................................... IV-3

Tabel 4.6. Neraca Massa Stripper (ST-03)... ............................................ IV-4

Tabel 4.7. Neraca Massa Vaporizer (V-01) .............................................. IV-4

Tabel 4.8. Neraca Massa Pengering Udara (PU). ..................................... IV-5

Tabel 4.9. Neraca Massa Reaktor Sulfonasi (R-03)................................. IV-5

Tabel 4.10. Neraca Massa Separator (S-02) ............................................. IV-6

Tabel 4.11. Neraca Massa Stabilizer Water.............................................. IV-6

Tabel 4.12. Neraca Energi TriValve ......................................................... IV-7

Tabel 4.13. Neraca Energi Heat Exchanger.............................................. IV-7

Tabel 4.14. Neraca Energi Fired Heater ................................................... IV-8

Tabel 4.15. Neraca Energi Reaktor Dehydrogenasi (R-01). .................... IV-8

xv

Tabel 4.16. Neraca Energi Condenser Subcooler. ................................... IV-9

Tabel 4.17. Neraca Energi Separator (S-01). ........................................... IV-9

Tabel 4.18. Neraca Energi Heater 1......................................................... IV-10

Tabel 4.19. Neraca Energi Reaktor Alkylasi (R-02)............................... IV-10

Tabel 4.20. Neraca Energi Heater 2......................................................... IV-11

Tabel 4.21. Neraca Energi Striper (ST-01) .............................................. IV-11

Tabel 4.22. Neraca Energi Striper (ST-02). ............................................. IV-12

Tabel 4.23. Neraca Energi Cooler 1......................................................... IV-12

Tabel 4.24. Neraca Energi Striper (ST-03). ............................................. IV-13

Tabel 4.25. Neraca Energi Cooler 2......................................................... IV-13

Tabel 4.26. Neraca Energi Vaporizer....................................................... IV-14

Tabel 4.27. Neraca Energi Reaktor Sulfonasi (R-03).............................. IV-14

Tabel 4.28. Neraca Energi Separator (S-02) ............................................ IV-15

Tabel 4.28. Neraca Energi Stabilizer Water ............................................ IV-15

Tabel 5.1. perhitungan densitas campuran............................................... IV-2

Tabel 5.2. Ukuran baut optimum. ............................................................ IV-14

Tabel 5.3. perhitungan viskositas............................................................. IV-23

Tabel 5.4. perhitungan kecepatan pengadukan. ....................................... IV-24

Tabel 5.6. Spesifikasi flange. ................................................................... IV-44

Tabel 5.7. Spesifikasi bolt........................................................................ IV-44

Tabel 5.8. Luas perpindahan panas.......................................................... IV-44

Tabel 7.1. Spesifikasi Pompa Utilitas ....................................................... VII-10

Tabel 9.1. Jadwal Kerja Shift.................................................................... IX-12

Tabel 9.2. Pengaturan Jadwal Kerja Grup ................................................ IX-12

Tabel 9.3. Pembagian waktu kerja shift unit keamanan ........................... IX-13

Tabel 9.4. Pembagian waktu kerja untuk sistem non Shift....................... IX-13

Tabel 9.5. Penggolongan tenaga kerja berdasarkan jabatan ..................... IX-16

Tabel 9.7. Penggolongan gaji karyawan berdasarkan jabatan .................. IX-19

xvi

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1.1. Grafik Proyeksi Produksi Tahun 2008................................. I-5

Gambar 1.2. Grafik Proyeksi Impor Tahun 2008 ..................................... I-6

Gambar 1.3. Grafik Proyeksi Ekspor Tahun 2008.................................... I-8

Gambar 1.4. Grafik Proyeksi Konsumsi Tahun 2008............................... I-9

Gambar 2.1. Struktur molekul Ethylene dichloride ( 1,2-Etil diklorida).. II-1

Gambar 2.2 Process Flow Diagram Of Direct Chlorination.................... II-9

Gambar 5.1. Hubungan dimensional untuk flange and dished head......... V-6

Gambar 7.1. Diagram Alir Proses Pengolahan Air Sungai....................... VII-5

Gambar 8.1. Tata Letak Alat Proses. ........................................................ VIII-5

Gambar 8.2. Tata Letak Pabrik ................................................................. VIII-7

Gambar 9.1 Struktur Organisasi Perusahaan ............................................ IX-19

DAFTAR PUSTAKA

Badger, Walter L and Julius T. Banchero,, 1955, ”Introduction to Chemical

Engineering”, International edition, Mc Graw Hill, Singapore

Bhattacharya, B. C., 1976, “Introduction to Chemical Equipment Design”,

Mc.GrawHill Book Co., New York

Brown, G.G., 1978, “Unit Operation”, Modern Asia Edition, John Wiley & Sons

Inc., New York

Brownell, L. E. & Young, 1959, “Process Equipment Design”, Wiley Eastern

Hesse, Heman C, 1959, “Process Equipment Design”, Edisi VIII, D Van Nostrad

Co, New York

Kern, D. Q., 1985, “ Process Heat Transfer”, Mc.GrawHill Book Co., New York

Mc.Cabe, 1980, “Unit Operation of Chemical Engineering”, John Wiley & Sons,

New York

Mc Ketta, John J, 1984, “Encyclopedia of Chemical Processing and”, Vol 20,

Marcel Dekker, Inc, New York

Levenspiel, Octave, 1972, “Chemical Reaction Engineering”, John Wiley & Sons,

New York

Perry, Robert and Don Green, 1999,” Perry’s Chemical Engineer Handbook”,

Mc.Graw Hill, Singapore

Peters, M., 1981, “Plants Design and Economics for Chemical Engineers”,

Mc.GrawHill Book Co., New York

PT. Capricorn Indonesia Consult Inc., 2002, “Laporan Bisnis Indochemical”, 8

Desember, Jakarta-Indonesia,

Riegel, “Riegel’s Handbook of Industrial Chemistry, Edisi VII, Van Nostrad

Company Inc. USA

Sinnot, R. K. 1986. “Introduction to Chemical Engineering Design”. John Wiley

and Sons, Inc. Frankfurt.

Soelardo, ”Diktat Ekonomi Teknik”, Institut Teknologi Indonesia, Serpong

Treyball, Robert E, 1980, ”Mass Transfer Operation”, 3rd Edition, Mc.Graw Hill,

Singapore,

Wallas, S.M., 1988, “ Chemical Process Equipment Selection and Design”,

Butterworth, USA

www.dprin.go.id

www.chemicalland21.com

www.matche.com

www.msds.com

www.freepatentsonline.com

www.en.wikipedia.org

www.uic.co.id

www.sinarantjol.com

www.lasinfo.org

www.ilo.org

BAB I

PENDAHULUAN

1.1 Sejarah Perkembangan Produk

Hingga beberapa tahun yang lalu, sabun dan air merupakan satu-satunya

pembersih yang ada. Sabun memenuhi kebutuhan masyarakat bertahun-tahun

dengan baik. Sampai pada suatu waktu kita kesulitan dengan persediaan minyak

nabati dan hewani, yang merupakan bahan dasar pembuatan sabun. Selama masa

Perang Dunia I dan II, dilakukan penelitian untuk mencari alternatif lain dengan

gencar. Para penelitian telah berhasil membawa kepada penemuan surfactant

yaitu suatu bahan aktif yang dapat menurunkan tegangan permukaan air yang

dibuat secara sintesis dari bahan petrokimia, dimana saat itu sudah banyak

tersedia. Perkembangan ini selanjutnya telah membawa keberuntungan kepada

industri bahan pembersih dan masyarakat.

Ilmuwan dari Jerman pertama kali membuat deterjen pada masa Perang

Dunia II. Produk ini terdiri dari surfactant yang merupakan branched-chain

alkylbenzene sulfonates (BABS/ABS). Seperti sabun, bahan ini dapat mengikat

mineral-mineral pada air. Namun mikroba tidak dapat menguraikan deterjen

dengan tipe branch-chain, karena itu dapat mencemarkan air di sungai-sungai dan

PRA PERANCANGAN PABRIK HLAS

INSTITUT TEKNOLOGI INDONESIA DUDDY & DEDY

TEKNIK KIMIA ’01

PENDAHULUAN I −2

lingkungan disekitarnya. Posisi produk ini digantikan oleh straight-chain

alkylbenzene sulfonates atau linear alkylbenzene sulfonates (LAS) seperti sodium

dodecylbenzenesulfonate dan sodium xylenesulfonate. LAS dengan struktur rantai

lurusnya lebih ramah lingkungan

LAS pertama kali diperdagangkan pada awal 1960-an sebagai penggantian

DDBS ( Dodecyl benzen sulfonate)/ABS yang sukar untuk degradasi oleh unsur

atau miroba di alam yang menyebabkan pencemaran limbah di lingkungan. LAS

hasil riset yang diharapakan dapat memenuhi kebutuhan industri deterjen dengan

biaya ekonomis dan ramah lingkungan. Investasi selama 40 tahun yang lalu sudah

menghasilkan kemajuan yang lebih baik terhadap mutu produksi dan keselamatan

lingkungan.

1.2. Latar Belakang

Kita selalu mencoba menemukan sesuatu yang baru untuk membuat

segalanya bersih dari noda. Sabun ditemukan tidak lama setelah manusia baru

mengenal memasak, sebagai campuran lemak dari makanan dan abu dari bekas

kayu bakar. Secara definisi sabun adalah produk yang terbuat dari bahan alami

seperti minyak atau asam lemak. Namun karena keterbatasan bahan alami yang

digunakan maka penggunaan sabun sebagai bahan pencuci menjadi berkurang.

Produk yang kini menggantikan posisi sabun sebagai bahan pencuci

adalah deterjen dimana bahan surfactant utama yang digunakan adalah tipe Linear

Alkylbenzene Sulfonate (LAS) yang bersifat lebih ramah terhadap lingkungan,

karena LAS memiliki gugus alkyl yang lurus / tidak bercabang sehingga dapat



TEKNIK KIMIA ’01

PENDAHULUAN I −3

diuraikan oleh mikroorganisme (biodegradable). Formula surface active agent

(surfactant) tipe adalah senyawa kimia yang dapat larut dalam air dan akan

mengabsorbsi daerah interfasa media ternoda. Sementara komposisi tambahan

yang digunakan adalah builders ataupun filler. Komposisi tambahan ini berfungsi

untuk meningkatkan daya kerja deterjen saat pencucian.

LAS dibuat melalui proses sulfonasi LAB (linear alkylbenzene). Hasil

sulfonasi ini merupakan produk yang masih bersifat asam yaitu Linear

Alkylbenzene Sulfonic Acid (LAS/LABSA/LABS/HLAS), yang merupakan

produk akhir dari Perancangan Pabrik ini. Produk ini lebih lanjut di netralisasi

dengan NaOH menjadi produk Linear Alkylbenzne Sulfonate Sodium Salt (LAS)

yang umum berbentuk padat. Di Indonesia, pemakaian LAS untuk bahan baku

deterjen dimulai sekitar tahun 1970an. Hingga saat ini perkembangan LAS yang

digunakan sebagai bahan baku deterjen di Indonesia sudah terbilang maju, yang

ditandai dengan banyaknya produsen-produsen yang menghasilkan deterjen

menggunakan bahan baku LAS, diantaranya PT. Unilever, PT. Sinar Ancol, PT.

KAO, PT. Sayap Mas, dan lain-lain. Akan tetapi banyaknya produsen deterjen ini

tidak sama dengan jumlah produsen bahan surfactant.

Pabrik pembuat surfactant di Indonesia masih jarang, dimana dominasi

pasar dipegang oleh PT Unggul Indah Cahaya (UIC) yang merupakan produsen

LAB terbesar di Asia Pasifik. Beberapa produsen besar deterjen mempunyai unit

sulfonasi sendiri untuk memproses LAB menjadi LAS yang dipakai untuk

kebutuhan sendiri. Namun demikian LAS di Indonesia masih harus dicukupi



TEKNIK KIMIA ’01

PENDAHULUAN I −4

dengan mengimpor. LAS kini juga digunakan sebagai deterjen konsentrasi tinggi

biasanya dengan strategi penjualan multi-level marketing dan sebagai surfactant

pada proses industri. Jika dilihat dari besarnya kebutuhan pasar dan jumlah

populasi Indonesia yang cukup tinggi, tidak tertutup kemungkinan didirikannya

pabrik LAS yang baru.

1.3. Analisa Pasar dan Kebutuhan Pabrik

A. Perkembangan Produksi

Dengan kontribusi sekitar 27% dari total surfaktan yang dikonsumsi oleh

pembuatan deterjen rumah tangga, LAS telah menjadi satu-satunya surfaktan

terbesar yang dipakai untuk deterjen selama lebih dari 30 tahun dan masih

berperan penting dalam pasar surfaktan saat ini. Asia adalah konsumen LAS

terbesar dengan 32% dari konsumsi dunia. Rata-rata kandungan LAS dalam

deterjen di Indonesia berkisar antara 23 – 30%, tergantung dari jenis deterjen

(cairan pencuci tangan, deterjen pakaian dll).

PT. Sinar Antjol merupakan salah satu produsen yang memproduksi LAS

yang terletak di Tangerang, Banten, dengan kapasitas produksi sebesar 32.400 ton

per tahun. Tetapi dalam prakteknya kapasitas ini tidak selamanya berproduksi

penuh. Sementara itu sumber LAB masih dikuasai sepenuhnya oleh PT UIC.

Dibawah ini dapat dilihat perkembangan produksi LAS di Indonesia.



TEKNIK KIMIA ’01

PENDAHULUAN I −5

Tabel 1.1. Perkembangan Produksi LAS Indonesia tahun 2000 – 2004

Tahun Volume (Ton)

2000 141.400

2001 193.257

2002 208.500

2003 216.042

2004 231.890

Sumber : Diolah dari Indochemical, 2002

Untuk kapasitas produksi domestik pada tahun 2008, dianggap sama

dengan data pada tahun 2004 terakhir yaitu sebesar 231.890 ton. Dengan asumsi

tidak ada lagi pabrik baru yang didirikan.

B. Perkembangan Impor

Meskipun LAS sudah dapat diproduksi di dalam negeri namun jumlahnya

masih terbatas, oleh sebab itu sebagian LAS ataupun surfaktan lain di impor dari

luar negeri. Di bawah ini dapat dilihat tabel perkembangan impor LAS di

Indonesia.



TEKNIK KIMIA ’01

PENDAHULUAN I −6

Tabel 1.2 Perkembangan Impor LAS Indonesia tahun 2000 – 2004

Tahun Volume (Ton)

2000 9.000

2001 10.366

2002 11.933

2003 13.738

2004 15.815


y = 2613.4x - 5E+06

R2 = 0.987

0

5000

10000

15000

20000

25000

30000

2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008

Tahun

Volume (ton

)

Grafik 1.1 Proyeksi Perkembangan Impor LAS Indonesia tahun 2005-2008

Dari grafik diatas, di perkirakan pada tahun 2008 Import LAS naik

sebanyak 27.776 ton per tahun. Untuk data selengkapnya disajikan dalam tabel

berikut dibawah ini:



TEKNIK KIMIA ’01

PENDAHULUAN I −7

Tabel 1.3 Proyeksi Perkembangan Impor LAS Indonesia tahun 2005-2008

Tahun Volume (Ton)

2005 18.206

2006 20.959

2007 24.128

2008 27.776

Sumber : Diolah

Perkembangan import bahan baku deterjen (LAS/LAB) terus mengalami

peningkatan seiring dengan makin besarnya permintaan pasar dalam negeri hal

tersebut disebabkan perusahaan yang bergerak dibidang produksi LAS dalam

negeri jumlahnya sangat terbatas sementara kebutuhan dalam negeri terus

meningkat seiring dengan bertambahnya jumlah penduduk dalam negeri. Hal ini

sangat membuka peluang bagi perusahaan asing untuk memasok produknya ke

Indonesia. Negara-negara pemasok LAS tersebut diantaranya adalah dari Eropa,

China dan Jepang.

C. Perkembangan Ekspor

Pemasaran produk LAS keluar negeri dengan cara ekspor jumlahnya

sangat kecil, itu terlihat dari data yang diperoleh pada tahun 2004 sebesar 41.652

ton per tahun. Hal ini disebabkan karena kebutuhan akan LAS dalam negeri

jumlahnya masih tinggi, sehingga para perusahaan yang bergerak dibidang ini

lebih cenderung memasarkan produknya didalam negeri. Hanya beberapa pabrik-



TEKNIK KIMIA ’01

PENDAHULUAN I −8

pabrik surfaktan besar seperti PT Unggul Indah Cahaya dan PT Unilever yang

mengekspor produk surfaktannya ke luar negeri dengan persentase kurang dari

20% dari total produksinya. Jumlah ekspor total pada tahun 2004 adalah 41.652

ton. Persentase ekspor saat ini cenderung semakin menurun guna memenuhi

kebutuhan domestik dalam negeri saja. Pada tahun 2008 nilai ekspor diasumsikan

sama dengan data terakhir pada tahun 2004.

D. Perkembangan Konsumsi

Konsumsi LAS dari tahun ketahun mengalami kenaikan. Kenaikan

tersebut dikarenakan jumlah populasi Indonesia yang cukup tinggi mengakibatkan

kebutuhan LAS dalam negeri kian meningkat selain itu juga perusahaan yang

bergerak dibidang produksi LAS sedikit jumlahnya di Indonesia. Perkembangan

konsumsi tersebut dapat dilihat pada tabel berikut dibawah ini :

Tabel 1.4 Perkembangan Konsumsi LAS Indonesia tahun 2000 – 2004

Tahun Volume (Ton)

2000 151.478

2001 163.899

2002 169.635

2003 175.573

2004 181.718




TEKNIK KIMIA ’01

PENDAHULUAN I −9

y = 17015x - 3E+07

R2 = 0.988

0

50000

100000

150000

200000

250000

300000

2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008

Tahun

Volume (to

n)

Grafik 1.2 Proyeksi Perkembangan Konsumsi LAS Indonesia tahun 2005-2008

Dari grafik 1.2 diatas, seiring dengan bertambahnya jumlah penduduk dalam

negeri di perkirakan pada tahun 2008 eksport LAS naik sebanyak 270.000 Ton

per tahun. Untuk data selengkapnya disajikan dalam tabel berikut dibawah ini :

Tabel 1.5 Proyeksi Perkembangan Konsumsi LAS Indonesia tahun 2005 – 2008

Tahun Volume (Ton)

2005 188.078

2006 194.661

2007 260.000

2008 270.000



TEKNIK KIMIA ’01

PENDAHULUAN I −10

1.4 Penentuan Kapasitas Pabrik

Dari data terakhir yang didapat pada tahun 2004 akhir, jumlah produksi

LAS di Indonesia adalah sebesar 231.890 ton/tahun. Untuk mendirikan pabrik

diasumsikan sampai tahun 2008 tidak ada penambahan minat investasi dalam

industri LAS di Indonesia (tidak ada pabrik yang dibangun), sehingga jumlah

produksi dianggap tetap sampai dengan tahun 2008 yaitu sebesar 231.890

ton/tahun. Dengan mengurangi ketergantungan impor LAS pada tahun 2008

sebesar ± 70% menjadi 19.443 ton. Sementara itu prediksi kebutuhan konsumsi

akan LAS di Indonesia untuk tahun 2008 adalah sebesar 270.000 ton per tahun.

Sedangkan untuk ekspor pada tahun 2008 dianggap sama dengan tahun 2004

sebesar 41.652 ton. Faktor-faktor yang perlu diperhatikan dalam menentukan

kapasitas pabrik adalah:

a. Jumlah kebutuhan dalam negeri.

b. Peluang pasar.

c. Bahan baku dan bahan pendukung yang murah dan mudah didapat.

Berdasarkan proyeksi produksi, konsumsi, impor, ekspor tahun 2008

maka peluang pasar LAS dapat ditentukan.

Supply = Demand

Produksi + Impor = Konsumsi + Ekspor

Peluang terjadi bila jumlah demand (konsumsi + ekspor) lebih besar

daripada jumlah supply (produksi + impor).

� Konsumsi tahun 2008 = 270.000 ton

� Produksi tahun 2008 = 231.890 ton

� Impor tahun 2008 = 19.443 ton



TEKNIK KIMIA ’01

PENDAHULUAN I −11

� Ekspor tahun 2008 = 41.652 ton

Dari data diatas diketahui bahwa total produksi + impor lebih kecil

daripada total konsumsi + ekspor. Dengan demikian dapat dikatakan bahwa

pabrik LAS yang akan didirikan memiliki peluang pasar sebesar ±60.000 ton/

tahun. Berdasarkan peluang pasar sebesar 60.000 ton/tahun dapat diambil

Kapasitas Pabrik yang akan didirikan 100% dari peluang yang ada, yaitu 60.000

ton/ tahun. Nilai ini diambil karena kebutuhan akan produk LAS pada tahun 2008

yang akan datang masih besar yaitu 270.000 ton/tahun juga mempertimbangkan

kapasitas pabrik yang sudah ada saat ini berkisar antar 10.000 – 150.000

ton/tahun.

Sedangkan untuk pemasaran produk LAS sebagai bahan baku deterjen

untuk perusahaan yang akan mulai didirikan saat ini, hanya dipasarkan untuk

kebutuhan dalam negeri.

alasan ini karena :

1. Dilihat dari perkembangan konsumsi dalam negri kebutuhan akan LAS

kian hari kian meningkat itu terlihat dari tahun 2000 – 2004 konsumsi LAS

naik dari 151.478 menjadi 181.718 ton per tahun, itu artinya meski hanya

dipasarkan dalam negri masih bisa laku terjual.

2. Kapasitas terpasang pabrik yang ada saat ini di Indonesia dalam

memproduksi LAS dan LAB berkisar antara 10.000 - 150.000 ton per

tahun. Sedangkan kebutuhaan untuk produk LAS saja diproyeksikan

sebesar 270.000 ton per tahun pada tahun 2008.

3. Perusahaan yang bergerak dibidang produksi LAS masih sedikit jumlahnya



TEKNIK KIMIA ’01

PENDAHULUAN I −12

di Indonesia sementara kebutuhan akan LAS dan LAB masih besar, itu

artinya peluang untuk pemasaran produk LAS dan LAB masih terbuka

lebar.

I.5 Perencanaan Pendirian Pabrik

Pabrik ini akan memproduksi LAS yang masih berbentuk cair dan bersifat

asam, HLAS, karena bahan ini lebih luas dan mudah dalam pengolahan lebih

lanjut sesuai dengan spesifikasi produsen deterjen sebagai target konsumen.

Pendirian direncanakan akan mulai didirikan pada tahun 2007 dengan

pertimbangan bahwa perekonomian di Indonesia sudah membaik dan mulai

beroperasi pada tahun 2008, dan adanya investor. Untuk pemilihan lokasi pabrik

yang tepat sangat berpengaruh terhadap kegiatan kemajuan suatu industri, karena

hal ini menyangkut faktor-faktor produksi dan distribusi dari pabrik yang akan

dibangun. Berdasarkan faktor-faktor tersebut maka pabrik HLAS ini

direncanakan berlokasi di Cilacap, Jawa Tengah. Adapun pemilihan lokasi pabrik

ini berdasarkan perkembangan sebagai berikut:

1. Lokasi pabrik dekat dengan pemasok bahan baku, yaitu Pertamina Cilacap,

sehingga menghemat biaya transportasi.

2. Padatnya penduduk di pulau Jawa, menjadikan kawasan ini sebagai pasar yang

strategis untuk penjualan bahan baku HLAS untuk Industri deterjen.

3. Lokasi ini juga dipilih karena adanya pelabuhan, kondisi jalanan yang baik,

kemudahan jalur transportasi sehingga pendistribusian produk lancar.

4. Tersedianya sarana penunjang dan utilitas seperti air, listrik dan telepon.

5. Banyak tenaga kerja yang dibutuhkan di sekitar pabrik.



TEKNIK KIMIA ’01

PENDAHULUAN I −13

Gambar 1.1 Peta lokasi Cilacap

BAB II

TINJAUAN PUSTAKA DAN DESKRIPSI PROSES

2.1 Tinjauan Pustaka

2.1.1 Deterjen

Deterjen terdiri dari molekul-molekul yang mengandung gugus polar dan

nonpolar. Gugus polar cenderung untuk larut pada medium polar seperti air dan

gugus nonpolar cenderung untuk larut pada medium nonpolar seperti minyak.

Masalah dalam pembersihan adalah minyak dan lemak. Air saja tidak dapat

melarutkan substansi yang hidrophobic ini, dengan deterjen lemak dan minyak

akan larut dengan bagian yang nonpolar. Air sendiri akan larut dengan bagian

yang polar. Karena itu sintetik deterjen harus seimbang antara kedua gugusnya.

Derajat keseimbangan ini tergantung kepada:

1. Sifat dan letak dari gugus hidrofilik terhadap gugus hidrofornknya.

2. Struktur dan ukuran dari gugus hidrofobiknya.

Pada dasarnya struktur detergent dan sabun sama. Satu hal yang

membedakan antara sabun dan detergent adalah jenis gugus aktifnya dimana

gugus aktif sabun merupakan senyawa karboksilat sedangkan gugus aktif

detergent adalah merupakan senyawa benzil sulfonat. Linear/Branched



TEKNIK KIMIA ’01

TINJAUAN PUSTAKA DAN DESKRIPSI PROSES II −2

Alkylbenzene (LAB/BAB) sendiri tidak begitu aktif dalam medium yang bukan

air, tetapi ia juga tidak larut di dalam air. Dengan mensulfonasi LAB/BAB

tersebut, berarti kepadanya ditambahkan suatu gugus hidrofil. Bila ia hanya 1

gugus sulfonat, maka keseimbangannya akan bergeser ke sifat hidrofilnya,

sehingga hilanglah fungsi deterjennya.

Alkylbenzene sulfonate acid (HLABS) merupakan senyawa bersifat

surfaktan dan pada dasarnya sudah dapat digunakan untuk mencuci. Tetapi karena

bersifat asam, maka tidak aman digunakan karena dapat merusak kulit pemakai

dan bahan yang akan dicuci. Oleh karena itu sebelum dapat digunakan, terlebuh

dahulu dinetralisasi dengan senyawa basa alkali untuk menghasilkan garam

detergent yang aman digunakan. Basa alkali yang umumnya digunakan dalam

reaksi netralisasi surfactant ini adalah caustic soda (NaOH). Pada reaksi

netralisasi ini, dihasilkan juga air sebagai hasil samping seperti yang ditunjukkan

pada skema reaksi netralisasi berikut ini :

HLABS/HBABS + Soda Caustic → Deterjen + Air

R-C6H4-SO3H (l) + NaOH (l) → R-C6H4-SO3Na (s) + H2O (l)

Gugus alkil (R) yang terdapat dalam suatu detergent dapat berupa rantai C

linier atau rantai C yang bercabang. Jika dilihat dari segi pengaruh detergent

terhadap lingkungan, maka detergent dengan gugus alkil linier lebih ramah

lingkungan karena gugus alkil dengan rantai C linier mudah untuk didegradasi

oleh mikroorganisme dibandingkan dengan gugus alkil dengan rantai C yang

bercabang.



TEKNIK KIMIA ’01


2.1.2 Pengertian Surface Activating Agent (Surfactant)

Surface activating agent (surfactant) adalah suatu bahan yang dapat

mempengaruhi tegangan permukaan air atau larutan dalam air (biasanya

menurunkan), senyawa ini juga dapat mempengaruhi tegangan permukaan antara

dua cairan yang tidak larut, hanya larut sebagian satu sama lain. Yang termasuk

surfactant ialah, wetting agent, emulsifier sabun, dan deterjen.

Dilihat dari struktur kimianya, surfactant merupakan gabungan dari dua

macam gugus, yaitu:

a. Gugus hidrofllik atau gugus yang "senang air".

b. Gugus hidrofobik atau gugus yang menolak air.

Sehingga surfactant mempunyai keseimbangan antara kedua sifat

dasarnya tadi. Tiap derajat keseimbangan yang lain akan mempunyai sifat

kelarutan yang lain pula.

Karena itu fungsi surfaktan yang satu akan berbeda dari surfaktan yang

lain, tergantung dari derajat keseimbangan tadi.

2.1.3 Klasifikasi Surfaktan/Deterjen

Bagian hidrofobik biasanya merupakan suatu hidrokarbon yang

mempunyai 9-18 buah atom C dalam suatu rantai lurus atau rantai yang agak

bercabang. Kadang-kadang beberapa dari atom C dalam rantai tersebut diganti

dengan suatu lingkaran benzene, C6H6 bagian yang hidrofilik dapat bermacam-

macam.



TEKNIK KIMIA ’01


Dipandang dari sifat gugus hidrofilnya, surfaktan ada bermacam-macam, yaitu:

a. Surfaktan Anionik.

Gugus hidrofiliknya bersifat anionik, misalnya:

-OSO3- atau -SO3

-. Jenis ini paling banyak dipakai untuk deterjen.

b. Surfaktan Kationik.

Gugus hidrofiliknya bersifat kationik, misalnya:

-N(CH3)3 +.

c. Zwitterionicfamphoteric Surfactant.

Gugus hidrofilik bersifat sebagai anion maupun kation, misalnya:

-N+ (CH3)2( CH2)2COO

d. Semipolar surfactant bersifat semipolar, misalnya:

-N(CH3)2 O

e. Nonionik Surfactant.

Gugus hidrofiliknya tidak mengion, misalnya:

-C2 H5 - OH

Berdasarkan klasifikasi tadi, Linear Alkylbenzene Sulfonate (LAS)

termasuk surfaktan yang anionik. Selain klasifikasi tersebut di atas, surfaktan

sebagai deterjen masih dapat dibagi lagi menurut biodegradasinya. Sifat

biodegradasi yaitu sifat yang dilihat dari sudut pengotoran polusi pada air

buangan, air bekas yang masih mengandung bahan yang aktif, sebab ini ternyata

menimbulkan persoalan-persoalan yang cukup rumit terutama karena sifat

pembuihannya. Untuk menghindari pengotoran air tersebut dengan sisa surfaktan,

maka yang terakhir ini harus dapat diuraikan dengan mudah oleh bakteri-bakteri



TEKNIK KIMIA ’01


yang ada. Sifat mudah tidaknya suatu surfaktan diuraikan oleh bakteri, disebut

"biodegradable". Sifat deterjen yang baik di dapat dari kekutatan yang seimbang

dari kedua sifat tersebut.

Secara kimia, Linear (LAS) dan Branched (ABS) Alkylbenzene Sulfonate

merupakan campuran ikatan isomer dan homolog. Masing-masing molekul

mengandung cincin aromatik tersulfonasi pada posisi para yang menempel pada

rantai alkil yang lurus maupun bercabang pada suatu posisi atom, kecuali pada

atom karbon paling ujung (Valtorta et al, 2000). Panjangnya rantai bervariasi

namun umumnya pada range C10 sampai C14. Bahan LAS/ABS didapat dengan

proses sulfonasi linear dan non-linear alkylbenzene. Struktur linear dari

alkylbenzene berdasarkan atas reaksi alpha olefin (R-CH=CH2) dengan benzene,

dengan atau tanpa katalis.

Menggunakan katalis atau tidak, serta penggunaan katalis yang berbeda,

akan menghasilkan perbedaan berupa tipe 2-, 3-, 4-, 5- atau 6-phenyl isomer.

Untuk 1-phenyl isomer tidak terbentuk. Ilustrasi dibawah ini menunjukkan

struktur umum LAS, dengan cincin phenyl menempel pada posisi 2-, 3- atau 4-

dari rantai alkil.

Gambar 2.1 Cincin phenyl



TEKNIK KIMIA ’01


Pada gambar 2.1 (a) cincin phenyl menempel pada posisi 2-, (b) posisi 3-,

(c) posisi 4- dari rantai alkyl (disini: dedocyl atau C12). Tabel dibawah ini

memperlihatkan tipikal komposisi produk sebagai fungsi dari katalis yang

digunakan pada proses sintesis.

Tabel 2.1 Tipikal struktur komposisi LAS/ABS terhadap fungsi katalis

Sumber: U.S. EPA, 2002

Produk LAS/ABS dipasaran umumnya memiliki panjang ratai C10-C14. Mayoritas

merupakan LAS/ABS dengan jenis dedocyl (C12).

Tabel 2.2 Distribusi tipikal panjang rantai

Dimana C10 + C11 = 50%; dan C10 + C11 + C12 = 85%

Bahan “A”: linear

Gambar 2.2 CAS: 26264-05-1, Benzenesulfonic acid, dodecyl-, compd.with 2-propanamine (1:1)

Komposisi Katalis HF Fixed Bed

Panjang Rantai Jumlah (%)



TEKNIK KIMIA ’01


Jenis rantai alkil adalah C12; ion pembantu adalah 2–propanamine dalam ratio

molekul 1:1.

Bahan “B”: linear

Gambar 2.3 CAS 27323-41-7, Benzenesulfonic acid, dodecyl-, compd. with

2,2’,2’’-nitrilotris(ethanol) (1:1)

Jenis rantai alkil adalah C12; ion pembantu adalah 2,2’,2” –nitrilotris (ethanol)

dalam ratio molekul 1:1.

Bahan “C”: linear

Gambar 2.4 CAS 26264-06-2, Benzenesulfonic acid, dodecyl-, calcium salt

Jenis rantai alkil adalah C12; ion pembantu adalah kalsium dalam rasio molekul 2:1.



TEKNIK KIMIA ’01


Bahan “D”: bercabang

Gambar 2.5 CAS 26264-06-2, Benzenesulfonic acid, dodecyl-, calcium salt

Jenis rantai alkil adalah C12; ion pembantu adalah kalsium dalam rasio molekul 2:1. Bahan “E”: bercabang

Gambar 2.6 CAS 68608-88-8, Benzenesulfonic acid, mono-C11-13-branched alkyl derivs.

Jenis rantai alkil adalah C12; tidak ada ion pembantu. Bahan “F”: bercabang

Gambar 2.7 CAS 68953-96-8, Benzenesulfonic acid, mono-C11-13-branched alkyl

derivs., calcium salts

Jenis rantai alkil adalah C12; ion pembantu adalah kalsium dengan rasio

perbandingan molekul 1:2.



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel 2.3 Evaluasi sifat fisik-kimia

Bahan A B C D E F

Titik didih

>149ºC

117ºC

Tekanan uap

<3100 Pa

733 Pa

Kelarutan

dispersibel

dispersibel

dispersible

Biodegradasi 71% dlm 28 hari

64-73% dlm 28 hari

Sumber: U.S. EPA, 2002

2.1.4 Dehidrogenasi n-paraffin

Untuk melakukan proses alkilasi, bahan masuk n-parrafin dikonversi

menjadi mono-olefin melalui proses dehidrogenasi. Dengan proses dehidrogenasi

katalitik dua atom H dari parrrafin dilepaskan sehingga parrafin menjadi olefin.

C12H2 6 C12H24 + H2

Proses dehidrogenasi dilakukan dengan bantuan katalis alumina yang

mengandung platinum dan lithium pada reaktor fixed bed. Konversi olefin tidak

lebih dari 20% karena untuk menghindari dari kemungkinan terbentuknya by-

product yang tidak diinginkan. Campuran parrafin/olefin dari unit dehidrogenasi

ini akan dialirkan untuk mengalkilasi benzene di unit alkilasi dan parrafin yang

tersisa pada produk akan didistilasi dan didaur ulang ke unit dehidrogenasi.



TEKNIK KIMIA ’01


2.1.5 Alkilasi Benzene

Proses alkilasi adalah salah satu proses yang penting dalam pembuatan

LAB. Saat ini terdapat beberapa metode alkilasi olefin dengan benzene, dengan

bantuan katalis yang berbeda. Pada prinsipnya alkilasi adalah proses adisi

senyawa alkil pada suatu molekul tertentu. Campuran n-paraffin/olefin dialkilasi

dengan benzene yang kemudian menghasilkan LAB pada produk atas setelah

didistilasi dan produk bawah heavy alkylate.

2.1.6 Sulfonasi LAB

Proses pembuatan LAS adalah dengan sulfonasi. Disini terjadi substitusi

dari suatu gugus asam sulfonat (-SO2OH) ke dalam suatu Linear Alkylbenzene

sehingga terbentuklah Linear Alkylbenzene Sulfonate (LAS). Sebagai bahan

sulfonasi dapat juga dipakai H2SO4 pekat (98%), H2SO4 100% atau SO3 uap.

Reaksi sulfonasi merupakan tingkat reaksi yang paling sederhana dalam urutan-

urutan proses. Tetapi walaupun sederhana, sulfonasi juga merupakan tingkat yang

cukup kritis bagi mutu LAS-nya. Perlu dicatat bahwa tujuan dari sulfonasi adalah

mendapatkan sifat hidrofobik-hidrofilik yang seimbang di dalam suatu senyawa

LAS, sehingga senyawa tersebut mempunyai afinitas yang cukup besar dalam air

maupun dalam minyak.

Contoh:

1. Wetting agent.

Berfungsi sebagai senyawa pembasah, maka keseimbangan harus cenderung

kepada gugus yang hydrofilik.

2. Emulsifier.



TEKNIK KIMIA ’01


Berfungsi untuk mempertahankan emulsi, maka keseimbangan harus

cenderung kepada gugus hidrofobik.

3. Sabun.

Istilah sabun menunjukan beberapa larutan air garam dari fatty acid asam

lemak yang terdapat 6 sampai dengan 27 atom karbon dalam rantai paraffin.

Sebagian besar didunia, sabun dibuat dari 2 dekomposisi dari Glycerin dan

Caustic soda.

Saponifikasi adalah pembentukan sabun peristiwa penyabunan. Jika suatu

jenis lemak dan minyak dilakukan penyabunan dengan menambahan NaOH,

prosedur ini dapat disebut saponifikasi minyak netral . Jika dalam kandungan

yang tetap asam lemak didestilasi terlebih dahulu, maka proses ini adalah

saponifikasi fatty acid. Apabila proses dari saponifikasi asam lemak methyl ester

dengan larutan natrium hidroksida maka proses ini dinyatakan dengan persamaan

reaksi sebagai berikut dibawah ini:

-Saponification minyak netral.

Minyak Alkali Sabun

R = Asam lemak kelompok alkali

- Saponifikasi asam lemak

CH2OCOR1

CH2OCOR2

CH2OCOR3

R1CO2Na CH2OH

R2CO2Na 2 CH2OH

CH2OH R3CO2Na 2

3NaOH

+

+

+



TEKNIK KIMIA ’01


RCO2H + NaOH RCONa + H2O

Asam lemak Sabun

2.2 Seleksi proses

Pembuatan LAS dibagi menjadi dua proses utama yaitu proses pembutan

LAB dan proses sulfonasi LAB menjadi LAS. Terakhir, produk LAS masih harus

dikenakan proses netralisasi untuk menghilangkan asam. Saat ini terdapat

beberapa metode proses pembuatan LAB dan proses sulfonasi. Untuk memilih

proses yang sesuai, di sini dapat ditinjau dari beberapa segi diantaranya:

� Konversi.

� Waktu reaksi

� Kondisi operasi.

� Proses.

� Bahan-bahan

2.2.1 Proses Pembuatan LAB

Pengembangan komersial LAB difokuskan pada pengambilan paraffin

dengan kemurnian tinggi, yang dipisahkan dari kerosen yang telah dikenakan

proses hydrotreating. Linear paraffin ini kemudian dikonversi melalui proses

dehidrogenasi menjadi linear mono-olefin. Keluaran dari proses dehidrogenasi,

campuran paraffin-olefin, digunakan untuk meng-alkilasi benzene dengan

bantuan katalis. Proses konversi olefin menjadi alkylbenzene ini dilengkapi

dengan unit separasi untuk memisahkan paraffin yang tidak bereaksi dan



TEKNIK KIMIA ’01


kemudian dikembalikan ke proses dehidrogenasi. Linear alkylbenzene yang

dihasilkan akan menjadi LAS (dengan sulfonasi), surfaktan sintesis bidegradable

utama pada saat ini.

Secara komersial telah lama digunakan dua katalis utama, hydrogen

fuorida (HF) dan AlCl3, dalam proses alkilasi benzene dengan alpha atau internal

mono-olefin (range olefin C10-C16 untuk deterjen). Proses dengan basis HF lebih

banyak digunakan dari pada proses berbasis aluminium klorida. Namun pada

tahun 1995, UOP memperkenalkan proses baru dengan nama Detal, yang mampu

mengurangi permasalahan pembuangan katalis dan netralisasi katalis.

LAB diproduksi melalui cara-cara berikut ini:

� Dehidrogenasi n-paraffin menjadi internal olefin diikuti oleh proses alkilasi

benzene menggunakan katalis HF. Lisensi proses ini dimiliki oleh UOP dan

saat ini merupakan 75% dari seluruh kapasitas instalasi LAB didunia.

� Dehidrogenasi n-paraffin menjadi internal olefin diikuti oleh proses alkilasi

benzene menggunakan fixed-bed asam, katalis padat non-korosif. Proses ini

dikembangkan bersama CEPSA dan UOP, dengan lisensi UOP, disebut juga

sebagai proses Detal dan merupakan yang paling baru diantara proses-proses

komersial. Plant-plant baru disarankan untuk mengadopsi teknologi ini.

� Klorinasi n-paraffin untuk membentuk monokloroparaffin. Kemudian

monokloroparaffin di-alkilasi-kan dengan benzene, dengan katalis AlCl3.

Proses ini diterapkan oleh dua produsen – Sasol dan Wibarco (BASF) pada

dua buah plant di seluruh didunia.

� Klorinasi n-paraffin membentuk kloroparaffin. Kloroparaffin kemudian

dikenakan proses dehidrokloronasi menjadi olefin (alpha dan internal).



TEKNIK KIMIA ’01


Olefin ini lalu digunakan untuk alkilasi benzene dengan katalis AlCl3. Akan

tetapi proses ini sudah tidak lagi diterapkan secara komersil.

� Beberapa plant yang awalnya ditujukan untuk memproduksi branched

alkylbenzene (BAB) dari bahan baku propylene tetramer, telah dikonversi

untuk membuat LAB dengan mereaksikan olefin (yang didapat dengan

membeli) tipe campuran alpha dan internal dengan benzene menggunakan

katalis HF. Hanya ada 3 plant di seluruh dunia yang menggunakan proses

ini, yaitu Quimica Venoco di Venezuela, Shell dan Karbochem di Afrika

selatan.

Kebanyakan dari plant LAB dapat memakai alpha dan internal olefin

sebagai bahan proses alkilasi namun umumnya hal ini tidak ekonomis.

Pemasukan alpha olefin jarang dilakukan pada saat n-paraffin tidak tersedia

maupun saat produsen LAB ingin melebihi kemampuan produksi plant-nya dan

mendapatkan tambahan produksi untuk sementara.



TEKNIK KIMIA ’01


Gambar 2.8 Kapasitas LAB dunia berdasrkan proses yang digunakan (sumber: Nexan Consultant, 2003)

Seperti yang terlihat diatas ada 3 proses yang paling banyak digunakan.

Proses pembuatan LAB dengan katalis HF masih mendominasi plant-plant yang

ada di dunia. Sedangkan pemakaian metode AlCl3 semakin menurun sehubungan

dengan isu pencemaran limbah yang dihasilkan katalis tersebut. Proses dengan

zeolite yang telah dikenal luas adalah proses Detal® milik UOP. Namun baru-

baru ini terdapat alternatif proses zeolite lain yang menawarkan kualitas produk

yang lebih baik dimana kandungan isomer 2-phenyl yang diinginkan dalam

detergen bisa di tingkatkan. Katalis yang digunakan adalah mordenite yang

diproses dengan HF.



TEKNIK KIMIA ’01


Berikut ini adalah deskripsi dari proses-proses tersebut:

1. Proses Aluminium Chloride

- Bahan khusus yang digunakan:

� Katalis AlCl3

� Gas Cl2

� Campuran paraffin/olefin (C9 – C16) rasio 75:25 sd 25:75 persen berat

- Alat khusus yang digunakan:

� Chlorinator

� Menara paraffin

- Umpan mengandung C9 – C14 paraffin 18,8 lbs dan C9 – C14 olefin 43,9 lbs

dikombinasikan dengan 98,7 lbs kloroparaffin dari klorinator. Paraffin yang

masuk klorinator merupakan hasil recycle paraffin setelah melewati alkilasi

dan separasi light alkylate.

- Paraffin direaksikan dengan Cl2 pada klorinator untuk membentuk kloro-

paraffin. Suhu operasi berada 200 – 400 ºF dengan kondisi 20 mol persen atau

kurang terkloronasi untuk memaksimalkan fraksi mono-kloroparaffin sehingga

memaksimalkan hasil alkilasi.

- Proses alkilasi berlangsung pada suhu antara 190 ºF sampai 300 ºF dengan

suhu terbaik pada 200 ºC sampai 270 ºC. Tekanan operasi pada 5 sampai 50

psig dan lebih baik pada 15 sampai 25 psig. Perbandingan volume katalis

dengan campuran kloroparaffin/olefin dikondisikan pada 1:10. Umpan

benzene masuk sebanyak 29,3 lbs ditambah recycle dari benzene stripper

sebanyak 328,7 lbs. HCl sekitar 4,9 lbs terbentuk dari proses alkilasi.

- Keluaran alkilasi unit masuk kedalam unit separasi katalis untuk mengambil



TEKNIK KIMIA ’01


sisa katalis. Aliran keluar sebanyak 514,5 lbs menuju ke benzene stripper untuk

me-recycle benzene.

- Hasil bawah benzene stripper sebanyak 185,8 lbs lalu ke menara paraffin untuk

me-recycle paraffin yang tersisa.

- Terakhir aliran masuk ke menara disitilasi alkylate dimana dpisahkan heavy

alkylate 20,2 lbs sebagai produk bawah dan LAB 73,5 lbs sebagai produk atas.

- Pada proses ini olefin tidak bereaksi atau mempengaruhi hasil yield dan

kualitas produk akhir.

2. Proses Hydrogen Fluoride (R. Fenske)

- Bahan khusus yang digunakan:

� Katalis HF

� n-paraffin kemurnian 98% (dari fraksinasi kerosen) dengan rantai C11 – C14

- Alat khusus yang digunakan:

� Reaktor Alkilasi = 2

� Reaktor dehidrogenasi katalitik

- Umpan n-paraffin masuk unit dehidrogenasi pada temperatur dan tekanan

sekitar 870 ºF dan 30 psig. Air yang digunakan bersama aliran berkisar 2000

ppm. Keluaran berupa mono-olefin 95%. Produk samping adalah hidrogen

dengan kemurnian 96%.

- Pada proses ini alkilasi dilakukan dua tahap dengan katalis HF baru di tahapan

ke dua.

- Pada tahap satu menggunakan HF 93-94% yang berasal dari tahap dua.

Benzene 233 ml dimasukkan dalam reaktor turbo mixer (1500 rpm stirrer) pada



TEKNIK KIMIA ’01


70 ºF, didinginkan sd 50 º F kemudian dicampur 4100 ml HF (dipanaskan 100

ºF). Dengan kecepatan stirrer 1500 rpm, dimasukkan mono-olefin selama 30

menit dengan laju konstan. Setelah itu ditambah waktu 15 menit pengadukan

(100º F) .

- Pada tahap dua, olefin C10 – C15 (berasal dari proses dehidrogenasi n-paraffin

dengan 10% volume olefin) dialkilasikan dengan benzene, dengan rasio

benzene/olefin 10:1, menggunakan HF 100% (dimasukkan selama 10 mnt

dengan laju konstan). Suhu pada 110 ºF dan pengadukan 1500 rpm.

Perbandingan HF dan total hidrokarbon adalah 2:1, pada tekanan 3 atm dan

waktu kontak rata-rata 4,5 menit.

- Keluaran dari tahap diatas diseparasi untuk me-recovery HF yang didapat

dengan kemurnian 93% HF; 1,2% air dan 5,8% berat hidrokarbon.

- Hidrokarbon lapisan atas dicuci dengan air yang mengandung K2CO3 untuk

menghilangkan HF yang tersisa.

- Distilasi dilakukan pada tekanan atmosfer untuk me-recover benzene dan n-

paraffin, lalu pada tekanan 2 mmHg untuk me-recover produk alkylbenzene

dari residu yangterdiri dari alkyl dan dialkyl tetralin, naphthene dan material

dengan titik didih tinggi lainnya. Fraksi produk pada titik didih 536 – 620 ºF

dengan yield 91,3% berat.

3. Proses HF-mordenite

Proses alkilasi dengan katalis HF-mordenite:

- Bahan yang digunakan:

� Katalis mordenite ratio SiO2/Al2O3 = 17-20, dengan penambahan fluorida



TEKNIK KIMIA ’01


0,1 – 10% berat.

� Normal paraffin

- Normal paraffin terlebih dahulu di dehidrogenasi pada fixed bed dengan katalis.

Kondisi operasi pada keadaan moderat, contohnya pada suhu 875 ºF dan

tekanan 30 psig. Linear hidrokarbon (C10 – C15) yang keluar terdiri dari 95%

mon-olefin yang siap dialkilasikan dengan benzene.

- Katalis pada proses ini adalah mordenite dengan kandungan fluorida.

Mordenite salah satu adalah golongan dari zeolite. Katalis disiapkan hidrogen

mordenite (biasnya mengandung sodium kurang dari 0,1%) mempunyai rasio

silika/alumina sekitar 10:1 sd 100:1. H-mordenite direaksikan dengan cairan

HF untuk membentuk katalis, diikuti dengan kalsinasi (400 – 600 ºC) hingga

kandungan fluorin 0,1 – 4%.

- Umpan masuk adalah campuran benzene dan olefin (80 – 95% paraffin)

dengan rasio molar 1:1 sd 100:1, dipompa menuju packed bed katalis

mordenite. Pada katalis bed, umpan masuk kontak dengan uap benzene yang

naik akibat pemanasan untuk direfluks. Suhu alkilasi pada 70 – 78 ºC dan

maksimal 200 ºC untuk laju reaksi yang tinggi. Lebih dari itu dapat terjadi

degradasi reaktan atau produk dan deaktivasi katalis. Kondisi yang optimum

pada 80 – 140 ºC dan tekanan atmosfer. Laju umpan masuk katalis bed adalah

0,05/jam sd 10/jam pada LHSV (Liquid Hourly Space Velocity)

- Keluaran katalis bed masuk ke unit destilasi. Proses ini mampu menghasilkan

produk LAB dengan kandungan 2-phenyl isomer ± 70%, yang berperan

penting untuk meningkatkan daya larut dan sifat-sifat deterjen.

- Umur katalis mencapai 500 jam.



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel 2.4 Perbandingan proses pembuatan LAB

Dari perbandingan data yang didapat diatas dipilih proses dengan katalis

HF-mordenite karena menghasilkan kualitas LAB yang paling baik dan bisa

dilakukan proses kontinyu untuk menghasilkan produk dalam jumlah tinggi.

2.2.2 Proses Sulfonasi

Dari beberapa point yang harus dipertimbangkan dalam memilih proses,

yang cukup penting adalah pemilihan sufonating agent. Hal ini menyangkut

kualitas produk yang akan dicapai atau diperoleh. Dari proses-proses saat ini,

sebagai sulfonating agent ada yang menggunakan H2SO4 100%, oleum maupun

SO3 uap. Dari ketiga macam sulfonating agent tadi yang paling baik adalah SO3

PROSES PEMBUATAN LAB

AlCl 3 HF HF-Mordenite

Waktu - 5 - 25 menit

0,05/jam - 10/jam (LHSV)

Kondisi Operasi

- Temperatur 200-270ºF (93-204ºC) - Tekanan 15-25 psig

- Temperatur 100-110 ºF (37-43ºC) - Tekanan 3 atm

- Temperatur 80°C-140°C - Tekanan 1 atm

Proses Batch Batch Batch atau Kontinyu

2-phenyl isomer

16-18%

26-28%

30-40%



TEKNIK KIMIA ’01


uap karena memberikan kualitas produk yang baik, misalnya:

- tidak terjadi dealkilasi.

- Bau produk yang baik.

- Warna produk yang baik.

Sedangkan H2SO4 100 % atau oleum sebagai sulfonating agentnya, akan

memberikan bau yang kurang enak.

Ada 3 macam proses dalam sulfonasi. yaitu :

1. Proses Menurut Faith-Keyes-Clark

a. Reaksi:

C6H5.C12H25 + H2SO4 C12H25.C6H25.C6H4SO3H + H2O

Linear Alkylbenzene Linear Alkylbenzene Sulfonate

C12H25.C6H4SO3H + NaOH H2O + C12H25 + C6H4SO3Na

Linear Alkylbenzene Sulfonate Deterjen

b. Proses:

- Bahan yang digunakan :

� Asam sulfat (22% oleum) : 450 kg

� Natrium hidroksida (sp gr 1,21 larutan) : 645 liter

� Alumunium klorida: 10 kg

- Proses sullfonasi berlangsung secara batch pada suhu 32 - 45°C ( 90-115°F).

- Perbandingan antara asam : hidrokarbon = 1,02: 1

- Basis asam : 100 % H2SO4

- Sulfonasi dilakukan pada glass lined reactor yang dilengkapi dengan mixer

dan kapasitas 2500 galon.



TEKNIK KIMIA ’01


- Seribu lima ratus galon alkalat dimasukkan ke dalam sulfonator, kemudian

ditambahkan 650 galon, waktu yang diperlukan 90 menit.

- Selama penambahan asam, heat of sulfonation harus dihilangkan dengan

external heat exchanger.

- Selama dalam penambahan asam, konversi reaksi hanya mencapai 90 %.

- Masa dipanaskan sampai 115°F selama dua jam untuk menyempurnakan

reaksi sehingga konversi reaksi bisa mencapai 98%.

- Dengan cara di atas, maka apabila produk LAS diteruskan menjadi deterjen,

akan memberikan hasil yang tidak putih, untuk menghindari hal yang

demikian maka proses sulfonasi dila\kukan dengan 22% oleum pada 85°F

dengan perbandingan asam alkilat = 1,38 : 1

- Apabila dipakai SO3 cair sebagai sulfonating agent makan sebaiknya

diberikan SO3 cair berlebih agar diperoleh produk yang lebih baik.

2. Proses Menurut Riegel

Proses:

- Pada proses sulfonasi diperlukan asam sulfat kuat berlebih atau oleum untuk

- mendekati 100% sulfonasi dari deterjen alkilat.

- Builders yang dapat digunakan misalnya Natrium klorida natrium fosfat,

natrium silikat, natrium sulfat, karboksimetil selulosa.

- Sulfonating agent digunakan SO3 uap (7 % volume) dicampur dengan udara

kering

- (93% volume).

- Basis: 100 % sulfonat dapat dihasilkan.



TEKNIK KIMIA ’01


3. Proses menurut P.H Groggins

Proses :

- Dalam proses ini yang dipakai sebagai sulfonating agent adalah oleum 20%.

- 11.000 lb ( ± 1500 galon) linear dedosilbenzen dipompakan ke dalam

sulfonator yang dilapisi gelas yang berkapasitas 1500 galon dan dilengkapi

dengan 10 HP turbo type mixer dan external heat exchanger dengan

permukaan pendinginan 1000 ft2.

- Kemudian ditambahkan 13.750 lb oleum 20% ke dalam sulfonator dengan

waktu tinggalnya selama 1,5 - 2 jam pada suhu yang dijaga tidak lebih dari

30°C.

- Agar didapatkan reaksi yang lebih sempurna maka pengadukan dilanjutkan ±2

jam pada suhu 30°C sehingga konversi reaksi bisa mencapai 97%.

- Pada keadaan semacam ini akan tercampur spent acid dengan kadar 98,2%

dalam asam sulfat.

- Untuk mempermudah pemisahan spent acid dari campurannya, yaitu dengan

menambahkan 2660 liter air dengan mengaduknya dan disertai pendinginan

agar suhunya tidak lebih dari 60°C.

- Sekarang kadar spent acid turun menjadi 78% ( bila kadar spent acid kurang

dari 78%) pemisahan dapat dilakukan dengan mudah dan cepat.

- Setelah campuran dibiarkan selama 4 jam pada 60°C maka terjadilah dua

lapisan, dimana pada lapisan bawah adalah 10.800 lb spent acid 78 % yang

dibuang, sedang pada lapisan atas adalah asam sulfonat yang akan

dinetralkan.



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel 2.5 Perbandingan 3 macam proses Sulfonasi dalam pembuatan deterjen

bubuk (LAS)

Dari perbandingan yang telah dijelaskan di atas, maka dapat disimpulkan:

Dipakai proses Riegel karena kualitas konversinya hampir mencapai 100% yitu

(99%). Waktu reaksi lebih cepat (15 menit) kualitas dari produk cukup baik.

2.3 Deskripsi Proses

2.3.1 Proses Pembuatan LAB

Proses alkilasi dengan katalis HF-mordenite:

- Normal paraffin terlebih dahulu di dehidrogenasi pada fixed bed dengan katalis

alumina. Kondisi operasi pada keadaan moderat, pada suhu 465°C dan tekanan

atmosferik. Linear hidrokarbon (C10 – C15) yang keluar adalah paraffin – olefin

dengan kandungan olefin 20 % terdiri dari 95% mono-olefin yang siap

dialkilasikan dengan benzene.

PROSES SULFONASI

Menurut Faith- Kayes-Clark

Menurut Riegel

Menurut P.H. Groggins

Konversi 98% 99% 97%

Waktu ± 3,5 jam 15 - 30 menit

± 4 jam

Kondisi Operasi

- Temperatur 32-450C (90-115ºF) - T ekanan 1atm

- Temperatur tidak melebihi 45°C - Tekanan 1 atm

- Temperatur 30°C- 60°C - Tekanan 1 atm

Proses Batch Kontinue atau batch

Batch

Sulfonating Agent

Oleum 22% SO3 uap Oleum 20%



TEKNIK KIMIA ’01


- Umpan masuk reaktor alkilasi adalah campuran benzene dan olefin (80 – 95%

paraffin) dengan rasio molar 1:1 sd 100:1, dipompa menuju packed bed katalis

mordenite pada temperatur 80 – 140 ºC dan tekanan atmosfer. Laju umpan

masuk katalis bed adalah 0,05/jam sd 10/jam pada LHSV (Liquid Hourly Space

Velocity)

- Keluaran katalis bed masuk ke tiga unit destilasi (stripper) untuk memurnikan

LAB. Stripper pertama adalah untuk memisahkan benzene tersisa yang

dikembalikan ke unit alkilasi, stripper ke-2 memisahkan paraffin sisa dan

dikembalikan ke unit dehidrogenasi, stripper ke-3 memurnikan LAB dari

produk samping heavy alkylate.

Gambar 2.10 Diagram proses pembuatan LAB

2.3.2 Proses Sulfonasi

Cairan LAB dari stripper dialirkan ke sulfonator sementara itu SO3 cair

dari tangki penyimpanan diuapkan di vaporizer kemudian menuju ke dalam flash

drum. Fase uapnya dialirkan ke mixed point melalui blower untuk dicampur



TEKNIK KIMIA ’01


Udara

dengan udara dengan perbandingan % volume SO3 uap: % volume udara kering

= 7% : 93%, sedangkan fase cairnya dikembalikan ke dalam vaporizer. Campuran

antara udara kering dengan SO3 uap dari mixed point dimasukkan bersama-sama

dengan cairan linear alkylbenzene dari tangki penampung ke dalam sulfonator.

Reaksi yang terjadi di dalam sulfonator :

C6H5.C12H25 + S03 uap C6 H4 C12H25.S03H

Reaksi berjalan pada kondisi atmosfer dan dijaga suhunya agar tak melebihi

45 °C, yaitu dengan memberi jaket dan mengalirkan air pendingin ke dalamnya.

Waktu sulfonasi adalah 15 menit. Karena reaksi yang terjadi sangat eksotermis,

maka tidak digunakan pemanas sebelum umpan masuk ke dalam reaktor.

Pemanasan terjadi di dalam reaktor setelah reaktor berjalan kontinyu.

Sebelum reaksi berjalan kontinyu, suhu di reaktor belum mencapai 45°C, reaksi

tetap bejalan walau dengan konversi yang lebih kecil, tetapi tidak menjadi

masalah karena hal itu terjadi untuk waktu yang singkat. Suhu selanjutnya dijaga

45°C dengan menggunakan jaket pendingin.

99 %



TEKNIK KIMIA ’01


Gambar 2.11 Diagram alir proses sulfonasi

SO3

Reaktor Sulfonasi

Mixsed point

Vaporizer

SO3 Cair

SO3

uap

Udara Kering

LAB

SO3

Udara kering

Mixer tank (stabilizer

water) H2O

HLAS LAB SO3 sisa

Separator

HLAS 97% LAB 0,5 – 1,5% H2SO4 1,3% H2O 1%



TEKNIK KIMIA ’01


2.3.3 Diagram Alir Proses Keseluruhan

Gambar 2.12 Diagram Alir Proses Keseluruhan LAS

BAB III

SPESIFIKASI BAHAN BAKU DAN PRODUK

3.1 Bahan Baku Utama dan Penunjang

Bahan baku utama dalam produksi Linear Alkylbenzene Sulfonate Acid

(HLAS) ini adalah parafin. Untuk kelangsungan proses produksi HLAS, selain

parafin dibutuhkan pula bahan baku penunjang seperti benzene, SO3 cair, H2,

H2O.

Sifat-sifat fisik dan kimia:

Paraffin C12

Jumlah rantai karbon : C12H26

Berat molekul : 170

Fasa : Cair

Titik didih : 216 ºC

Titik leleh : -20 ºC

Densitas relatif : 715 kg/m3

Kelarutan dalam air : tidak larut



TEKNIK KIMIA ’01

SPESIFIKASI BAHAN BAKU & PRODUK III −2

Parafin C14


Berat molekul : 198

Fasa : Cair

Titik didih : 253.51 ºC

Titik leleh : -20 ºC

Temperatur kritik : 420,85

Tekanan kritik : 1.620,18 Kpa



Olefin C12


Berat molekul : 168

Fasa : Cair

Titik didih : 213ºC



Olefin C14


Berat molekul : 196

Fasa : Cair

Titik didih : 251,15 ºC

Temperatur kritik : 415,85 ºC

Tekanan kritik : 1550 Kpa



Hidrogen

Rumus molekul : H2

Berat molekul : 2



TEKNIK KIMIA ’01


Fasa : cair

Titik didih : - 252 oC

Densitas : 69,86 kg/m3

Kelarutan dalam air : larut

Benzene

Rumus molekul : C6H6

Berat molekul : 78,08

Bentuk : Cair

Titik didih : 80,3 oC

Titik kritik : 289,1 oC

Tekanan kritik : 48,3 atm

Sulfur Trioksida Liquid

Rumus molekul : SO3 (liquid)

Fasa : Cair


Densitas : 1900 kg/m3

Titik didih : 45°C

Titik leleh : 16,83°C

Titik kritis : 218,3°C

Tekanan kritis : 83,6 atm

Panas pembentukan : 2,06 kkal/mol

Panas penguapan : 10,19 kkal/mol

Air

Rumus molekul : H2O



TEKNIK KIMIA ’01


Fasa : Cair

Berat molekul : 18

Densitas : 995,65 kg/m3

Titik didih : 100°C

Titik leleh : 0°C

Titik kritis : 374,35°C

Panas pembentukan : -68,31 kkal/mol

Spesific heat, Cp : 18 kal/°C mol

Energi bebas Gibbs : -56,687 kkal/mol

Entropi : 16,71/°C mol

Katalis Mordenite

Ratio molar SiO2/Al2O3 : 10 – 50

Specific gravity : 2,1

Kekerasan : 4 – 5

Warna : merah, pink, kuning, putih

3.2 Produk

Linear Alkylbenzene

Rumus molekul : C6H5.C12H25

Fasa : Cair


Densitas : 857 kg/m3

Titik didih : 327 °C



TEKNIK KIMIA ’01


Titik leleh : 70° C

Kapasiatas panas minimum : 470,49 joule/gr mol °K

Kapasiatas panas maksimum : 680,10 joule/gr mol °K

Titik pembakaran : 280°F

Indeks refraktif : 1,4837

HLAS

Rumus molekul = CH3(CH2)11C6H4SO3H

Berat molekul = 326,49

Bentuk = Cair

Warna = putih

Titik leleh = 10 °C

Titik didih = 315 °C

Densitas = 1,06 (relative) (kg/l)

Titik nyala = 149

pH (5% LAS water solutions) = 7-9

Spgr = 1,2

BAB IV

NERACA MASSA DAN NERACA ENERGI

4.1 NERACA MASSA

Basis perhitungan neraca massa 1 jam operasi

Kapasitas produksi HLAS = 60.000 ton/tahun

4.1.1 Neraca Massa Reaktor Dehidrogenasi (R-01)

Tabel 4.1.1 Neraca massa reaktor (R-01)

Masuk (kg) Keluar (kg)

Komponen Aliran 5 Aliran 6

n-Dodecane 19.330,68 15.427,81

n-Tetradecene 1.455,00 1.161,233

1-dodecene (olefin C12) 3.856,95

1-Tetradecene (olefin C14) 290,80

H2 484,23 533,12

Total 21.269,91 21.269,91



TEKNIK KIMIA ’01

NERACA MASSA DAN NERACA ENERGI IV−2

4.1.2 Neraca Massa Separator (S-01)

Tabel 4.1.2 Neraca massa di Separator (S-01)

Masuk (kg) Keluar (kg) Komponen

Aliran 8 Aliran 14 Aliran 9

Massa n-Dodecane 15.427,81 15.427,81

Massa n-Tetradecene 1.161,233 1.161,233

Massa 1-dodecene (olefin C12) 3.856,95 3.856,95

Massa 1-Tetradecene (olefin C14) 290,80 290,80

Massa H2 533,12 533,12

Total 21.269,91 21.269,91

4.1.3 Neraca massa di Reaktor Alkilasi (R-02)

Tabel 4.1.3 Neraca massa di Reaktor Alkilasi (R-02)


Aliran 17 Aliran 18

Benzen 5.719,36 3.812,91

C12H26 (n-dodecane) sisa 15.427,81 15427.81

C14H30 (n- Tetradecene) sisa 1.161,233 1.161,233

LAB 5.647,68

Heavy Alkylate 406,52

Total 26.456,15 26.456,15



TEKNIK KIMIA ’01


4.1.4 Neraca Massa Stripper (ST-01)

Tabel 4.1.4. Neraca massa Stripper (ST-01)



Benzen sisa 3812,91 3812,91

C12H26 (n-dodecane) sisa 15.427,81 15.427,81


LAB 5647,68 5647,68

Heavy Alkylate 406,52 406,52

Total 26.456,15 26.456,15


Tabel 4.1.5 Neraca massa Stripper (ST-02)

Masuk (kg) Keluar (kg) Komponene


LAB 5647,68 5647,68




Total 22.643,25 22.643,25



TEKNIK KIMIA ’01



Tabel 4.1.6 Neraca massa Stripper (ST-03)

Masuk (kg) Keluar (kg) komponene


LAB 5.647,68 5.647,68


Total 6.054,20 6.054,20

4.1.7 Neraca massa di Vaporizer (V – 01)

Tabel 4.1.7 Neraca massa di Vaporizer (V – 01)


Aliran 41 Aliran 42

SO3 cair 1.891,74

SO3 uap 1.891,74

Total 1.891,74 1.891,74



TEKNIK KIMIA ’01


4.1.8 Neraca massa di Pengering Udara

Tabel 4.1.8 Neraca massa di Pengering Udara


Aliran 45 Aliran 43

Udara basah 9.265,65

Udara kering 9.110,77

Air yang hilang 154,88

Total 9.265,65 9.265,65

4.1.9 Neraca massa di Reaktor Sulfonasi

Tabel 4.1.9 Neraca massa di Reaktor Sulfonasi (R-03)



C6H5C12H25 (LAB) 5.647,68 68,28

SO3 1.891,74 77,30

Udara kering 9.110,77 9.110,77

C12H25.C6H4.SO3H (HLAS) 7.393,84

Total 16.650,19 16.650,19



TEKNIK KIMIA ’01


4.1.10 Neraca massa di Separator (S-02)

Tabel 4.1.10 Neraca massa di Separator (S-02)



C6H5C12H25 (LAB) 68,28 68,28

C12H25.C6H4.SO3H (HLAS) 7.393,84 7.393,84

Udara kering 9.110,77 9.110,77

SO3 77,30 15,46 61,84

Total 16.650,19 16.650,19

4.1.11 Neraca Masa Stabilizer Water

Tabel 4.1.11 Neraca Masa Stabilizer Water



H2O 51.79 37,88

SO3 61,84

H2SO4 75,76

LAB 68,28 68,28

HLAS 7.393,84 7393,84

Total 7.575,76 7.575,76



TEKNIK KIMIA ’01


4.2 NERACA ENERGI

Basis perhitungan : 1 Jam operasi

Satuan : kJ

4.2.1 Neraca Energi di Tri Valve

Tabel 4.2.1 Resume Neraca Energi di TriValve (Tv-01)

Komponen H in (kJ) Hout (kJ)

Hin (aliran 1 + 27) 230.855,421

Hout (aliran 2 ) 230.855,421

Total 230.855,421 230.855,421

4.2.2 Neraca Energi Di Heat Exchanger

Tabel 4.2.2 Resume Neraca Energi di HE-01

Aliran Hin (kJ) Hout (kJ)

H fluida dingin masuk HE-01 (aliran 2) 230.855,42

H fluida dingin keluar HE-01 (aliran 3) 17.361.915,.71

H fluida panas masuk HE-01 (aliran 6) 26.211.857,39

H fluida panas keluar HE-01 (aliran 7) 9.080.797,10

Total 26,442,712.80 26,442,712.80



TEKNIK KIMIA ’01


4.2.3 Neraca Energi Di Fired Heater

Tabel 4.2.3 Resume Neraca Energi di FH-01


Hin (aliran 3) 17.361.511,08

Hout (aliran 4) 22.976.965,205

Panas laten dan sensibel 11,973,622.45

Beban Fired Heater 22.642.318,93

Total 41.250.422,69 41.250.422,69

4.2.4 Neraca Energi Di Reaktor Dehidrogenasi (R -01)

Tabel 4.2.4. Resume Neraca Energi di R-01


Hin (aliran 5) 25.027.983,46

Hout (aliran 6) 26.211.855,75

Hr total 3.068.056,78

Q Pemanas 4.251.874,82

Total 2.927.9914,161 2.927.9914,161



TEKNIK KIMIA ’01


4.2.5 Neraca energi di Condenser Subcooler.

Tabel 4.2.5. Resume Neraca energi di Condenser Subcooler.

Komponen Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam)

Entalpi uap panas masuk (aliran 7) 9.080.797,10

Entalpi kondensat keluar (aliran 8) 535.382,96

Σ entalpi pengembunan 14.573,01

Q kondensor = Qdowtherm A 8.530.841,13

Total 9.080.797,10 9.080.797,10

4.2.6 Neraca energi Separator (S-01)

Tabel Tabel 4.2.6 Resume Neraca energi Separator (S-01)

Hout (kJ) Komponen Hin (KJ)

Bawah Atas

n-Paraffin (C12H26) 3,784.50 343,449.97

n-paraffin (C14H30) 4,429.31 25,977.07

Mono-olefin (C14H28) 4,481.47 6,648.96

Mono-olefin (C12H24) 3,596.69 82,572.90

H2 287,87 76,734.06

Sub total 458,648.89 76,734.06

TOTAL 535.382,96



TEKNIK KIMIA ’01


4.2.7 Neraca energi Heater 1

Tabel 4.2.7 Resume Neraca energi Heater (H-01)

Komponen Masuk (kJ) Keluar (kJ)

Hin (aliran 16) 779.513,991

Hout (aliran 17) 6.808.511,741

Beban heater 6.028.997,76

TOTAL 6.808.511,741 6.808.511,741

4.2.8 Neraca energi Reaktor Alkilasi (R-02)

Tabel 4.2.8. Resume Neraca energi Reaktor Alkilasi (R-02)


Hin [Aliran 17] 6.808.511,741

Hout [Aliran 18] 6.875.626,09

∆Ho 298 4.118.007,221

Q pendingin 4.050.892,881

TOTAL 10.926.518,97 10.926.518,97



TEKNIK KIMIA ’01


4.2.9 Neraca energi di HEATER 2

Tabel 4.2.9 Resume Neraca energi di HEATER 2 (H-02)


Hin (aliran 19) 6.875.626,085 0

Hout (aliran 20) 0 7.083.462,09

QH 207.836,011 0

TOTAL 7.083.462,09 7.083.462,09

4.2.10 Neraca Energi Stripper ( ST - 01 )

Tabel 4.2.10 Resume Neraca Energi Stripper ( ST - 01 )

Komponen Aliran masuk ( kJ) Aliran keluar ( kJ)

Entalpi feed ( Hf ) aliran 20 7.083.462,089

Entalpi distilat ( Hd ) aliran 21 265.199,668

Entalpi bottom ( Hb ) aliran 23 14.598.113,088

Panas yang dihasilkan kondensor ( Qc ) 1.632.309,912

Panas yang dibutuhkan reboiler ( Qr ) 9.273.687,519

Total 16.495.622,669 16.495.622,669



TEKNIK KIMIA ’01



Tabel 4.2.11 Resume Neraca Energi Stripper ( ST - 02 )

Komponen H in ( kJ ) Hout ( kJ )

Entalpi feed ( Hf ) aliran 24 12.040.078,55 -

Entalpi distilat ( Hd ) aliran 25 - 6.768.987,681

Entalpi bottom ( Hb ) aliran 28 - 4.886.840,245

Panas yang dihasilkan kondensor (Qc ) - 7.284.808,62

Panas yang dibutuhkan reboiler ( Qr ) 6.900.557,99 -

Total 18.940.636,543 18.940.636,543

4.2.12 Neraca energi di Cooler 1

Tabel 4.2.12 Resume Neraca energi di Cooler (C-01)


Hin (aliran 26) 9.120.180,46 0

Hout (aliran 27) 0 220.034,37

QC 0 8.900.146,101

TOTAL 9.120.180,46 9.120.180,46



TEKNIK KIMIA ’01



Tabel 4.2.13 Resume Neraca Energi Stripper (ST - 03)


Entalpi feed ( Hf ) aliran 29 4.886.831,51 -

Entalpi distilat ( Hd ) aliran 32 - 3.475.240,372

Entalpi bottom ( Hb ) aliran 30 - 291.271,314

Panas yang dihasilkan kondensor ( Qc ) - 2.074.898,52


Total 5.841.410,210 5.841.410,210

4.2.14 Neraca energi di Cooler 2

Tabel 4.2.14 Resume Neraca energi di Cooler (C-02)


Hin (aliran 33) 4.246.864,02 0

Hout (aliran 34) 0 172,042.69

QC 0 4.074.820,21

TOTAL 4.246.864,02 4.246.864,02



TEKNIK KIMIA ’01


4.2.14 Neraca Energi Vaporizer

Tabel 4.2.14 Resume Neraca energi di Vaporizer (V - 01)

Komponen H in (kJ/jam) Hout (kJ/jam)

Hin (aliran 42) 30.248,89

Hout (aliran 43) 24.331,76

panas laten penguapan (Qv) 40.683.251

H sensibel 18.311,95

Q dowtherm 53.078,06

Total 83.326,96 83.326,96

4.2.15 Neraca Energi Reaktor Sulfonasi (R-03)

Tabel 4.2.15 Resume Neraca Energi di R-03

Komponen Masuk (KJ) Keluar (KJ)

Panas yang dibawa Reaktan (HOR) aliran 34+45 565.325,50

Panas reaksi standar (∆HOF298 =ekso ) 13.056.623,25

Panas yang dibawa produk (∆HP) aliran 35 6.532.039,110

Panas yang dimanfaatkan (Q) 7.089.909,640

Total 13.621.948,75 13.621.948,75



TEKNIK KIMIA ’01


4.2.16 Neraca energi Separator 2

Tabel 4.2.16 Resume Neraca energi Separator (S-02)

Keluar (kJ) Komponen Masuk (kJ)

Atas aliran 36 Bawah aliran 38

LAB sisa 10.715,48 10.715,48

HLAS 168.110,13 168.110,13

SO3 uap sisa atas 1.029,71 1.029,71

SO3 uap sisa bawah 588,89 588,89

Udara 185.007,99 185.007,99

TOTAL 6.532.039,11 6.532.039,11

4.2.17 Neraca energi Stabilizer Water

Tabel B-66 Resume Neraaca energi Stabilizer Water (SW-01)


Entalpi Reaktan (HOR) 20.096,70 kJ

Panas reaksi standar (∆HO298) 227,778

Entalpi Produk (HOP) 20.324,482

Q pendingin

Total 20.324,48 kJ 20.324,482

BAB V

SPESIFIKASI ALAT UTAMA

5.1 Perancangan Dimensi Reaktor

Fungsi : tempat berlangsung reaksi sulfonasi LAB dengan SO3

Fasa : cair

Bentuk : tangki silinder tegak berdasar rata beratap flanged dan

standard

Bahan konstruksi : Carbon steel SA - 201 grade A

Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 16650,19 kg/jam

T operasi : 45°C

T perancangan : 54°C ( 129,2 oF)

P operasi : 760 mmHg (14.7 psi )

Waktu tinggal bahan : 0,5 jam

PRA PERANCANGAN HLAS

INSTITUT TEKNOLOGI DUDDY & DEDY

TEKNIK KIMIA ’01

SPESIFIKASI ALAT UTAMA V−2

1. Menentukan Kapasitas Reaktor

Jumlah bahan yang ditampung :

m = 16650,19 kg/jam

Tabel 5.1 Perhitungan densitas campuran

Komponen Massa (kg) Fraksi massa Densitas

(kg/m3)

Fraksi x

Densitas

LAB 68,28 0,004 857,60 3,52

SO3 77,30 0,005 1880,18 8,73

Udara 9110,77 0,547 879,57 481,29

HLAS 7393,84 0,444 860,78 382,25

TOTAL 16650,19 1,00 875,79

ρ campuran = 875,79 kg/m3

Volume bahan yang ditampung :

VL = m/ρ campuran x waktu tinggal = 9,51 m3

Volume Reaktor :

VR = VL/0,8 = 11,88 m3

2. Menentukan bentuk dan ukuran reaktor

Menentukan diameter dalam dan tinggi reaktor mula-mula:

Diameter Reaktor (Di)

V = π Di2 x 1/4 H

H = 2x Di



TEKNIK KIMIA ’01


Di = [4 x VR / (2 x π)]1/3 = 1,963 m

= 77,30 in

Tinggi Reaktor (H)

H = 2 x Di

= 3,927 m

= 154,6 in

Menentukan tebal dinding reaktor (tR)

Tinggi Cairan dalam reaktor (VL)

VL = π/4 x Di2 x h cairan

h cairan = 3,14 m

Tekanan desain

P operasi = 1 atm

g = 9,8 m/dt

P hidrostatik = h cairan x ρ cairan x g

= 26961,52 kg/m.dt2

= 26961,52 N/m2

= 0,27 atm

P desain = P operasi + P Hidrostatik

= 1,27 atm

= 18,61 psi

Tebal dinding reaktor

t = [(P . Di)/(2.f.E - 0,6.P)] + c

= 0,190 in



TEKNIK KIMIA ’01


dimana :

t = tebal dinding reaktor

Di = diameter dalam reaktor (77,30 in)

f = allowable stress (13750 psi ) (untuk carbon steel SA-201 grade A)

E = effisiensi penyambungan ( 0,8 )

(type joint yang dipilih adalah doble welded butt joint tanpa diradiografi dan

tanpa stress relieve → max efficiency berdasarkan tabel 13,2, hal 254, Brownell

& Young)

c = faktor korosi ( 0,0125 in/tahun)

→ umur reaktor diperkirakan 10 tahun, maka :

= 0,0125 in/tahun x 10 tahun ( 0,125 in)

P = tekanan desain (18,612 psi )

dipilih tebal standar shell (ts) = 0,3125 in (dari tabel 5.8, hal 93, brownell &

Young)

Menentukan Diameter Reaktor sesungguhnya

Diameter luar shell (Do) adalah :

Do = Di awal + 2. ts

= 77,92 in

Diambil diameter luar standar shell ( brownell, tabel 5.7, hal 90), OD = 90

karena tebal tangki diambil = 5/16 in

maka diameter dalam tangki sesungguhnya adalah :

Di = OD - (2 x ts)

= 89,375 in (2,270m )



TEKNIK KIMIA ’01


Do = OD

= 90 in (2,286 m )

ts = 5/16 in ( 0,00794 m )

3. Menentukan tinggi reaktor termasuk head (HT)

Bentuk : Torispherical head ( flange and dished head)

(Brownell & Young, hal 88)

Bahan : Carbon steel SA-201 grade A

Tebal Head

Berdasarkan tabel 5.7, Brownell & young, hal 90, diperoleh :

icr = 5 1/2 in

r = 90 in

icr / r = 0,0611 in > 6 % sehingga memenuhi untuk torispherical head

(Brownell & Young, hal 88)

Berdasarkan Brownell & Young, Hal 256 - 258, karena icr/r > 6%, maka

persamaan yang digunakan untuk menghitung tebal head adalah pers. 7.76 dan

7.77:

W = 1/4 (3+(rc/ri)0,5) (pers. 7.76,brownell)

dimana :

W = faktor intensifikasi stress untuk terispherical head

rc = radius of crown = r = 90 in

ri = inside corner radius = icr = 5,5 in

W = 1,761



TEKNIK KIMIA ’01


th = (P . rc . W / 2. f. E - 0,2. P) + c (pers 7.77, Brownell)

dimana :

th = tebal head

rc = r = 90 in

W = 1,761299794

f = allowable stress ( 13750 psi )

E = effisiensi penyambungan = 0,8 (untuk double welded butt joint)

(brownell & young , tabel 13.2, hal 254)

c = faktor korosi ( 0,0125 in/tahun (umur reaktor diperkirakan 10 thn)

P = tekanan desain (18,61 psi )

th = 0,26 in

Dipilih tebal head (th) = 5/16 in ( 0,3125 in )

Tinggi head

Berdasarkan tabel 5.6, Brownell & Young, hal 88, untuk th = 5/16 in

Standart straight flange (Sf) = 1 1/2 - 3 (dipilih Sf = 2,25 in)

Dari tabel 5.7, Brownell & Young, hal 90, untuk OD 90, th = 5/16 in :

Sf = 2,25 in

icr =5 1/2 in

r = 90 in

Untuk menghitung tinggi head digunakan penjelasan pada fig. 5.8, brownell &

young, hal 87

a = ID/2 = 44,6875 in

AB = (ID/2)-icr = 39,187 in



TEKNIK KIMIA ’01


BC = r - icr = 84,5 in

AC = (BC2 - AB2)0,5 = 74,86 in

b = r - AC = 15,14in

OA = th + b + Sf =17,70in (0,4495 m )

Tinggi Total

H = H reaktor + OA = 4,376 m

4. Menentukan Volume Head

1. Bagian lengkung terispherical head

Dengan asumsi icr/r = 6%, maka volume torispherical head (tanpa bagian Sf)

dihitung dengan pers 5.11, hal 88, brownell & young.

Vh1 = 0,000049 x Di3

dimana :

Vh1 = volume dished head

Di = diameter dalam reaktor = 89,375 in

Vh1 = 34,982 in3 (0,0202 ft3)

2. Bagian straight flange

Volume torispherical head bagian straight flange dihitung sebagai bentuk suatu

silinder biasa dengan ketinggian Sf.

Vh2 = 1/4. π. Di2. Sf

dimana:

Vh2 = volume torispherical bagian straight flange

Sf = 2,25 in



TEKNIK KIMIA ’01


Vh2 = 14108,612 in3

= 8,165 ft3

3. Volume Total Head

Vh = Vh1 + Vh2

= 8,185 ft3

= 0,232 m3

4. Menentukan Ukuran Shell

Menentukan tinggi shell

Volume reaktor sesungguhnya menjadi :

VR = Vselongsong + 2.Vh

dimana :

VR = 11,882 m3

Vh = 0,232 m3

Di = 2,270 m

Vselongsong = VR- 2.Vh

= 23,301 m3

Vselongsong = 1/4.π.Di2.Hs

Hs = 5,759 m

5. Menentukan tinggi reaktor

Tinggi total tangki adalah : Ht = Hs + (2 x OA)

= 6,659 m

Cek Ht/ID = 2,933 m



TEKNIK KIMIA ’01


≈ 3 m

Menentukan Volume Total Reaktor

VRT = Vselongsong + V head

= (π.ID2.Ht)/4+(2.Vh) = 24,141 m3

5.2 Perancangan Dimensi Flange, Bolt dan Gasket

P operasi = 760 mmHg

P desain = 962,28 mmHg (18,61 psi)

T operasi = 230 °C (446 °F)

T desain = 240 °C (464 °F)

Dimensi Shell :

OD = 90 in = 2,286 m

ID = 89,375 in = 2,270125 m

Th = 0,3125 in = 0,0079 m

Perhitungan perancangan flange, bolt dan gasket mengikuti prosedur seperti pada

Brownell & Young, hal 242 - 244.

Memilih tipe dan bahan konstruksi

a. Flange

a.1. Tipe : Ring type (loose type)

karena : ts = 5/16 in < 5/8 in

OD/ts = 90/ (5/16) = 360 > 300

P desain = 18,61 psi < 300 psi



TEKNIK KIMIA ’01


T operasi = 446 °F < 700 °F (Brownell & Young, hal 242)

a.2. Bahan : carbon steel SA 201 Grade A

Karena : ts dan th = 5/16 in dan 5/16 in < 5/8 in

P operasi = 14,7 psi < 200 psi

T operasi berada antara -20 °F dan 650 °F (Brownell & Young, hal 253)

a.3. Maksimum Allowable Stress (ft) = 13750 psi = 935,37 atm

b. Gasket

b.1. Bahan : Compressed asbestos sheet dengan tebal 1/8 in

Karena : T operasi < 250 C = 482 F

P operasi < 2 MN/m2 = 2 atm

( Brownell & Young, hal 225 dan Bhattacharya, hal 104)

b.2. Faktor Gasket : m = 2 (fig 12.11, Brownell & young , hal 228)

b.3. Minimum desain seating stress: y = 1600

(fig 12.11, Brownell & young , hal 228)

c. Bolt (Baut)

c.1. Bahan : Carbon Steel SA 261 Grade BO (Tabel 13.1, Brownell & Young,

hal 252)

c.2. Maksimum allowable stress (fa) = 16250 psi (1105,44 atm) (Tabel 13.1,

Brownell & Young, hal 252)



TEKNIK KIMIA ’01


Menentukan Lebar Gasket

Berdasarkan Persamaan 12.2, Brownell & Young, hal 226 :

do/di = [(y - pm)/(y - p(m+1))]0.5

dimana : do = diameter luar gasket (in)

di = diameter dalam gasket (OD shell )

= 89,375 in

y = yield stress = 1600 psi

P = tekanan internal = tekanan desain

= 18,61 psi

m = faktor gasket = 2

maka : do/di = 1,006

do = 89,91

Lebar Gasket Minimum adalah :

(d - di)/2 = 0,269 in

Dipakai lebar gasket, N = 5/8 in

= 0,625 in

Diameter gasket rata-rata adalah :

= di + N = 89,64 in

= 2,277 m



TEKNIK KIMIA ’01


Menentukan beban-beban pada baut

1. Beban awal baut yang dibutuhkan (load to seat gasket)

dua beban yang ditanggung oleh baut adalah :

a. Beban yang timbul dari pengetatan baut

b.Beban yang timbul dari tekanan operasi

Dihitung berdasarkan pers.12.88, Brownell & Young , hal 240:

Wm2 = Hy = π x b x G x y

dimana :

b = effeciency gasket/lebar permukaan kontak sambungan

Fig.12.12 kolom II,1a, Brownell & Young :

bo = lebar gasket dasar = N/2 = 0,3125 in

untuk bo> (1/4)in, maka b = (bo)0,5/2 = 0,28

G = diameter ditempat lokasi beban gasket ditaruh,

dari tabel 12.4, Brownell & Young hal 241 :

untuk bo>(1/4) in, maka G = diameter luar gasket sehingga G

= 89,91 in

Y = Yield stress = 1600 psi

maka Wm2 = Hy = 126259,02 lb = 57270,13 kg

2. Beban sambungan (load to keep joint tight under operation:


dimana Hp = beban yang diperlukan untuk menjaga gasket tetap pada tempatnya

Hp = 2 x b x π x G x m x P = 5874,98 lb = 2664,85 kg



TEKNIK KIMIA ’01


3. Beban dari tekanan dalam (load from internal pressure)


dimana H =beban yang timbul dari tekanan dalam

H = (π x G2 x P)/4

= 118116,21 lb (53576,61 kg)

4. Beban operasi total


Wml =Hp + H

= 123991,19 lb (56241,46 kg)

Menentukan Luas permukaan baut minimum

Karena Wml>Wm2, maka Wm1 sebagai pengontrol beban sehingga persamaan

yang digunakan adalah :

Am1 =Wm1/fa

dimana :

Am1 =luas permukaan baut minimum dengan beban Wm1

Wm1 = Beban yang timbul dari tekanan operasi

fa = 16250 psi

Maka Am1 = 7,63 in2 = 0,004922748 m2

Menentukan ukuran baut optimum

berdasarkan pers 10.33, Brownell & young , hal 188 :

Jumlah baut minimum = N min = A min/root area

Diketahui:

Id = 89,375 in



TEKNIK KIMIA ’01


go = ts = 0,3125 in

A min = 7,63 in2

C = Id + 2 x (1.415 x go + R)

Ukuran baut optimum ditentukan dengan mengambil data ada tabel 10.4

Brownell & Young hal 188.

Tabel 5.2 ukuran baut optimum

Bolt size

(in)

Root

Area

Min no. of

Bolt (Nmin)

Actual no. of

Bolt (Nact) R (in) Bs E (in)

NBs /

π

ID + 2

(1,415 x go

+ R)

1/2 0,126 60,56 64 13/16 3 5/8 57,9 91,9

5/8 0,202 37,77 38 15/16 3 3/4 36,1 92,1

Dari tabel di atas diperoleh harga NBs/π yang optimum < C

maka untuk penyerderhanaan rancangan dipilih :

jenis : 11 - threads series

ukuran baut : 5/8 in

Root area: 0,202

Jumlah baut minimum (Bs): 3

jumlah baut aktual ( N ) = 38

minimum radial distance (R) = 15/16 in

Edge distance ( E ) = 3/4 in

diameter lingkaran baut ( C ) = 92,1 in



TEKNIK KIMIA ’01


Menentukan Diameter Luar flange

A = C + 2 x E

dimana : A = diameter luar flange

maka A = 93,63 in

Menguji pemilihan Lebar Gasket

Ab aktual = jumlah baut x root area

dimana Ab aktual = luas penampang baut aktual

maka : Ab aktual = 7,63 in2

Lebar gasket minimum = Ab aktual x fa/(2 x y x π x G)

= 0,1372 in

dipilih lebar gasket , N = 5/8 > 0,1448 in

maka pemilihan lebar gasket sudah benar .

Menentukan momen flange

1. Pada kondisi bolting up

A. beban baut

dihitung berdasarkan pers.12.94, Brownell & Young hal 242 :

W = ((Am+Ab)/2) x fa

dimana : W = beban baut (lb)

= 123991,19 lb

dimana : HG = W

= 123991,19 lb



TEKNIK KIMIA ’01


B. Level Arm

Dihitung berdasarkan pers.12.101. Brownell & Young , hal 242 :

hG = (C - G)/2

= 1,111 in

C. Flange moment

Dihitung berdasarkan pers pada tabel 12.4 Brownell & Young :

Ma =W x hG

= 137775,9 in-lb

2. Pada kondisi operasi

Berdasarkan pers 12.95 Brownell & Young hal 242 diketahui bahwa :

W =Wml

A. Hydrostatic end force pada daerah di dalam flange

dihitung berdasarkan pers.12.96 . Brownell & Young hal 242 :

HD = 0.785 x B2 x p

= 116709,46 lb

dimana : HD = hydrostatic end force

B =diameter dalam flange ( 89,375 in)

P =tekanan desain (18,61 psi )

B.Level Arm

Dihitung berdasarkan pers.12.100. Brownell & Young , hal 242 :

hD =(C - B)/2

= 1,380 in



TEKNIK KIMIA ’01


C. Flange moment

Dihitung berdasarkan pers pada tabel 12.96 , hal 242 Brownell & Young :

MD = HD x hD

= 161022,58 in-lb

D. Perbedaan beban bolt flange desain dengan total hydrostatic end force

dihitung berdasarkan pers 12.98, Brownell & Young hal 242 :

HG = W - H

= Wml - H

= 5874,98 lb

E. Level arm

dihitung berdasarkan pers.12.101, Brownell & Young hal 242 :

hG = (C - G)/2

= 1,111 in

F.Flange moment

dihitung berdasarkan pers. 12.98, Brownell & Young , hal 242 :

MG = HG x hG

= 6528,14 in-lb

G.Perbedaan beban bolt flange desain dengan total hydrostatic end force

dihitung berdasarkan pers.12.97, Brownell & young , hal 242:

HT = H - HD

= 1406,75 lb



TEKNIK KIMIA ’01


H.Level arm

dihitung berdasarkan pers. 12.102, Brownell & young , hal 242 :

hT = (hD + hG)/2

= 1,245 in

I.Flange moment

Dihitung berdasarkan pers .12.98, Brownell & Young , hal 242 :

MT = HT x hT

= 1752,01 in-lb

J.Total moment

Mo = MD + MG + MT

= 169302,73 in-lb

K. Moment controller

Yang mengontrol moment adalah moment operasi total :

Mmax = Mo

= 169302,73 in-lb

Menentukan Tebal Flange

Dihitung berdasarkan pers. 12.85 , Brownell & Young , hal 239 :

f = (y x Mmax)/(t2 x B) => t = (y x Mmax/ f x B)0.5

Dimana :

B = ID flange ( 89,375 in )



TEKNIK KIMIA ’01


A = OD flange ( 93,63)

k = Od flange / ID flange

= A/ B = 1,048

y = faktor yang menyangkut harga k

dari fig 12.22, Brownell & Young , hal 238 => y = 41,31

Mmax = maksimum moment

= 169302,73 in-lb

f = max allowable strees ( 16250 psi )

maka t = 2,19 in

5.3 PERANCANGAN PENGADUK

Bahan : Stainless steel SA 167 Grade 3 Type 304

jenis : Turbin with 6 curved blades (Turbin piring lengkung vertikal )

(Gb. 9.2 hal 229 , Mc Cabe dan Fig 6.3 , hal 147 , Treyball)

Alasan pemilihan :

-Efektif untuk jangkauan viskositas yang cukup luas

-Baik untuk tangki kecil maupun besar karena diameternya lebih kecil dari

impeler yang lain

- layak secara ekonomi dalam power

- Tidak merusak partikel yang memiliki viskositas yang cukup besar



TEKNIK KIMIA ’01


5.3.1 Penentuan Dimensi Pengaduk

Penentuan diameter pengaduk

Untuk turbin Dt/Di = 3 (Brown, hal 507)

Dimana :

Dt = diameter dalam tangki

= ID tangki

= 89,375 in ( 2,27 m)

Di = diameter impeler

Maka: Di = Dt /3

= 29,79 in ( 0,7567 m)

Penentuan Tebal dan Lebar Blade pengaduk

* menentukan Tebal Blade Pengaduk

Tebal pengaduk = 0.2 x Di ( Brown hal 507)

= 5,958 in ( 0,151m )

*menentukan Lebar Blade Pengaduk

Wb =1/4 x Di

= 7,448 in ( 0,189 m )

Penentuan Lebar Baffle

Jumlah baffle = 4 buah (Brown , hal 507)

Lebar baffle = Dt/12 (Wallas, hal 287)

= 7,448 in ( 0,189 m)



TEKNIK KIMIA ’01


5.3.2 Penentuan Offset Top dan Offset Bottom

Offset top = Di/6

= 4,965in (0,126 m)

Offset bottom = Di/2

= 14,896 in ( 0,378 m)

5.3.3 Penentuan Tinggi Cairan dalam Reaktor

Volume cairan yang masuk reaktor = 19,01 m3

Berdasarkan Gb.10.1 hal 288, wallas :

Volume cairan =H cairan x (0.25 x π x ID2)

H cairan maks = H cairan + H head

Dimana :

ID tangki = 89,375 in (2,270125 m)

H head = OA

= 17,70 in

= 0,4495 m

maka :

H cairan = 4,7 m

H cairan maks = 5,1491m

Penentuan Jarak Pengaduk dari Dasar Tangki

Pengaduk I

Untu tinggi tepi bawah blade dari dasar reaktor = Zi/Di

= 0,75- 1,3 m (Brown, hal 507)



TEKNIK KIMIA ’01


diambil harga Zi/Di = 1

maka Zi = 29,79 in

= 0,7567 m

Untuk inggi cairan maksimum yang terjangkau

Zl/Di = 2.7 - 3.9 m (Brown ,hal 507)

diambil harga Zl/Di = 3

maka Zl = 89,375 in

= 2,270 m

Nt = H cairan maks/Zi

= 2,268 m

Jadi :

* jarak tepi bawah blade ke dasar tangki (H1) = 0,7567 m

* Tinggi maksimum cairan yang dapat teraduk = 2,270 m

*Tinggi cairan maksimum dalam tangki , H cairan maks = 5,1491m

Dengan tinggi cairan maksimum dalam reaktor sedemikian berarti masih

ada cairan yang belum terjangkau oleh pengaduk oleh sebab itu dipasang 1 buah

pengaduk lagi dengan dimensi dan jenis yang sama dan dipasang pada poros

yang sama agar campuran homogen .

Pengaduk II

Berdasarkan gambar 10.1 Wallas, hal 288,

jarak antara pengaduk 1 dan pengaduk 2 adalah :

∆H = H cairan maks/2



TEKNIK KIMIA ’01


= 2,575 m

Jarak pengaduk 2 dari dasar tangki adalah :

H2 =H1 + ∆H

= 3,331 m

5.3.4 Menentukan Kecepatan Pengaduk

Tabel 5.3 perhitungan viskositas

komponen fraksi viskositas fraksi x

viskositas

LAB 0,004 4,806 0,02

SO3 0,005 0,011 0,00005

Udara 0,547 0,020 0,01

HLAS 0,444 4,970 2,207

Total 1,00 2,2375

µ campuran = 2,2375 cp = 0,0022375 kg/m.s

Menentukan bilangan Reynold (Re)

Re = (n x Di2 x ρ campuran )/µcampuran

Dimana :

Di = 0,7567 m

ρ campuran = 875,79 kg/m3

µ campuran = 0,0022375 kg/m.s

Maka Re = 224121,91 x n (pers.1)

Menentukan Tenaga Pengadukan



TEKNIK KIMIA ’01


Np = (P x g)/(ρ campuran x n3 x Di5)

Dimana :

V1 = volume cairan

= 19,01 m3 (5022,90 us gal )

P = 5 Hp/1000 gal (Wallas, hal 292 untuk campuran cair-cair)

= 25,114Hp (18,728 kg/m.s)

g = 9,8m/s2

maka Np =0,845 / n3 (pers.2)

Harga n diperoleh dengan trial n error, menggunakan gb. 477, hal 507, Brown

atau gambar 10.6, hal 292, Wallas dari kurva 5 untuk curved blade.

Tabel 5.4 perhitungan kecepatan pengadukan

n (rpm) n (rps) Re/n Np x n3 Re Np grafik Np

35,5 0,59167 224121,91 0,845 132605,47 4 4,078

35,6 0,59333 224121,91 0,845 132979,00 4 4,044

35,7 0,59500 224121,91 0,845 133352,54 4 4,010

35,8 0,59667 224121,91 0,845 133726,07 4 3,976

interpolasi n = 35,72926695

maka diperoleh n = 35,73 rpm ( 0,6rps )

Re = 133352,54

Menentukan Tenaga Pengadukan Sesungguhnya

Dihitung berdasarkan pers.9.24, Mc Cabe , hal 245

P = (Kt x ρ campuran x n3 x Di5)/gc



TEKNIK KIMIA ’01


Dimana :

Kt = 0,18 (tabel 9.2, Mc Cabe , Hal 245)

maka P = 0,84 Kw (1,13 Hp)

Dengan effesiensi motor = 0,8

maka

Tenaga pengaduk sesungguhnya = 1,41 Hp

Diambil tenaga pengaduk = 2,00 Hp

5.3.5 Penentuan poros Pengaduk

Menentukan tenaga pengadukan total dan dimensi poros

Diketahui : Tenaga yang digunakan untuk perhitungan poros diasumsikan lebih

0,5 dari tenaga teoritis setelah effesiensi

Tenaga pengadukan total = 2,119 Hp

Kecepatan pengadukan =35,73 rpm

Bahan :forged or hot-rolled steel class 1040 dengan kandungan karbon 40%

(Tabel 16.1, Hesse, hal 467)

Allowable desain stress = 30% x 45000 x 75%

= 10125 Psi

Menentukan Pengaturan Motor, Bearing dan Pengadukan

karana poros dipasang vertikal , maka bending moment yang bekerja pada

poros hanya dari horisontal saja. Jarak antara masing-masing garis tengah bearing

dan pengaduk ditentukan berdasarkan jarak pengaduk ke dasar reaktor dan jarak

antara kedua pengaduk



TEKNIK KIMIA ’01


- 2 buah bearing dipasang pada poros. Bearing A dipasang pada tutup atas

reaktor dan bearing B dipasang pada tutup bawah reaktor

- Motor yang digunakan adalah motor standar dengan kondisi yang paling

mendekati yaitu :

tenaga pengadukan = 3,0 Hp

Kecepatan pengadukan = 870 rpm

untuk motor standar tersebut, pulley 20 full length involute gear tooth yang

digunakan adalah pulley dengan (tabel 14.5, Hesse, hal 400)

Diameter = 8 in

face = 6 ¾ in

bore = 1 5/8 in

max belt width = 6 in

Keterangan :

H = tinggi tangki tanpa head = 3,927 m (154,60 in)

= jarak antara motor dengan bearing A

= 0,2032 m ( 8 in)

b = jarak antara bearing A dengan pengaduk 2

= 1,770 m (69,70 in)

c = jarak antara kedua pengaduk = 2,575 m ( 101,36 in)

d = jarak antara pengaduk dengan bearing B

= 0,7567 m ( 29,79 in )

Menentukan Torsi Pengaduk

Dihitung berdasarkan pers 14.4 , Hesse :

T = torsi = 63025 x Hp/rpm



TEKNIK KIMIA ’01


Maka T = 2491,95 in-lbs

T maks untuk 2 pengaduk = 4983,91 in-lbs

Menentukan Gaya pada Pitch Line

Dihitung berdasarkan Hesse, hal 470

E = T / r = 1245,98 lbs

*Bending moment

Berdasarkan pers. 5.3, hal 99, Hesse ΣM = 0

Untuk moment terhadap Bearing A

M =(Ax 0 )+ (B x ( b+c+d )) - ( E x a)

B = 28,590 lbs

*Moment terhadap bearing B

M =(A x (b+c+d)) + (B x 0) - (E x (a+b+c+d))

A = 581,1 in-lbs

Pengecekan kebenarannya:

A - B - E = 0

A - B - E = 0

Diperoleh bahwa moment maksimum terjadi pada bearing A yaitu :

Mmaks = A x a = 4648,56 in-lbs

Mmaks menjadi momen pengendali (Hesse, hal 474 - 475)



TEKNIK KIMIA ’01


Menentukan gaya pisah antara Gear pada Pulley

Gaya pisah ini = gaya penguat pada garis pitch dengan tangen dari sudut tekan

gear

S = E x Tan 20

= 1235,99 in-lbs

*Bending moment

Berdasarkan pers.5.3, Hesse : ΣM =0

*Moment terhadap bearing A

M =(A x 0 )+ (B x ( b+c+d )) - ( S x a)

B = 64,0 lbs

*Moment terhadap bearing B

M =(A x (b+c+d)) + (B x o) -(S x (a+b+c+d))

A = 1299,95 lbs

Pengecekan kebenaran :

A - B - S = 0

A - B - S = 0

diperoleh bahwa momen maksimum terjadi pada bearing A yaitu :

Mmaks = A x a

= 10399,6 in-lbs



TEKNIK KIMIA ’01


*Menentukan Momen Result

Berdasarkan pers.16.6, Hesse :

Mmaks = (M1 2 + M2 2)0.5

= 11391,23 in-lbs

Menentukan Diameter Poros

Dihitung berdasarkan per. 16.5 Hesse, hal 467 :

D = ((5.09/S) x ((KT)2+ (BM)2)0.5))(1/3)

dimana :

D =diameter poros

S = allowable desain stress dari bahan proses = 10125 Psi

M = momen

K = konstanta untuk beban tetap = 1 (Hesse, hal 467)

B =konstanta untuk beban tetap = 1,5 (Hesse, hal 467)

maka diameter poros adalah :

D = 2,049 in

= 0,052 m

dipilih diameter poros standar = 4 7/16 in

= 0,113 m (Gb.16.4, Hesse, hal 469)

Maka jari-jari poros ( r ) = 2,219 in



TEKNIK KIMIA ’01


5.3.6 Pengamatan Tentang bearing untuk menentukan Alat Transmisi

poros

Perhitungan Berdasarkan Hesse, hal 493.

A. Bearing A

Resultan beban statik = (A1 2+ A2 2)0.5 (Hesse. Pers.16.6)

= 1423,90 lbs

beban dinamik = Tmaks/jari-jari poros

= 996,02 lbs

B. Bearing B

Resultan beban statik = (B1 2+ B2 2)0.5 (Hesse. Pers.16.6)

= 70,06 lbs

beban dinamik = Tmaks/jari-jari poros

= 996,02 lbs

* Alat transmisi poros

Karena ada perbedaan antara rpm yang dibutuhkan dengan rpm yang disediakan,

maka untuk menggerakan pengaduk dibutuhkan suatu alat transmisi yang

berfungsi sebagai speed reducer. Digunakan transmisi gear jenis worm gear

reducer dengan 20 full length involute gear, karena dapat digunakan untuk

pemakaian yang halus dan kemudahan dalam perawatan.

Perbandingan kecepatan perawatan :

R = rpm worm /rpm pulley (Hesse ,Pers.15.27.)

= 36,567



TEKNIK KIMIA ’01


Untuk jenis commercial worm gear reducer , effesiensi reducer dihitung dengan

pers 15.31, Hesse : E =100 - (R/2)

= 81,7 %

Dari tabel 15.9 Hesse, hal 458, speed ratio yang terdekat dengan harga R 30 : 1

untuk ukuran 70 unit adalah :

- jenis : classs 1

-bahan : cast iron dengan harga S = 1600 psi

-ukuran : 70 unit

- Hp : 2 untuk speed motor 870 rpm

-effesiensi : 81,7 %

-Gear : 20 full length involute gear tooth

-Jumlah gigi minimal : 15 (Hesse, hal 427)

-Gigi terkecil : 18 tooth /pitch (Hesse,hal 427)

-Pitch : 4 (Hesse, tabel 15.3)

-Face Width : 2 (Hesse, tabel 15.3 )

Pengecekan gear yang dipilih

Pitch line velocity, Vm

Dihitung berdasarkan persamaan pada Hesse, hal 433:

Vm = (π x N x rpm )/(12 x Pd)

= 1024,425 ft/mnt

Velocity factor, K



TEKNIK KIMIA ’01


Dihitung berdasarkan pers.15.13, Hesse :

K =600/(600+Vm )

= 0,369

Tooth shape factor, y


Y = 0.484 - (2.58/N)

= 0,341

safe strength , Fs

Dihiutng berdasarkan pers.15.15, Hesse :

Fs = (S x K x b x Y ) /Pd

= 402,65 lbs

Tenaga yang ditransmisikan , Hp


Hp = (Fs x Vm)/33000

= 12,500 Hp

Sedangkan Hp total yang dibutuhkan adalah sebesar = 2,119

Selama Hp yang ditranmsisikan > Hp total yang dibutuhkan, maka pemilihan

gear sudah benar.

5.4 PERANCANGAN NOZZLES (LUBANG-LUBANG)

5.4.1 Peletakan Lubang-lubang

* Pada top :- lubang umpan masuk

- lubang poros

- lubang untuk alat sensor



TEKNIK KIMIA ’01


- lubang untuk orang/ maintenance (manhole)

*Pada samping atas : - lubang keluar angin

- lubang masuk dowtherm

* pada bottom : - lubang keluar produk

- lubang keluar dowtherm

5.4.2 Penentuan Diameter Lubang-lubang

A. Lubang Pemasukan Umpan

A.1 Lubang Pemasukan LAB

Jumlah LAB = 5647,68 kg/jam ( 5647,68 kg/batch )

waktu pengisian = 60 menit

T umpan masuk = 45 °C

ρ LAB pada T masuk = 857,596 kg/m3 ( 53,54 lb/ft3)

laju alir volumetrik (Qf) =m/ρ x t

= 0,110 m3/menit ( 0,065 ft3/dt)

* Diameter Optimum Nozzle

Dihitung berdasarkan pers.15, Peters hal. 525 dengan asumsi aliran umpan

turbulen maka:

Di opt = 3.9 x Qf0.45 x ρ0.13

= 1,91 in

dimana :

Di opt : diameter optimum

Qf : laju alir volumetrik umpan

ρ : densitas umpan



TEKNIK KIMIA ’01


Dari Appendix K, item 1, Browneel & Young , hal 386, maka digunakan:

Ukuran nominal lubang = 2 in

diameter luar = OD

= 2,375 in

schedule number = 40 St, 40 S

Tebal pipa = t

= 0,154 in

Diameter dalam = ID

= 2,067 in

= 0,053 m

= 0,172 ft

bahan = carbon steel

µumpan = 4,806 cp

= 0,00334 lb/ft.s

Pengecekan asumsi jenis aliran:

untuk jenis aliran turbulen , maka harga bilangan Reynold (Re)>2100

A = π/4 x ID2

= 3,354 in2

= 0,002 m2 ( 0,023 ft2)

kecepatan superficial ( V ) = Qf/A

= 2,7737 ft/s

maka Re = ρumpan x v x ID/(µ) umpan

= 7920,98



TEKNIK KIMIA ’01


diperoleh harga Re>2100,maka asumsi untuk penentuan diameter pipa sudah

benar.

A.2 Lubang Pemasukan SO3 + udara

Jumlah SO3 + udara = 11002,51 kg/jam

waktu pengisian = 60 menit

T umpan masuk = 45°C

ρ SO3+ udara pada Tmasuk = 1051,62 kg/m3 ( 65,65 lb/ft3)

laju alir volumetrik ( Qf ) = m/ρ x t

= 0,1744 m3/menit

= 0,1026 ft3/dt

* Diameter Optimum Nozzle

Dihitung berdasarkan pers.15, Peters hal 525 dengan asumsi aliran umpan

turbulen maka:

Di opt = 3.9 x Qf0.45 x ρ0.13 = 2,4120 in

dimana :

Di opt : diameter optimum

Qf : laju alir volumetrik umpan

ρ : densitas umpan

Dari Appendix K, item 1, Browneel & Young, hal 386, maka digunakan:

Ukuran nominal lubang = 2,5 in

diameter luar = OD

= 2,875 in



TEKNIK KIMIA ’01


schedule number = 40 St, 40 S

Tebal pipa ( t ) = 0,203 in

Diameter dalam ( ID) = 2,469 in

= 0,0627 m

= 0,20575 ft

bahan = carbon steel

µumpan = 0,011 cp

= 0,0000076 lb/ft.s

Pengecekan asumsi jenis aliran:

Untuk jenis aliran turbulen, maka harga bilangan Reynold (Re)>2100 '

A = π/4x ID2

= 4,785 in2

= 0,003 m2 ( 0,0332 ft2)

kecepatan superficial (V) = Qf/A

= 3,088 ft/s

maka Re = ρumpan x V x ID/(µ) umpan

= 5464967,19

Diperoleh harga Re>2100, maka asumsi untuk penentuan diameter pipa sudah

benar.

B. Lubang poros

Disesuaikan dengan ukuran poros yaitu = 4 7/16 ≈ 5



TEKNIK KIMIA ’01


C. Lubang untuk maintenance (manhole)

jumlah = 1 unit

dipilih = 24 in shell manhole

untuk ts = 1/4 in T = 1/4 in

konstruksi dan ukuran manhole mengikuti standar yang diberikan oleh API

standard 12-C dari App.F item 5, Brownell & Young hal. 352 :

- size of inlet Weld A = 3/16 in

Weld B = 1/4 in

Panjang sisi ( L) = 53 ½ in

Lebar reinforcing plate ( W) = 64 in

Diameter lubang dalam tangki ( Dp) = 28 ½ in

Diameter dalam manhole frame = 24 - 26 diambil = 24 in

Diameter lingkar baut =Db = 30 ¼ in

Diameter Cover plate (Dc ) = 32 ¾ in

dari fig 3.15, Brownell & Young hal 51 :

- jumlah baut ( N) = 28

- Diameter baut = ¾ in

- Gasket manhole = 29 3/8 in Od x 24 in ID x 1/8 in thick

D. Lubang untuk alat sensor

Jumlah lubang untuk sensor ada 2 buah yaitu lubang untuk sensor temperatur dan

tekanan dengan dimensi yang sama.

Penentuan tebal pipa

Bahan : Carbon steel SA 167 Grade 11 Type 316



TEKNIK KIMIA ’01


Berdasarkan pers 13.1, Browneel & Young, hal 254

Tp = C)P6,0(-)E.f2(

)ID(P

design

Tdesign +

dimana :

Tp = tebal pipa

P = Tekanan desain = 19,63 Psi

Di = diameter nominal pipa yang digunakan = 1 in

f = stress yang diijinkan = 18750 Psi

E = efesiensi = 80% (tabel 13.2 brownell & Young hal 254)

C =faktor korosi = 0,0125 in/thn x 10 tahun = 0,1250 in

maka Tp = 0,1257 in

Berdasarkan App. K, item 2, brownell & young, hal 387, diambil ukuran pipa

standard :

- ukuran nominal pipa = 1/4 in

- OD = 0,54

- Schedule number = 40 ST 40 S

- ID = 0,364 in

- Tebal Pipa (Tp) = 0,088 in

E. Lubang pada jaket

Lubang untuk dowtherm

* Laju volumetrik dowtherm

Jumlah = 2 buah



TEKNIK KIMIA ’01


dowtherm masuk dari bawah dan keluar dari atas

Qa = Ma/(t x ρ)

= 75,406 m3/mnt

= 44,382 ft3/det

* Diameter optimum nozzle

dihitung berdasarkan pers.14.15, Peters dengan asumsi aliran umpan turbulen,

maka:

Di opt = 3.9 x Qa0,45x ρ0,13

dimana :

Di opt = diameter optimum

Qa = laju alir volumetrik dowtherm ( 44,382 ft3/det)

ρ =densitas dowtherm

= 64,643 lb/ft3

maka Di opt = 36,955 in ( 0,939 m)

dari Appendix K, item 1, Brownell & Young , hal 386, maka digunakan :

- ukuran nominal lubang = 36 in

- Diameter luar (OD) = 36 in

- Schedule number = ST


- ID = 35,25 in

= 2,9375 ft

- bahan carbon steel

*Pengecekan Asumsi jenis aliran

Untuk jenis aliran turbulen, maka harga bilangan Reynoldnya (Re)>2100



TEKNIK KIMIA ’01


A =π/4 x ID2

= 975,412 in2

= 6,774 ft2

kecepatan superficial ( V) = Qa/A

= 6,552 ft/s

viskositas, µ = 2,4804 cp ( 0,0017 lb/s ft)

maka umpan

umpan IDV

ηρ

=Re

= 746463,32

Diperoleh harga Re>2100,maka asumsi untuk penentuan diameter pipa sudah

benar.

Penentuan tebal pipa

Bahan : Carbon steel SA 167 Grade 11 Type 316

Berdasarkan pers 13.1, Brownell & Young , hal 254

Tp = + C

dimana :

Tp =tebal pipa

p = Tekanan desain = 84,5

diameter nominal pipa yang digunakan (Di) = 1 in

stress yang diijinkan (f ) =18750 Psi

efesiensi (E) = 0,8

faktor korosi (C) = 0,0125 in/thn x 15 tahun

)6,0()(2

pEf

Dip

×−×

×



TEKNIK KIMIA ’01


= 0,1875 in

maka Tp = 0,190 in

Berdasarkan App. K, item 2, Brownell & Young, hal 387, diambil ukuran pipa

standard :

- ukuran nominal pipa = 0,25 in

- OD = 0,54 in


- ID = 0,364 in


F. Lubang Pengeluaran Produk

Laju alir massa keluar reaktor = 16650,19 kg/jam

Komponen Fraksi Densitas

(kg/m3) Fraksi x Densitas viskositas

fraksi x

viskositas

LAB 0,004 857,60 3,52 4,806 0,020

SO3 0,005 1880,18 8,73 0,011 0,000

Udara 0,547 879,57 481,29 0,020 0,011

HLAS 0,444 860,78 382,25 4,970 2,207

Total 1,000 875,79 2,238

ρ(campuran) = 0,8758 kg/L

= 875,79 kg/m3

= 54,673 lb/ft3



TEKNIK KIMIA ’01


µ umpan = 2,2375 cp

= 0,0015 lb/ft.s

laju alir volumetrik produk

Mf = 16650,19 kg/jam

Qf = ρ

Mf

= 19,012 m3/jam

= 0,1865 ft3/dt

* Diameter optimum nozzle

dihitung berdasarkan pers.15, Peters hal 525 dengan asumsi aliran umpan

turbulen , maka

Di opt =3.9 x Qf0,45x ρ0,13

dimana :

Di opt = diameter optimum

Qf = laju alir volumetrik produk

= 0,1865 ft3/det

densitas produk (ρ ) = 54,673 lb/ft3

maka Di opt = 3,082 in ( 0,0783 m)

dari Appendix K, item 1, Brownell & Young , hal 386, maka digunakan :

- ukuran nominal lubang = 3 in

- Diameter luar (OD) = 3,5 in


- ID = 3,068 in



TEKNIK KIMIA ’01



- bahan carbon steel

*Pengecekan Asumsi jenis aliran

Untuk jenis aliran turbulen, maka harga bilangan Reynoldnya (Re)>2100

A =4

2IDπ

= 7,389 in2

= 0,05131 ft2

kecepatan superficial ( V) = Qf/A

= 3,6346 ft/s

maka umpan

umpan IDV

ηρ

=Re

= 3269,00

Diperoleh harga Re>2100, maka asumsi untuk penentuan diameter pipa sudah

benar.

5.4.3 Spesifikasi Flange dan Bolt untuk Lubang-lubang

Jenis : welding-neck Flange

Bahan : Forged and Rolled Steel -ASTM A 181

Dari fig 12.2, Brownell & Young hal 221 diperoleh flange dan bolt dengan

spesifikasi sebagai berikut :



TEKNIK KIMIA ’01


A. Spesifikasi Flange

Tabel 5.6 Tabel spesifikasi flange

Lubang D (in) A (in) T (in) R (in) E (in) K (in) L (in) B(in)

LAB 2 6 3/4 3 5/8 3 1/16 8,63 4 7,98

SO3 2,5 4 ¼ 9/16 2 1 15/16 4,5 3 4,03

Poros 5 10 15/16 7 5/16 6 7/16 5,56 3 1/2 5,05

manhole 24 32 1 7/8 27 1/4 26 1/8 24 6 23,25

Sensor 1 4 ¼ 9/16 2 1 15/16 1,32 2 3/16 1,05

dowtherm 36 42 ¼ 1 ¼ 39 37 3/8

Produk 3 7 ½ 15/16 5 4 1/4 6,63 3 1/2 6,07

B. Spesifikasi Bolt

Tabel 5.7 Tabel Spesifikasi Bolt

Lubang D nominal

pipa (in) N

D lubang

(in)

D baut

(in) C (in)

LAB 2 4 3/4 5/8 4 3/4

SO3 2,5 4 5/8 1/2 3 1/8

Poros 5 8 7/8 3/4 8 1/2

manhole 24 20 1 3/8 1 1/4 29 1/2

sensor 1 4 5/8 1/2 3 1/8

Dowtherm A 36 40 1 1/8 40 1/8

Produk 3 4 3/4 5/8 6



TEKNIK KIMIA ’01


5.5 PERANCANGAN JAKET

Fungsi :- menyerap panas yang terbentuk karena reaksi eksoterm

5.5.1 Perancangan jaket sebagai pemertahan Reaksi Eksoterm

5.5.1.1 Penentuan Laju alir Volumetrik Dowtherm

Masssa dowtherm yang digunakan (Ws) : 4684844,04 kg/jam

Densitas pada suhu 30 °C = 1035,48 kg/m3

Qs =s

Ws

ρ

= 4524,34 m3/jam (75,406 m3/mnt)

5.5.1.2 Penentuan Volume jaket

Desain jaket yang diinginkan adalah sesuai dengan bentuk tangki yang

diletakkan disekeliling tangki

Vj = Qs x t

dimana :

Vj = volume jaket

Qs = Laju alir dowtherm (75,41 m3/mnt )

t = waktu tinggal dowtherm ( 0,05menit ; 3 dtk )

Vj = 3,77 m3

5.5.1.3 Penentuan diameter jaket

Vj =((π/4 x ODj2 x Hs)+(π/3 x 0.25 x ODj2 x OA))-((π/4 x IDj2 x Hs)+(π/3 x 0.25

x IDj2 x OA))



TEKNIK KIMIA ’01


dimana :

Vj = volume jaket ( 3,77 m3)

Odj = diameter luar jaket

Idj = diameter dalam jaket ( Od) = 2,286 m

Hs = tinggi jaket yang menutupi tangki = 3,141 m

OA= tinggi head ( 0,450 m)

maka Odj = 4,059 m

5.5.1.4 Penentuan Tebal Jaket

tj =(Odj-Idj)/2 = 0,89 m = 34,90 in

5.5.1.5 Pengecekan Jaket Yang Digunakan

5.5.1.5.a Luas Perpindahan Panas

Tabel .5.8 Tabel Luas perpindahan Panas

Massa Tin (°C) °F Tout (°C) °F

Fluida panas (produk, Ws) 16650,19 45 113 45 113

Fluida dingin ( dowtherm , Wm) 4684844,04 30 86 40 104

LMTD =( ) ( )( ) ( )[ ]1221

1t221

t/tln

t

−Τ−ΤΤ−−Τ −

= 33,58 °F

Thermal conductivity, k = 8,79x10-2 Btu/jam ft2

Rej =Di2 x N x ρ campuran/µ campuran

Dimana:



TEKNIK KIMIA ’01


Di = diameter pengaduk = 29,79 in ( 2,4826 ft)

N = perputaran pengaduk = 35,73 rpm (2143,76 rph)

ρcampuran = 875,7854 kg/m3 ( 54,67 lb/ft3)

µ campuran = 0,0015 lb/ft.det

= 5,413 lb/ft. jam

maka Rej = 133464,11

Dengan harga Rej = 133464,11 dapat dicari harga J dari fig 20.2 Kern sehingga

didapat J

faktor transfer panas jaket, J = 800

dimana :

hj = koefesien perpindahan panas fluida

k = konduktivitas thermal = 0,088 Btu/jam ft2

Dj =diameter dalam jaket = 90 in ( 7,5 ft)

c =kapasitas panas spesifik rata-rata = 0,388 kkal/kg C (0,387 Btu/lbF)

µ = viskositas campuran cairan dalam reaktor = 5,413 lb/ft jam

µw =viskositas pada temperatur di dinding shell

(µ/µw)0,14 = 1

maka : hj = 26,98 Btu/jam ft F

hio = 26,79

diketahui : hoi untuk dowtherm = 1000 btu/jam ft F

Uc = oio

oio

hh

h.h

+

dimana Uc : koefesien clean overall

maka : Uc = 26,27 Btu/jam ft °F



TEKNIK KIMIA ’01


diketahui :Rd min = 0,005 untuk dowtherm dalam jaket

Rd = DC

DC

U.U

U-U

Ud = Uc x hd/(Uc + hd)

= 23,22 Btu/jam ft F

5.5.1.5.b Panas pada jaket

Aj = 496,06 ft2

Qj = Ud x Aj xLMTD = 386784,12 kkal/jam

karena Qj>Q maka jaket dapat digunakan.

5.6 PERANCANGAN ISOLASI

Bahan : Asbestos

5.6.1 Penentuan Luas Perpindahan Panas

A. Pada Sekeliling Reaktor

A1 = 2 x π x R x Hs

dimana : A1 = Luas perpindahan panas pada sekeliling shell

R = jari-jar luar jaket (Odj/2 ) = 2,029563394 m

Hs = tinggi shell yang tertutup jaket = 3,14138119 m

maka : A1 = 40,03897067 m2

B. Pada Tutup Bagian Bawah

A2 = (1/3 x π x Rtb2) + (2 x π x Rtb x sf)

dimana : A2 = luas perpindahan panas pada tutup bagian bawah



TEKNIK KIMIA ’01


Rtb = jari-jari tutup bawah = Dtb/2

= (OD + tj)/2

= 1,59 m

sf = 1,75 in ( 0,04445 m)

maka : A2 = 3,07 m2

C. Pada Tutup Bagian Atas

A3 = (1/3 x π x Rta2) + (2 x π x Rta x sf)

dimana : A3 = luas perpindahan panas pada tutup bagian atas

Rta = jari-jari tutup bagian atas = Dta/2 = OD/2

=1,143 m

sf = 1,75 in = 0,04445 m

maka : A3 = 1,686480498 m2

Luas perpindahan panas total :

A = A1 + A2 + A3 = 44,80 m2

5.6.2 Penentuan Tebal Isolasi Minimum

V.6.2.1. Jaket Sebagai Pemertahan Reaksi Eksoterm

Qlost = k x A x ∆T/L

dimana : Qlost = panas yang terlepas maksimum 10% dari panas yang diserap

reaktor.

= 8135270,629 kkal/jam

= 32283365,28 btu/jam

k = konduktivitas termal = 0,087860967 btu/jam.ft. °F



TEKNIK KIMIA ’01


A = luas perpindahan panas = 44,802 m2

= 482,24 ft2

L = tebal isolasi minimum

∆T = 18 °F

maka : L = 0,000024 ft = 7,20065E-06-6 m

Diameter luar setelah isolasi:

OD2 = ODj + (2 x L) = 4,059 m

= 159,80 in

5.7 PERANCANGAN PENYANGGA

Pemilihan tipe penyangga reaktor berdasarkan pada :

* Bentuk, ukuran dan berat reaktor

* Temperatur dan tahanan operasi

* Penempatan/ letak reaktor

Jenis penyangga : Lug/ braket support ( Brownell & Young, hal 197)

dengan alasan :

* Relatif paling ekonomis

* Paling banyak digunakan untuk sistem penyangga vertikal

* Konstruksi lebih mudah dibandingkan dengan tipe lain

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA 283 Grade C

Stress yang diijinkan (f) = 12650 psi ( 87218,522 kN/m2)

Densitas bahan (ρbahan) = 493,197 lb/ft3 ( 7900,2749 kg/m3)

jumlah lug (n) = 4



TEKNIK KIMIA ’01


Diketahui :

ID = 89,375 in (2,270 m)

OD = 90 in (2,286 m)

ts = 0,3125 in ( 0,008 m)

Hs = 0,0717 in = 2,823 m

Ht = 0,0945 in (3,722 m )

ρcampuran = 1193,77 kg /m3

ρasbestos = 634,33 kg/m3

sf = 1,75 in (0,04445 m)

Diinginkan :

* Jarak reaktor dari tanah = 1,5 m

* Tinggi total reaktor & Penyangga = (1,5 + 3,721702693)

= 5,22 m

* Letak ujung penyangga dibadan reaktor = 2 m dari dasar tangki

* Tinggi penyangga = ( 1,5 + 2)

= 3,5 m

5.7.1 Penentuan Berat Total Reaktor

A. Berat shell (Wsh)

Dihitung berdasarkan pers. 9.1, Brownell & Young, hal 156 :

Wsh = π/4 x (OD2 - ID2) x ρbahan x Hs

= 1266,111558 kg



TEKNIK KIMIA ’01


B. Berat head (Wh)

* Bagian lengkung head

Vh = 0,000049 x D3

dimana : D = diameter head

maka : Vh dalam = 0,00057 m3

Vh luar = 0,00058m3

maka berat bagian lengkung head adalah :

Wh' = (Vh luar - Vh dalam) x ρbahan

= 0,0957 kg

* Bagian Straight flange

Vsf = π/4 x D2 x Sf

Vsf dalam = π/4 x ID2 x Sf

= 0,17982123 m3

Vsf luar = π/4 x OD2 x Sf

= 0,1824 m3

maka berat bagian straight flange adalah :

Wh'' = (Vsf luar - Vsf dalam) x ρbahan

= 19,9385233 kg

Berat total head : Wh = 2 x (Wh' + Wh'')

= 40,068 kg



TEKNIK KIMIA ’01


C. Berat Cairan (Wc)

Wc = volume reaktor total x ρcampuran = 16106,93167 kg

D. Berat dowtherm (Wa) dan berat bahan (Ws)

Wa = 4684844,04 kg

Ws = 16650,19 kg

E. Berat jaket pendingin dan pemanas (Wjk)

ODj = 4,059 m

IDj = 2,286 m

tj = 0,887 m

Hs = 3,141 m

OA = 0,450 m

OD2 = 4,059 m

* Berat shell kosong pada jaket (Wsjk)

Wsjk = π/4 x (OD22-Odj2) x Hs x ρbahan

dimana : OD2 = diameter luar reaktor setelah isolasi

ODj = diameter luar jaket

Maka: Wsjk = 2,277706228 kg

*Berat straight flange kosong pada jaket (Wsfjk)

Wsfjk = π/4 x (OD22 - ODj2) x sf x ρbahan

= 0,032229149 kg

* Berat dishead kosong pada jaket (Wdhjk)



TEKNIK KIMIA ’01


Wdhjk = π/4 x (OD22 - ODj2) x ρbahan

= 0,725 kg

Berat total jaket kosong = Wjk

= Wsjk + Wsfjk + Wdhjk

= 3,03 kg

F. Berat isolasi (Wi)

* Volume isolasi pada shell (Vsi)

Vshell = π/4 x (ODj)2 x Hs

= 40,630 m3

Vshell + isolasi = π/4 x (OD2)2 x Hs

= 40,631 m3

Maka: Vsi = Vshell + Vshell+isolasi

= 81,26 m3

* Volume isolasi pada tutup bawah (Vbi)

Vbi = 4/3 x π x R x h x L

dimana :

R = OD2/2

= 2,029 m

h = sf + tj

= 0,931 m

L = Lebar isolator

= 0,01 m



TEKNIK KIMIA ’01


maka : Vbi = 0,07910947 m3

* Volume straight flange pada isolasi (Vsfi)

Vsfi = π x ODj x sf x L

= 0,005665445 m3

maka volume isolasi total pada reaktor (Vi)

Vi = Vsi + Vbi + Vsfi

= 81,34669243 m3

Berat isolasi ( Wi) = Vi x ρasbestos

= 51600,72 kg

G. Berat total reaktor kosong (Wrk)

Wrk = Wsh + Wh + Wjk + Wi

= 52909,94 kg

H. Berat pengaduk, motor, lubang dan peralatan lain (Wl)

Berat pengaduk, motor, lubang, dan peralatan lainnya diasumsikan sebesar 20%

dari berat shell dan head kosong (Peters, hal. 37)

Wl = 20% x Wrk

= 10581,98 kg

I. Berat total Reaktor (Wtotal)

Bmax = Wsh + Wh + Wc + Wa + Ws + Wjk + Wi + Wl

= 79598,86 kg

Wmax = Bmax x gc

= 780068,86 N (780,068 kN)



TEKNIK KIMIA ’01


5.7.2 Tekanan karena angin

5.7.2.1 Penentuan periode vibrasi (T)

Dihitung berdasarkan pers 9.3.23, Bhattacharyya, hal 151 :

T = 6,35 x 10-5 x (H/D)3/2 x (W/t)1/2

dimana :

T = periode vibrasi

H = tinggi total reaktor termasuk penyangga = 5,221702693 m

D = diameter luar reaktor = 2,286 m

W = berat total reaktor = 780,068 kN

t = tebal dinding reaktor = 5/16 in

= 0,0079375 m

maka : T = 0,068723015 detik ( 0,07 detik)

sehingga : untuk tinggi reaktor < 20 m, tekanan angin terhadap reaktor dapat

dihitung dengan pers 9.3.9, Bhattacharyya, hal 147 :

Pw = K1 x K2 x p1 x h1 x OD2

dimana :

Pw = tekanan total karena angin

K1 = koefisien yang tergantung pada faktor permukaan

= 0,7 (untuk permukaan silinder)

K2 = koefisien yang tergantung pada periode dari satu putaran vibrasi getaran

dari reaktor = 1 (untuk T < 0,5 detik)



TEKNIK KIMIA ’01


p1 = tekanan angin yang bekerja terhadap reaktor (tabel 9.1, bhattacharyya, hal

146) = 0,4 (untuk daerah dengan kecepatan angin sedang)

h1 = tinggi reaktor

= 3,721 m

OD2 = diameter luar reaktor termasuk jaket pendingin dan isolasi

= 4,059 m

maka : Pw = 4,229 kN

5.7.2.2 Penentuan bending moment akibat angin

Dihitung berdasarkan pers 9.3-11, Bhattacharyya, hal 147 :

Mw = Pw x (H/2)

dimana : H = tinggi reaktor termasuk penyangga = 5,221702693 m

maka : Mw = 11,04373587 kN.m

5 .7.3 Tekanan karena gempa


F = Cs x W

dimana : Cs = koefisien seismik untuk daerah tertentu

= 0,1 (untuk daerah dengan ancaman gempa sedang) (tabel 9.2,

Bhattacharyya, hal 149)

W = berat total reaktor

= 780,068 kN

maka : F = 78,006 kN



TEKNIK KIMIA ’01


5.7.3.1 Penentuan bending moment akibat gempa


Ms = 4 x F x 2 x H

= 3258,630169 kN.m

5.7.3.2 Penentuan bending stress akibat gempa

Dihitung berdasarkan pers 9.3-17, Bhattacharrya, hal 149 :

σs = 4 x Ms / (π x t x (Di x t) x Di)

dimana :

tebal shell (t ; ts ) = 0,3125

= 0,00795 m

Di (diameter dalam reaktor) = 89,375 in

= 2,270 m

maka : σs = 12784931 kN/m2

5.7.4 Beban tekanan maksimum per Lug

Dihitung berdasarkan pers 10.3.1, Bhattacharyya, hal 173:

Plug = (4 x Pw x (H-Hc)/n x C)+ (Wmax/n)

dimana : Plug = beban tekana maksimum tiap lug

Pw = tekanan total karena angin (4,229936676 kN)

H = total tinggi reaktor termasuk penyangga

= 5,221 m

Hc = jarak dasar reaktor dari tanah ( 1,5 m )

C = diameter lingkar baut anchor



TEKNIK KIMIA ’01


= OD

= 92,5094 in

= 2,3497 m

n = jumlah lug

= 4

Wmax = berat total reaktor

= 780,068 kN

maka : Plug = 232,007 kN

5.7.5 Uji kelayakan material

5.7.5.1 Tekanan yang ditimbulkan karena tekanan dari dalam

Dihitung berdasarkan pers 10.33, Bhattacharyya, hal 174 :

σsp = P x D / (4 x t)

dimana : σsp = axial stress karena tekanan dari dalam (tekanan desain)

P = Tekanan desain = 0,9668 psi

= 6,6658 kN/m2

D = Diameter dalam reaktor = 2,270 m

t = Tebal reaktor = 0,007 m

maka : σsp = 476,6047 kN/m2

= 62,1294 psi



TEKNIK KIMIA ’01


5.7.5.2 Tekanan yang ditimbulkan karena penyangga lug

Dihiting berdasarkan pers 10.3.2, Bhattacharyya, hal 173 :

σsl = (β3 x Plug x a x r2)/(2 x (1 - µ2) x A x h)

dimana : σsl = axial stress karena sambungan lug dengan plate horizontal

Plug = beban tekanan maksimumtiap lug

= 232,007 kN

a = lever arm untuk beban dari lingkaran baut ( hD )

= 1,2547 in ( 0,0319 m)

r = jari-jari rata-rata ID reaktor ( 1,13505 m)

µ = poisson's ratio untuk stell (0,3m )

A = lebar plate kompresi yang diinginkan (1 m)

h = tinggi gasket

= 1/10 x Ht

= 0,372 m

t = tebal reaktor

= 0,3125 ( 0,0079375 m)

β = ((3 x (1 - µ^2))/(r^2 x t^2))^1/4

= 13,542

maka : σsl = 34960,97743 kN/m2

= 6068,4971 psi



TEKNIK KIMIA ’01


5.7.5.3 Tekanan maksimum yang ditimbulkan

σmax = σsp + σsl

= 6130,6265 psi

fbahan = 13750 psi (carbon stell SA 201 grade A)

karena fbahan > σmax maka konstruksi shell sudah benar dan cukup kuat untuk

menahan tekana akibat adanya tekanan dari dalam dan penyangga lug.

5.7.6 Penentuan tebal bearing plate horinsontal dan tebal plate gasset

5.7.6.1 Bending moment maksimum

Bending moment sepanjang sumbu radikal dihitung berdasarkan pers.

10.3.5, Bhattacharyya, hal 174 :

My = (P/4 x π) x (1 - γ1)

dimana : My = bending moment sepanjang sumbu radikal

P = beban tekanan maksimum tiap lug = Plug

= 232,01 kN

γ1 = konstanta

= 0,35 (untuk b/1= 1,2 tabel 10.2, Bhattacharyya, hal 175)

maka: My = 12,01 kN

Bending moment sepanjang sumbu lingkar

dihitung berdasarkan pers 10.3.5, Bhattacharyya, hal 174 :

Mx = (P/4 x π) x (µ - γ2)

dimana : Mx = bending moment sepanjang sumbu lingkar

P = beban tekanan maksimum tiap lug = Plug



TEKNIK KIMIA ’01


= 232,01 kN

γ2 = konstanta

= 0,115 (untuk b/1 =1,2 tabel 10.2, Bhattacharyya, hal 175)

µ = poisson's ratio ( 0,3 untuk baja)

maka : Mx = 3,42 kN

karena My > Mx maka penentuan tebal plate horisontal berdasarkan My.

5.7.6.2 Tebal plate horisontal

Dihitung berdasarkan pers 10.3.7, Bhattacrayya, hal 174 :

thp = (6 x Mmax/f)0,5

dimana : thp = tebal plate horisontal

Mmax = My

= 12,007 kN

f = stress yang diijinkan ( 13750 psi)

= 87218,522 kN/m2

maka : thp = 0,029 m

5.7.6.3 Tebal plate Gasset

tg = 0,5 x thp = 0,014 m



TEKNIK KIMIA ’01


5.7.7 Perencanaan Kolom Penyangga

Bentuk kolom : Beam

Pemilihan spesifikasi beam dianggap benar apabila mampu menahan :

* Beban konsentris aksial

* Beban eksentrik

* Beban stress dalam kolom karena beban angin

kondisi ini ditunjukkan dengan pers 10.3.13, Bhattacharyya, hal 176:

( ) ( )( )1

f

n2zxLPwzaP

t

xP

bc

<++ ./././ [ Pers. 10.3.1.3, Bhattacharya]

dimana :

P = beban kompresi aksial

Plug = 232,01 kN

X = cross sectional area = A = 0,0094 m2

fc = allowable column stress

= max 1500untuk L/rg antara 0 -60 (brownell & Young, hal 67)

=120/ (1 + L2 / 18000 x rg2) untuk L/rg antara 60 - 200 (pers 10.3.9,

Bhattacharyya, hal 175)

= P/a untuk L/rg > 200 (pers 2.1, Brownell & Young, hal 19)

ft = allowable flexural stress

= 129276,47 kN/m2

a = jarak kolom kedinding reaktor (lever arm karena bolt circle)

= 1,255 in

= 0,0319 m



TEKNIK KIMIA ’01


Z = seksi modulus dari kolom

Pw = beban tekanan karena angin = 4,230 kN

L = panjang kolom = tinggi penyangga

= 3,5 m

n = jumlah lug = 4

rg = least radius of gyraton dari kolom

Dari app G item 2, Brownell & Young, hal 354, dipilih spesifikasi beam sebagai

berikut :

* Section index = 24 '' I B 18

* Ukuran nominal = 24 x 7 7/8

* R = 0,6 in ( 0,0152 m)

* Bobot per kaki = 120 lbs (120 lb/ft)

= 178,58 kg/m

* Luas penampang ( A) = 35,13 in2

= 0,0227 m2

* Kedalaman beam = 24 in (0,6096 m)

*Lebar flange = 8,048 in (0,2044 m)

* Tebal flange rata-rata = 1,102 in ( 0,028 m)

* Tebal web = 0,798 in ( 0,0203 m)

* Aksis 1-1 : Momen inersi (П) = 3010,8 in ( 0,001253 m)

seksi modulus (Z1-1) = 250,9 in3 ( 0,004111 m3)

Radius of gyration (rg) = 9,26 in (0,2352 m)

* Aksis 2-2 : Momen inersi (П) = 84,9 in ( 0,00003534 m)



TEKNIK KIMIA ’01


seksi modulus (Z2-2) = 21,1 in3 ( 0,0003458 m3)

Radius of gyration (rg) = 1,56 in ( 0,0396 m)

Beban konsentris aksial (fc):

Karena L/rg = 3,5/0,0396

= 88,384 berada diantara 60 - 200,

maka berlaku pers 10.3.9, Bhattacharyya, hal 175 :

fc = 120 / (1 + (L2 / 18000 x rg2 ))

= 83,683 MN/m2

= 83682,97 kN/m2

Untuk menentukan apakah pemilihan beam sudah benar atau tidak, perlu dicek

apakah cross section area yang dibutuhkan memenuhi atau tidak, dimana :

X(cross section area pada beam) > P/fc

X = A

= 0,0227 m2

P/fc = 232,01/ 83682,97

= 0,00277 m2

Beban eksentrik (fec):

Dihitung berdasarkan pers 10.98, Brownell & Young, hal 201:

fec = (P x a) / Z1-1

= 1800,30 kN/m2



TEKNIK KIMIA ’01


Beban stress dalam kolom karena beban angin (fbend)

Dihitung berdasarkan pers 10.99, Brownell & Young, hal 201 :

fbend = [(Pw x L)/Z2-2]/(2 x n)

= 5351,64 kN/m2

Beban total terhadap kolom (beam)

[(P/X/fc) + ((P x a/ Z)+(Pw x L/2 x n x Z))/ft] = 0,177 ≤ 1

maka pemilihan beam sudah benar

5.7.8 Perencanaan bearing plate

Bahan konstruksi plate: Carbon steel SA 201 grade A

Luas kontak minimum antara bearing plate dengan pondasi

Amin = Pc/fc (brownell & Young, hal 201)

dimana : Amin = luas minimum daerah kontak bearing plate dengan pondasi.

Pc = Maximum collomn load

= Maksimum compression load + berat kolom

= P + bobot per kaki

= 232,007 + (3,5 x 178,5799 x 9,8) / 1000

= 238,1328167 kN

fc = Allowable compressive stress (dari tabel 10.1, Brownell &

Young)

= Dipilih semen dengan kandungan air 5 US gal/94 lb semen

= 1400 psi = 9652,6428 kN/m2

Amin = Pc/fc = 0,02467022 m2



TEKNIK KIMIA ’01


ukuran beam yang digunakan= h x l = 24 x 8,048 ( 193,152 in2)

direncanakan luas area bearing plate = 2 x 193,152 (386,304 in2)

= 0,2492 m2

Ukuran bearing plate proporsional dengan ukuran beam dimana :

Pbp/Lbp = Pb / Lb

= 2,982107356

maka :

Abp = Pbp x Lbp ↔ 386,304

= 2,982107356 x Lbp2

Lbp = 11,38159075

Pbp = 33,9411255

Tekanan Kompresif Maksimum

Tekanan kompresif maksimum antara bearing plate dengan pondasi beton

dihitung dengan pers 10.2.5, Bhattacharyya, hal 164 :

σcmax = (Wmax/A) + (Mw/Z)

dimana :

Wmax = berat total reaktor

= 780,068 kN

Mw = bending moment akibat angin = 12,006 kN

Z = seksi modulus dari daerah A

= Lbp x Pbp2 ( 13111,59254 in3)

= 33,0344506 m3

A = 0,2492 m3



TEKNIK KIMIA ’01


maka : σcmax = 3130,328 kN/m2

Tebal bearing plate

t bp = L x (3 x fc max / fallow)0,5

dimana : fcmax = maximum compressive stress

= σcmax = 3130,328 kN/m2

fallow = Allowable compressive stress = 1400 psi

= 9652,6428z kN/m2

L = jarak overhang (serambi) terbesar dari beam ke tepi bearing

plate

= (Pbp-Pb)/2 = 4,970562748 in ( 0,126252294 m)

maka :

tbp = 0,124 m (4,90 in)

Uji kestabilan reaktor (kebutuhan pemasangan baut anchor pada bearing plate)

berdasarkan pers 10.2.11, bhattacharyya, hal 166 :

σc min = (Wmin/A)-(Mw/Z)

dimana :

Wwmin = berat reaktor kosong

= 76844,0252 kg x 9,8 m/s2

= 753071,447 N

= 753,0714 kN

maka : σc min = 3021,92 kN/m2



TEKNIK KIMIA ’01


Untuk menjaga keamanan reaktor perlu di-anchored pada fondasi beton dengan

anchor-bolt untuk mencegah over turning pada bending moment yang disebabkan

oleh angin atau gempa.

berdasarkan pers 10.2.13, bhattacharyya, hal166, harga beban pada 1bolt:

Pbolt = σc min x a / N

sehingga :

Pbolt x N = σc min x A

= 753,06 kN

Dipilih bolt dengan spesifikasi sebagai berikut, dari tabel 12.3, brownell & young,

hal 227 :

* Bahan Carbon Steel SA-261 grade BO

* Allowable stress, fab = 18750 psi (129276,4655 kN/m2)

* Ukuran bolt,d = 1 1/4 in

* Root area, Ar = 1,155 in2 ( 0,00086 m2)

maka : Pbolt x N = Ar x N x fab

N = (Pbolt x N)/(fab x Ar)

= (σcmin x A)/(fab x Ar)

= 6,77 ≈ 7 buah anchor bolt per lug

jadi total bolt yang diperlukan, Ntotal = 2 x n = 14 buah anchor bolt

BAB VI

SPESIFIKASI PERALATAN

6.1 TANGKI 1 (T – 01)

• Fungsi : Menyimpan paraffin sebagai bahan baku utama

• Bentuk : Silinder tegak dengan torispherical dish head dan flat

bottom

• Bahan : SA-167 Grade 11 tipe 316

• Jumlah : 3 unit

• Kondisi Operasi :

o Temperatur = 30 oC

o Tekanan = 1 atm

• Dimensi :

o Volume = 296,71 m3 untuk 3 unit

o Diameter = 5,7912 m (228 in )

o Tinggi = 12,71 m

o Tebal = 7/16 in



TEKNIK KIMIA ’01

SPESIFIKASI PERALATAN VI −2

6.2 TANGKI 2 (T – 02)

• Fungsi : Menyimpan benzen (C6H6) sebagai bahan baku.

• Bentuk : Silinder Tegak dengan torispherical dish head dan flat

bottom


• Jumlah : 3 unit



o Tekanan = 1 atm

• Ukuran :

o Volume = 153,96 m3 untuk 3 unit

o Diameter = 6,096 m (240 in)

o Tinggi = 7,165 m

o Tebal = 3/8 in

6.3 HEAT EXCHANGER (HE)

• Fungsi : Penukar panas antara keluaran bawah Reaktor

Dehydrogenasi dalam fluida fasa gas dengan bahan baku

n-parafin dari tengki (T-01) dalam fluida fasa cair

• Jenis : Horizontal Shell and Tube Heat Exchanger

• Jenis aliran : Counter Current

• Bahan : Stainless Steel SA – 167 grade 11 type 316

• Jumlah : 1 unit



TEKNIK KIMIA ’01


• Beban Energi : 17.131.064,500 kJ/jam

• Shell Side : Fluida panas (Aliran 02)

o Laju alir massa : 20.785,68 kg/jam

o Temperatur masuk : 30 oC

o Temperatur keluar : 333,52 oC

o Diameter dalam : 37 in

o Jarak Baffle : 7,4 in

o Jumlah pass : 6 passes

• Tube Side : Fluida dingin (Aliran 06)


o Temperatur masuk : 465,5 oC

o Temperatur keluar : 206 oC

o Panjang : 10 ft

o Diameter luar : 1 in

o Diameter dalam : 0,732 in

o BWG : 10

o Jumlah : 614 tube

o Ukuran Pitch : 1,25 in

o Bentuk Pitch : triangular




TEKNIK KIMIA ’01


6.4 Fired Heater (F-01)

• Fungsi : Untuk memanaskan umpan sekaligus merubah fase dari 333,52

oC sampai dengan 465,5 oC

• Jumlah : 1 unit

• Tube pada bagian Radian




o Panjang : 10,5 ft

o Diameter luar : 4,5 in


o Jumlah : 12 tube



• Tube pada bagian konveksi, Ntc

o Beban Energi : 10943.787,481 kg/jam



o Panjang : 10,5 ft



o Jumlah : 24 tube





TEKNIK KIMIA ’01


6.5 REAKTOR DEHYDROGENASI 1 (R-01)

• Fungsi : Sebagai tempat bereaksi olefin dengan benzen yang akan

membentuk LAB.

• Tipe : Fixed Bed Multi Tube Reactor

• Jenis : Stainles Steel SA-213 TP 321

• Jumlah : 1 unit

• Tekanan awal : 1 atm

• DIMENSI REAKTOR

o Volume = 326,79 ft3

o Diameter = 0,125 m

o Tinggi = 5,54 m

o Tebal = 0,25 in

o Tinggi Head = 0,48 m

o Tebal Head = 0,25 in

• Shell Side: F luida panas (Dowtherm A)







• Tube Side: Fluida dingin (Aliran 05)





TEKNIK KIMIA ’01



o Panjang : 40 ft



o BWG : 10

o Jumlah : 607 tube




6.6 KONDENSOR SUB COOLER (KD)

• Fungsi : Untuk mendinginkan dan mengembunkan gas parafin, olefin

sedangkan H2 tetap dalam keadaan gas

• Tipe : Horizontal Condenser.

• Jenis : Shell and Tube Heat Exchanger


• Jumlah : 1 unit.


• Shell Side : Fluida panas ( Aliran 6 )


o Temperatur masuk : 206,5oC





TEKNIK KIMIA ’01


o Jarak Baffle : 3,30in


• Tube Side : Fluida Pendingin (dowtherm A )




o Panjang : 6 ft

o Diameter luar : 3/4 in


o BWG : 10

o Jumlah : 39,164

o Ukuran Pitch : 1 in



6.7 SEPARATOR I (S-01)

• Fungsi : Memisahkan campuran gas-cair yang keluar dari Kondensor Sub

Cooler

• Jenis : Vertical Drum Vessel

• Bahan : Stainless Steel SA-167 Grade 11 tipe 316

• Kondisi operasi :

o Tekanan = 1 atm

o Temperatur = 35 0C

• Diameter vessel = 1,723 m



TEKNIK KIMIA ’01


• Tinggi = 5,17 m

• Tebal = 5/16 in

• Tinggi cairan = 0,9576 m

• Tinggi ruang uap = 5,1700 m

• Jumlah = 1 buah

6.8 TANGKI 6 (T – 03)

• Fungsi : Menyimpan produk Hydrogen yang berupa gas

• Bentuk : Sphrical (Bola)

• Bahan : SA-167 Grade 3 tipe 304.

• Jumlah : 1 unit



o Tekanan = 1 atm

• Dimensi :

o Volume = 130.62 m3

o Diameter = 3,417 m

o Tebal = 1/5 in

6.9 HEATER I (H-01)

• Fungsi : Untuk memanaskan produk bahan hasil pencampuran





TEKNIK KIMIA ’01


• Bahan : Stainless Steel SA –167 Grade 11 tipe 316

• Jumlah : 1 unit


• Shell Side : Fluida Pendingin ( Aliran 5 )

o Laju alir massa : 66285.8095 kg/jam




o Jarak Baffle : 4 in


• Tube Side : Fluida panas (dowtherm A )

o Laju alir massa : 26456.1521kg/jam



o Panjang : 10 ft



o BWG : 10

o Jumlah : 78

o Ukuran Pitch : 1in


o Jumlah passes : 2 passes



TEKNIK KIMIA ’01


6.10. REAKTOR ALKYLASI 2 (R-02)

• Fungsi : Tempat pembuatan olefin dari paraffin dengan proses

dehidrogenasi

• Tipe : Fixed Bed Multi Tube Reactor

• Jenis : Stainles Steel SA-213 TP 321

• Jumlah : 1 unit

• Tekanan awal : 4 atm (58,80 psi)

• DIMENSI REAKTOR

o Volume = 7.775 m3

o Diameter = 1.5 m

o Tinggi = 24.004 m

o Tebal = 0,13 in

o Tinggi Head = 16.7 m

o Tebal Head = 0,875 in

• Beban pendingin = 4.050.892,881 kJ/jam

• Shell Side (pendingin dowtherm A)







• Tube Side : Fluida panas (Aliran 17)




TEKNIK KIMIA ’01




o Panjang : 21,25 ft


o Diameter dalam : 84.149 in

o BWG : 10

o Jumlah : 1.253 tube

o Ukuran Pitch : 1.875 in



• Spesifikasi NOOZLE

o Nozzle Aliran Pendingin : 4 in

o Noozle untuk aliran gas : 2 in

o Tebal pipa noozle aliran gas : 0,120 in

o Tebal pipa noozle aliran pemanas : 0,250 in

• Spesifikasi ISOLASI

o Tebal pipa noozle aliran gas : 0,170 cm

6.11. EXVANDER VALVE (EV)

• Fungsi : Menurunkan tekanan bahan yang keluar dari Reaktor

Alkylasi

• Jenis : Gate valve

• Laju alir : 26.456,152 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01


• Tekanan awal : 4 atm

• Tekanan akhir : 1,5 atm

• Jumlah valve : 6 valve

6.12. HEATER 2 (H-02)

• Fungsi : Untuk memanaskan paraffin, benzen, LAB, dan heavy

Alkylat

• Jenis : Double Pipe Heat Exchanger



• Jumlah : 1 unit

• Beban Energi : 207.836,034 kJ/jam

• Shell Side : fluidadingin bahan yang keluar dari reaktor Alkylasi ( Aliran 19 )

o Laju alir massa : 6054,2027 kg/jam



o IPS : 1 in



• Tube Side : Fluida Pendingin (air pendingin )

o Laju alir massa : 1.648.841 kg/jam





TEKNIK KIMIA ’01


o Panjang : 8 ft



o IPS : 2 in

o Jumlah Hairpin : 1

6.13. STRIPPER 1 (ST-01)

• Fungsi : Memisahkan produk Benzen dari komponen parafin, LAB dan

heavy alkilat berdasarkan perbedaaan daya penguapan (perbedaan

titik didih)

• Bentuk : Silinder vertical dengan tutup toryspherical (Flange and dished

head)

• Bahan : Carbon steel ASME SA-283 grade C ( Brownell & Young,

table 13.1, hal. 251).

• Jumlah : 1 unit

• Jenis : Sieve tray


o Temperatur = 143,27 oC

o Tekanan = 1,5 atm

• Dimensi :

o Diameter atas kolom : 0.6688 m

o Diameter bawah kolom : 0.8434 m

o Tinggi kolom : 10.2232 m

o Jumlah plate : 22 plate



TEKNIK KIMIA ’01


o Feed plate : Plate ke 14 dari bagian atas

o Jumlah plate atas kolom : 9

o Jumlah plate bawah kolom : 14

o Tebal kolom : 0,25 in

6.14. KONDENSER KOLOM STRIPER 1 ( Ks – 01 )

• Fungsi : Mengembunkan fraksi atas Kolom Striper 1.

• Tipe : Horizontal Co ndenser.




• Beban Energi : 7284808.6165 kJ/jam

• Shell Side : Fluida pendingin (Dowtherm A)







• Tube Side : Fluida Panas (Aliran 21)


o Temperatur masuk : 82.8241oC

o Temperatur keluar : 82.8241 oC

o Panjang : 6 ft



TEKNIK KIMIA ’01



o BWG : 10

o Jumlah : 442


o Bentuk Pitch : square


6.15. REBOILER 1 (Rb – 01)

• Fungsi : Menguapkan sebagian cairan fraksi bawah kolom striper 1


• Jumlah : 1 unit

• Bahan : Stainless Steel SA – 240 grade M type 316


• Shell Side : Fluida dingin ( Aliran 23)





o Jarak Baffle : 1.25 in


• Tube Side : Fluida panas (uap dowtherm A )


o Temperatur masuk : 510oC



TEKNIK KIMIA ’01


o Temperatur keluar : 470oC

o Panjang : 12 ft



o BWG : 9

o Jumlah : 316





• Fungsi : Memisahkan produk parafin dari komponen LAB dan heavy

alkilat berdasarkan perbedaaan daya penguapan (perbedaan titik

didih)


head)


table 13.1, hal. 251).

• Jumlah : 1 unit


• Dimensi :

o Diameter atas kolom : 1.3314 m

o Diameter bawah kolom : 1.3523 m



TEKNIK KIMIA ’01





o Jumlah plate atas kolom : 12

o Jumlah plate bawah kolom : 12

o Tebal kolom : 0,3125 in

6.17. KONDENSER KOLOM STRIPER 2 ( Ks – 02 )













• Tube Side : Fluida Panas (Aliran 21)





TEKNIK KIMIA ’01



o Panjang : 10 ft


o BWG : 10

o Jumlah : 151


o Bentuk Pitch : square


6.18. REBOILER 2 (Rb – 02)

• Fungsi : Menguapkan sebagian cairan fraksi bawah kolom striper 2


• Jumlah : 1 unit













TEKNIK KIMIA ’01





o Panjang : 12 ft



o BWG : 9

o Jumlah : 316




6.19. COOLER I (CO-01)

• Fungsi : untuk menurunkan temperatur bahan Parafin dari 219,43

oC sampai 31 oC




• Jumlah : 1 unit


• Shell Side : Fluida dingin ; (Dowherm A )






TEKNIK KIMIA ’01





• Tube Side : Fluida Panas ; paraffin (Aliran 5)




o Panjang : 20 ft



o BWG : 10

o Jumlah : 1258



o Jumlah passes : 8 passes


• Fungsi : Memisahkan produk LAB dari komponen heavy alkilat

berdasarkan perbedaaan daya penguapan (perbedaan titik

didih)


head)


table 13.1, hal. 251).



TEKNIK KIMIA ’01


• Jumlah : 1 unit



o Temperatur = 348,60 oC

o Tekanan = 1,5 atm

• Dimensi :

o Diameter kolom atas : 1,1215m

o Diameter kolom bawah : 1,1581 m




o Jumlah plate atas kolom : 23 in

o Jumlah plate bawah kolom : 10 in

o Tebal kolom : 0.25 in

6.21. KONDENSER KOLOM STRIPER 3 ( Ks – 03)










TEKNIK KIMIA ’01









• Tube Side : Fluida Peemanas (Aliran 26)


o Temperatur masuk : 327.9603 oC


o Panjang : 12 ft



o BWG : 10

o Jumlah : 26


o Bentuk Pitch : squre


6.22. REBOILER 3 (Rb – 03)

• Fungsi : Memanaskan sebagian komponen bawah kolom striper 3


• Jumlah : 1 unit



TEKNIK KIMIA ’01






o Temperatur masuk : 659.1854 oC









o Panjang : 10 ft



o BWG : 9

o Jumlah : 21






TEKNIK KIMIA ’01


6.23. COOLER 2 (CO-02)

• Fungsi : untuk menurunkan temperatur bahan LAB dari 327 oC

sampai 45 oC




• Jumlah : 1 unit


• Annulus : Fluida dingin ; (Dowherm A )





• Tube Side : Fluida Panas ; paraffin (Aliran 33)




o Panjang : 20 ft

o Diameter luar : 0.75 in


6.24. TANGKI PENYIMPAN HEAVY ALKYLAT (T-05)

• Fungsi : Menyimpan heavy Alkylat Sebagai produk samping

• Bentuk : Silinder Tegak dengan torispherical dish head dan flat



TEKNIK KIMIA ’01


bottom


• Jumlah : 1 unit



o Tekanan = 1 atm

• Dimensi :

o Volume = 99.686 m3

o Diameter = 5.025 in

o Tinggi = 5,025 m termasuk tinggi Head

o Tebal = 7/8 in

C.25. TANGKI PENYIMPAN SO3 (Sulfur Trioxide) (T-03)

• Fungsi : Untuk menyimpan bahan baku SO3 (Sulfur Trioxide) .

• Jenis : Silinder Tegak berdasar rata dan beratap torispherical Head

Tanpa pengaduk (Brownell & Young, hal 3)

• Bahan : Stainless Steel SA-167 grade 11 tipe 316.

• Jumlah : 1 unit



o Tekanan = 1 atm

• Dimensi :

o Volume = 211.287 m3

o Diameter = 5.127 in



TEKNIK KIMIA ’01


o Tinggi = 10.255 m termasuk tinggi Head

o Tebal = 7/8 in

C.26. VAPORIZER (V-01)

• Fungsi : untuk menguapkan SO3 dan menaikan temperatur dari 30oC

menjadi 45oC

• Jenis : Double Pipe Heat Exchanger


• Jumlah : 1 buah.

• Beban Energi : 53078,0635 kJ/jam

• Annulus : Fluida dingin ; (SO3) (pada aliran 42)




o IPS : 1



• Inner Pipe Panas ; (Dowtherm A)

o Laju alir massa : 583,567 kg/jam



o IPS : 1/2





TEKNIK KIMIA ’01


o Panjang : 8 ft

o Jumlah Hairpin : : 1

6.27. SEPARATOR 2 (S-02)

• Fungsi : Memisahkan campuran gas-cair yang keluar dari Reaktor

Sulfonasi.

• Jenis : Vertical Drum Vessel


• Kondisi operasi :

o Tekanan = 1 atm

o Temperatur = 45 0C

• Diameter vessel = 0,989 m

• Tinggi = 3,33 m

• Tebal = 3/8 in

• Tinggi cairan = 1,4794 m

• Tinggi ruang uap = 0,420 m

• Jumlah = 1 buah

6.27. Kompresor II (K– 02)

• Fungsi : mengalirkan fluida gas parafin dan olefin dari fired heater ke reaktor

dehidogenasi pada aliran 4

• Jenis : single stage isothermal compressor

• Jumlah : 1 unit

• Tekanan masuk = 1 atm



TEKNIK KIMIA ’01


• Tekanan keluar = 1 atm

• Daya Kompressor = 76 Hp

6.16.1 POMPA I (P-01)

• Fungsi : Memompa bahan baku parafin dari tangki penampungan

• Jenis : sentrifugal

• Jumlah : 1 buah

• Diameter pipa : 1,25 in

• Debit : 0,4444 ft3/detik

• OD : 6,625 in

• ID : 6,065 in

• Panjang pipa : 12.1336 m

• Daya motor : 1 Hp

BAB VII

UTILITAS

Unit penunjang produksi (utilitas) adalah unit yang berperan sangat penting

dalam menunjang kelancaran pengoprasian suatu pabrik yang meliputi :

1. Penyediaan Dowtherm A (sebagai pendingin dan pemanas)

2. Penyediaan Air

3. Penyediaan Tenaga Listrik

4. Penyediaan Transportasi

5. Penyediaan Bahan Bakar (solar)

7.1 PENYEDIAAN DOWTHERM A (SEBAGAI PEMANAS DAN PENDINGIN )

Kebutuhan Dowtherm A sebagai media pemanas dan pendingin diperoleh dari

Dow Chemical Company, AS.

7.2 PENYEDIAAN AIR

Kebutuhan air dalam pabrik hanya digunakan untuk kebutuhan sehari-hari

(kebutuhan domestik)

Kebutuhan air domestik dalam pabrik ini terdiri dari kebutuhan :

o Air minum

o Air untuk keperluan mandi, cuci, dan kakus



TEKNIK KIMIA ’01

UTILITAS VII−2

o Air untuk keperluan lingkungan (pembersihan lingkungan pabrik,

penyiraman tanaman, dan lain-lain) dan keperluan laboratorium.

Total kebutuhan air domestik dalam pabrik ini sebesar 54,46kg/jam.

7.2.1 Unit Pengolahan Air

Untuk memperoleh air yang memenuhi syarat untuk keperluan penyediaan air

domestik maka dilakukan pengolahan baik secara fisik maupun kimia.

Unit pengolahan air di pabrik Linear Alkyl Benzen Sulfhonat Acid (HLAS)

ini mengambil raw water dari sungai dengan kapasitas 2,74 m3/jam.

Pengolahan air sungai di pabrik ini secara umum terdiri dari tahap-tahap sebagai

berikut :

1. Penyaringan

2. Koagulasi dan Flokulasi

3. Pengendapan

4. Filtrasi

5. Demineralisasi (Pelunakan)

6. Klorinasi

Skema proses pengolahan air sungai yang diambil dari sungai cijalu

majenang - Cilacap, ( jawa tengah ) di pabrik ini dapat digambarkan sebagai



TEKNIK KIMIA ’01

UTILITAS VII−3

berikut

Gambar 7.1. Diagram Alir Proses Pengolahan Air Sungai

7.2.1.1 Tahap Penyaringan

Penyaringan menggunakan alat Coarse and Fine Screen yang berfungsi

untuk menyaring kotoran-kotoran berukuran besar yang terbawa dalam aliran air

sungai. Air yang telah disaring tersebut kemudian ditampung dalam reservoir.

7.2.1.2 Tahap Koagulasi dan Flokulasi

Dalam tahap ini, ditambahkan Al2(SO4)3 atau asam sulfat yang berfungsi

sebagai koagulan ke dalam bak pengadukan cepat. Pada tahap ini disertai dengan

pengadukan sehingga terbentuk flok-flok dengan ukuran yang lebih besar, yang

kemudian akan dialirkan ke bak pengendap. Pada Bak Pengendap ditambahkan

Polyelektrolit sebagai flokulan yang mempercepat proses pengendapan Tujuan

Bak air proses

Tangki Demineralisasi

Screen Reservoir Bak Pengaduk

Cepat

Bak Pengendap I

Bak Pengendap II

Tangki Filtrasi

Bak

Air

Bersih

Bak Khlorinasi

Air sungai

Bak Air Domestik



TEKNIK KIMIA ’01

UTILITAS VII−4

dari tahap ini adalah untuk membersihkan air dari partikel-partikel pengotor yang

berukuran kecil seperti koloid (penyebab kekeruhan air) dengan cara

pembentukan flok-flok atau partikel yang lebih besar sehingga lebih mudah dan

lebih cepat diendapkan.

7.2.1.3 Tahap Pengendapan

Air yang berasal dari Bak Pengadukan Cepat dengan flok yang telah

terbentuk didalamnya, dialirkan secara overflow ke Bak Pengendap yang

berlangsung di Bak Pengendap I dan Bak Pengendap II, untuk mengendapkan

flok-flok yang belum terendapkan dalam bak sebelumnya.

Oleh karena itu, waktu tinggal di Bak Pengendap lebih lama daripada

dalam bak pengadukan cepat karena flok-flok tersebut memiliki ukuran yang

lebih kecil sehingga memerlukan waktu yang lebih lama untuk mengendap secara

gravitasi.

7.2.1.4 Tahap Filtrasi

Tahap ini merupakan tahap penyempurnaan dari tahap sebelumnya,

dimana air dipompa dari bak pengendap ke tangki filtrasi yang bertujuan untuk

menyaring partikel-partikel padat tersuspensi yang berukuran relatif kecil yang

belum mengendap pada tahap sebelumnya.

Alat yang digunakan adalah saringan pasir (sand filter) dengan media

penyaring yang terdiri dari pasir dan kerikil. Air yang keluar dari tangki ini akan

ditampung dalam tangki penampung air bersih untuk kemudian dialirkan ke

tangki demineralisasi dan tangki klorinasi.



TEKNIK KIMIA ’01

UTILITAS VII−5

7.2.1.5 Tahap Demineralisasi (Pelunakan)

Proses Demineralisasi bertujuan untuk menghilangkan mineral-mineral

yang tidak dikehendaki dalam air yang akan digunakan sebagai umpan pada

stabilizer water. Mineral-mineral tersebut harus dihilangkan karena

mengakibatkan kualitas produk yang dihasilkan kurang baik, tidak memenuhi

standar yang diinginkan. Mineral-mineral yang tidak dikehendaki itu berupa ion

positif seperti Ca2+, Mg2+, dan Na+ serta ion negatif seperti Cl-, SO42- dan PO4

2-.

Untuk menyerap ion positif digunakan resin kationik yang diletakkan

dalam kation exchanger. Reaksi yang terjadi adalah :

RH + Ka+ � RKa + H+

Dalam reaksi ini, Ka adalah kation. Bila resin telah jenuh, maka perlu diaktifkan

kembali dengan Asam Sulfat 2 % dan 4 % untuk penyempurnaan. Reaksi

pengaktifan kembali adalah sebagai berikut :

RKa + H+ � RH + Ka+

Untuk menyerap ion negatif digunakan resin anionik yang diletakkan

dalam anion exchanger. Reaksi yang terjadi adalah :

ROH + A- � RA + OH-

Dalam reaksi ini, A adalah anion. Bila resin telah jenuh, maka perlu diaktifkan

kembali dengan larutan NaOH 4 % untuk penyempurnaan. Reaksi pengaktifan

kembali adalah sebagai berikut :

R + OH- � ROH + A-

Air hasil demineralisasi kemudian ditampung dalam tangki air hasil

demineralisasi untuk kemudian dialirkan ke bak air proses untuk umpan pada

stabilizer water.



TEKNIK KIMIA ’01

UTILITAS VII−6

7.2.1.6 Air Proses

Air dalam pabrik ini digunakan sebagai penunjang terjadinya proses

produksi. Dalam pabrik Linear Alkyl Benzen Sulfonate Acid (HLAS), air ini

digunakan sebagai umpan pada satbilizer water, dimana H2O akan bereaksi

dengan SO3 sehingga membentuk H2SO4 yang sesuai dengan komposisi produk

yang diinginkan..

Semua kebutuhan air tersebut diperoleh dari unit utilitas yang mengolah

air menjadi air bersih dan ditampung di tangki penampung air proses.

7.2.1.7 Tahap Klorinasi

Dalam tahap ini, ditambahkan Kaporit / klorin sebagai desinfektan dan

zat Kapur sebagai pengatur derajat keasaman Proses Klorinasi bertujuan untuk

membunuh mikroorganisme, menghilangkan rasa dan bau dari air yang akan

digunakan sebagai air domestik.

7.2.2 Spesifikasi Peralatan Unit Pengolahan Air

1. Screen (SC)

Fungsi : menyaring benda-benda pengotor yang berukuran

besar seperti : plastik, sampah, ranting pohon,

daun, dan sebagainya yang terbawa aliran sungai.

Ukuran screen : 2 m x 3 m

Ukuran lubang : 1 cm x 1 cm

Bahan Konstruksi : Besi



TEKNIK KIMIA ’01

UTILITAS VII−7

2. Bak Penampung (Reservoir) (BP – 01)

Fungsi : Menampung air sungai yang keluar dari

penyaringan.

Bentuk : Empat persegi panjang

Bahan konstruksi : Beton

Jumlah : 1 unit

Waktu tinggal : 12 jam

Ukuran bak : P = 6,511 m

L = 4,340 m

T = 2,170 m

3. Bak Pengadukan Cepat (BP – 02)

Fungsi : Menggumpalkan partikel-partikel pengotor yang

ada di dalam air dengan penambahan koagulan



Jumlah : 1 unit

Waktu tinggal : 60 menit


L = 1,419 m

T = 1,896 m

4. Bak Pengendap I (BP – 03)

Fungsi : Mengendapkan gumpalan-gumpalan yang lebih

besar dari bak pengadukan cepat.





TEKNIK KIMIA ’01

UTILITAS VII−8

Jumlah : 1 unit



L = 2,019 m

T = 3,048 m

5. Bak Pengendap II (BP – 04)

Fungsi : Mengendapkan gumpalan-gumpalan yang lebih

kecil dari bak pengendap I.



Jumlah : 1 unit



L = 1,705 m

T = 3,048 m

6. Tangki Filtrasi (TF)

Fungsi : Untuk menyaring partikel-partikel halus yang

masih tersisa dalam air yang berasal dari bak

pengendap II.

Bentuk : Tangki silinder vertikal


Jumlah : 1 unit

Diameter : 0,3022 m

Tinggi : 3,429 m



TEKNIK KIMIA ’01

UTILITAS VII−9

Tebal : 0,312in

7. Bak Penampung Air Bersih (BP – 05)

Fungsi : Menampung air yang keluar dari bak filtrasi..



Jumlah : 1 unit



L = 1,7705 m

T = 1,473 m

8. Tangki Demineralisasi (TD – 01)

Fungsi : Menghilangkan kesadahan air dengan resin penukar ion

Bentuk : Tangki silinder tegak


Jenis resin : Mixed cation and strong base anion

Volume resin : 0,003 m3

Volume tangki : 0,017 m3

Tinggi tangki : 12 m

Diameter tangki : 0,047 m

9. Bak Klorinasi (BK)

Fungsi : Menambahkan CaOCl2 ke air agar bebas dari bakteri


Bahan Konstruksi : Beton

Jumlah : 1 unit




TEKNIK KIMIA ’01

UTILITAS VII−10


L = 1,655 m

T = 0,8278 m

10. Bak Air Domestik (BP – 09)

Fungsi : Menampung air Domestik.



Jumlah : 1 unit


Dimensi Bak Air Domestik sama dengan dimensi Bak Klorinasi

11. Pompa Dowtherm A (PU)

Jenis : Setrifugal Pump

Jumlah : 2

Daya pompa utilitas, dapat dilihat pada tabel dibawah ini :

Tabel 7.1. Spesifikasi Pompa Utilitas

Kode Fungsi memompa air dari Daya, HP

PU-01 sungai → reservoir 0,5000

PU-02 Reservoir → Bak pengadukan cepat 0,5

PU-03 Bak pengadukan cepat → Bak pengendap I 0,5

PU-04 Bak pengendap I → bak pengendap II 0,5

PU-05 Bak pengendap II → Tangki filtrasi 0,5

PU-06 Bak filtrasi → Bak air bersih 0,5

PU-07 Bak air bersih → Bak klorinasi 0,5

PU-08 Bak klorinasi → Bak air domestik 0,5

PU-09 Bak air bersih → Tangki Deminerlisasi 0,5

PU-10 Tangki Deminerlisasi → Bak air proses sabilizer water 0,5



TEKNIK KIMIA ’01

UTILITAS VII−11

PU-11 Bak air prosesi → unit proses (stabilizer wather) 0,5

PU-12

Memompa Dowtherm A dari tangki penyimpanan

untuk di panaskan dalam furnace sekaligus ke unit proses

46,024

PU-13


ke unit proses, sekaligus ke refrigeration system

98,049

Total

149,573

7.3 PENYEDIAAN TENAGA L ISTRIK

Tenaga listrik dalam pabrik digunakan untuk penggerak motor pabrik,

penggerak motor utilitas, perbengkelan, laboratorium, instrumentasi dan sarana

umum (penerangan, pendingin ruangan, komunikasi dan perkantoran).

Tenaga listrik ini dapat diperoleh dari :

1. Perusahaan Listrik Negara (PLN)

2. Generator Diesel (Darurat)

Kebutuhan listrik untuk lingkungan pabrik dan unit utilitas dipenuhi oleh

PLN sedangkan Generator Diesel digunakan bila terjadi pemadaman listrik secara

mendadak.

Suplai untuk listrik dari PLN sebesar 3362 kW/jam, suplai untuk listrik

cadangan digunakan generator dengan kapasitas sebesar 3362 kW/jam sebanyak 2

unit.



TEKNIK KIMIA ’01

UTILITAS VII−12

7.4 PENYEDIAAN TRANSPORTASI

Transportasi merupakan sarana yang diperlukan untuk karyawan dan

pendistribusian produk dan pengangkutan bahan baku. Untuk keperluan

pendistribusian produk dan pengangkutan bahan baku digunakan truk dan forklift,

untuk keperluan operasional digunakan mobil dinas dan bus karyawan.

Bahan bakar solar yang digunakan untuk truk pengangkut dan kendaraan

operasional kira-kira sebanyak 1000 L/hari.

7.5 PENYEDIAAN BAHAN BAKAR

Bahan bakar dalam pabrik ini digunakan untuk memanskan dowthrem A

di dalam furnace, Generator diesel, kendaraan operasional dan truk pengangkut.

Bahan bakar yang dipakai adalah solar yang dihasilkan oleh PERTAMINA.

Bahan bakar yang digunakan untuk keperluan tersebut sebanyak 1.243.354,49

L/bulan.

7.4.1 Perancangan Tangki Bahan Bakar

Fungsi : Menampung bahan bakar solar

Bentuk : Tangki silinder tegak berdasar rata beratap flanged and dished heads

Bahan : Carbon Steel SA- 285 grade C

Jumlah : 3 unit

Kapasitas : 518,06 m3

Ukuran : Diameter (ID) = 3,7093 m

Tebal head (th) = 5/16 in

Tinggi head (Hh) = 1,3502 m



TEKNIK KIMIA ’01

UTILITAS VII−13

Tinggi tangki (H) = 6,836 m

7.4.1 Tangki untuk penyimpanan bahan baku dowtherm A

Fungsi : menampung bahan baku dowtherm A pada saat pembelian sekaligus

make up Dowtherm A sebagai pemanas maupun pendingin per5tahun

Jenis : Silinder Tegak berdasar rata dan beratap torispherical Head Tanpa

pengaduk (Brownell & Young, hal 3)

Bahan : Carbon Steel SA 238 Grade C

Jumlah : 3 unit

Kapasitas : 160,40 m3

Ukuran : Diameter (ID) = 5,483 m

Tebal head (th) = 5/16 in

Tinggi head (Hh) = 1,3502 m

Tinggi tangki (H) = 6,836 m

BAB VIII

TATA LETAK PABRIK

8.1 Tata Letak Pabrik

Tata letak bangunan dalam suatu pabrik merupakan bagian dari

perancangan pabrik yang perlu diperhatikan. Adapun tujuan dari pengaturan tata

letak pabrik adalah untuk menjamin kelancaran proses produksi dengan baik dan

efisien, menjaga keselamatan kerja para keryawannya dan menjaga keamanan

dari pabrik tersebut.

Jalannya aliran proses dan aktivitas dari para pekerja yang ada merupakan

dasar pertimbangan dalam pengaturan bangunan-bangunan dalam suatu pabrik,

sehingga proses dapat berjalan efektif. Dalam pengaturan tata letak pabrik ini

perlu mempertimbangkan faktor-faktor sebagai berikut:

1. Kemudahan dalam proses yang disesuaikan dengan kemudahan dalam

pemeliharaan peralatan serta kemudahan mengontrol hasil produksi.

2. Distribusi sarana penunjang (utilitas) yang tepat dan ekonomis.

3. Keselamatan kerja.



TEKNIK KIMIA ’01

TATA LETAK PABRIK VIII−2

4. Memberikan kebebasan bergerak yang cukup leluasa diantara peralatan.

5. Kemudahan pemeliharaan dan perbaikan peralatan.

6. Adanya perluasan pabrik di masa yang akan datang.

7. Pengaturan jalan, bangunan, dan tata lingkungan yang ada.

Dalam hal ini, pengaturan tata letak pabrik HLAS berdasarkan hal-hal di

atas. Untuk itu, penempatan bangunan dalam kawasan pabrik direncanakan

sebagai berikut:

1. Daerah proses

Daerah ini merupakan pusat kegiatan proses produksi HLAS, maka tata

letak alat disusun berdasarkan aliran proses. Daerah ini terletak di bagian

tengah pabrik yang lokasinya tidak mengganggu (berjarak 10 meter dari

bangunan lain). Pada areal proses, terdapat ruang kontrol yang akan

mengontrol jalannya proses.

2. Daerah penyimpanan

Daerah ini terbagi menjadi 2, yaitu lokasi penyimpanan bahan baku dan

lokasi penyimpanan produk. Daerah penyimpanan ini berada di daerah

yang mudah dijangkau oleh truk/mobil tangki.

3. Daerah pemeliharaan dan perbaikan

Daerah ini merupakan lokasi untuk melakukan kegiatan pemeliharaan dan

perbaikan peralatan pabrik berupa bengkel teknik dan gudang teknik.

Daerah ini diletakkan di luar daerah proses karena adanya aktifitas di

dalam bengkel yang dapat berakibat fatal bagi jalannya proses.



TEKNIK KIMIA ’01


4. Daerah quality control

Daerah ini merupakan lokasi untuk melakukan pengontrolan terhadap

kualitas bahan baku yang akan digunakan dan produk yang dihasilkan,

serta melakukan penelitian dan pengembangan terhadap produk yang

dihasilkan. Oleh karena itu, daerah ini diletakkan dekat dengan daerah

proses.

5. Daerah sarana penunjang (utilitas)

Daerah ini merupakan lokasi untuk menyediakan keperluan yang

menunjang jalannya proses, berupa penyediaan air, steam, listrik dan

bahan bakar. Daerah ini diletakkan tidak jauh dari daerah proses agar

biaya pemipaan ke daerah proses menjadi lebih ekonomis.

6. Daerah perkantoran

Daerah ini nerupakan pusat kegiatan administrasi pabrik sehari-hari, baik

untuk kepentingan dalam pabrik maupun luar pabrik. Daerah ini

mencakup ruang serba guna.

7. Daerah fasilitas umum

Daerah ini terdiri dari kantin, mushola, klinik kesehatan, sarana olahraga,

wisma tamu, toilet dan lapangan parkir. Daerah ini diletakkan sedemikian

rupa sehingga waktu perjalanan yang diperlukan oleh karyawan antar

gedung dapat seminimal mungkin.

8. Pos keamanan



TEKNIK KIMIA ’01


Pos keamanan dapat diletakkan pada pintu luar dan titik-titik yang

dianggap perlu. Pos keamanan ini diperlukan agar keamanan pabrik dapat

terjaga selama 24 jam.

8.2 Tata Letak Alat Proses

Penyusunan letak alat-alat proses yang optimum dapat memberikan suatu

operasi yang efisien dan meminimalkan biaya konstruksi. Beberapa faktor yang

perlu dipertimbangkan dalam penyusunan tata letak alat proses dalam pabrik

adalah:

1. Faktor ekonomis

Usaha untuk meminimalisasi biaya konstruksi ditempuh dengan cara

menempatkan peralatan sedemikian rupa sehingga memberikan hubungan

pipa yang sependek dan seefisien mungkin tetapi mudah dalam

perawatan.

2. Faktor kemudahan operasi

Peralatan yang membutuhkan perhatian operator harus diletakkan dekat

ruang kontrol. Alat-alat tersebut antara lain valve dan peralatan

instrumentasi. Alat-alat tersebut diletakkan pada posisi yang tepat dan

cukup mudah untuk dijangkau dan terdapat ruang antara disekitar

peralatan untuk memudahkan pekerjaan operator. Perlu diperhatikan agar

suhu lingkungan tidak terlalu mempengaruhi suhu proses.

3. Faktor kemudahan pemeliharaan



TEKNIK KIMIA ’01


Pemeliharaan alat yang baik akan menunjang produksi sehingga dapat

berjalan dengan baik pula. Pemeliharaan alat akan menjaga alat sehingga

dapat berumur panjang dan berfungsi sebagaimana mestinya. Antara alat

yang satu dengan yang lainnya akan diberikan ruang gerak sehingga

memudahkan usaha pembersihan, perbaikan dan penggantian peralatan.

4. Faktor keamanan

Situasi yang tidak diinginkan, seperti kebakaran, ledakan atau kebocoran

dari peralatan dalam suatu pabrik mungkin saja dapat terjadi. Oleh karena

itu, dalam mendirikan suatu gedung, perlu dirancang sebuah gedung yang

memiliki dinding terbuat dari bahan yang tahan ledakan untuk

mengisolasi peralatan yang berbahaya sekaligus berfungsi untuk

membatasi akibat dari suatu ledakan demi keselamatan para karyawan,

maka dalam suatu bangunan proses, perlu dibangun 2 pintu keluar (pintu

utama dan pintu darurat). Hal ini akan memudahkan para karyawan untuk

menyelamatkan diri bila kecelakaan terjadi.



TEKNIK KIMIA ’01


Gambar 8.1 Tata Letak Pabrik HLAS

Keterangan gambar :

1. Kantor 7. Daerah Proses

2. Laboratorium 8. Daerah Penyimpanan Produk

3. Masjid 9. Quality Control

4. Kantin 10. Gudang

5. Pos Satpam 11. Daerah Utilitas

6. Daerah Penyimpanan Bahan Baku 12. Bengkel

7 9

8

6

daerah perkantoran

daerah proses

daerah perluasan



TEKNIK KIMIA ’01


Gambar 8.2 Tata Letak Alat Proses

Keterangan :

1. Tangki paraffin

2. Tangki benzene

3. Tangki SO3

4. Tangki H2

5. Fired heater

6. Reaktor Dehidrogenasi

7. Heat Exchanger

8. Condensor Sub Cooler

9. Separator

10. Reaktor Alkilasi

11. Heater-01

12. Cooler-02

13. Pengering udara

14. Stripper-01

15. Stripper-02

16. Stripper-03

17. Reaktor Sulfonasi

18. Separator-02

19. Tangki Stabilizer Water

20. Cooler-01

21. Heater-02

22. Tangki HLAS

23. Tangki Heavy Alkylate

8

1

1 1

1

2 2 2

22 22

22

22

22

22

4

3

5

9

6

10 17 14

7

11

12 13

15 16

18

19

20

21

21

23

Area Penyimpanan Bahan Baku Area Proses Area Penyimpanan Produk

BAB IX

BENTUK DAN STRUKTUR ORGANISASI

PERUSAHAAN

Perusahaan adalah suatu unit kegiatan ekonomi yang diorganisir dan

dijalankan atau dioperasikan untuk menyediakan barang dan jasa bagi

masyarakat, dengan tujuan memperoleh laba atau keuntungan.

Keberhasilan suatu perusahan didalam menjalankan kegiatan-kegiatan

proses produksi sangat tergantung pada sistem pengelolaan (management)

organisasi perusahaan yang meliputi perencanaan, pelaksanaan dan

pengendalian. Ketiga hal diatas harus dapat terkoordinasikan dengan baik.

Disamping itu juga harus diperhatikan efektifitas dan effisiensi kerja, untuk

mendapatkan keuntungan yang maksimum bagi perusahaan, sehingga perusahaan

akan berkembang terus dan dapat bersaing dengan perusahaan-perusahaan lain

baik di dalam maupun di luar negeri.



TEKNIK KIMIA 2001

BENTUK & STRUKTUR ORGANISASI PERUSAHAAN IX −2

9.1 Bentuk Perusahaan

Di Indonesia, badan usaha ekonomi dikelompokkan dalam 3 kelompok

Badan Hukum, yaitu:

1. Kelompok Badan Usaha Milik Negara (BUMN)

2. Kelompok Swasta

3. Kelompok Badan Usaha Koperasi

Pabrik Linear Alkylbenzene Sulfonic Acid (LAS/LABS/LABSA/HLAS)

ini tergolong dalam kelompok swasta, karena sumber modal yang dipakai untuk

pembangunan pabrik, pelaksanaan seluruh kegiatan produksi, pemasaran, dan

seluruh kegiatan di dalam pabrik berasal dari modal sendiri dan dari pinjaman

bank.

Mengingat begitu besarnya investasi yang dibutuhkan oleh pabrik HLAS

yang akan didirikan ini, maka bentuk perusahaan yang dipilih adalah Perseroan

Terbatas (PT).

Perseroan Terbatas (PT) adalah suatu Badan Hukum yang didirikan oleh

beberapa orang dimana Badan Hukum ini memiliki kekayaan hak dan kewajiban

tersendiri terpisah dari pendiri, pemilik (pemegang saham), maupun pengurusnya

(Direktur, Komisaris).

Adapun keuntungan dipilihnya bentuk Perseroan Terbatas ini, adalah:

1. Pengelolaan perusahaan dapat dilakukan lebih efisien serta profesional.

Hal ini karena pembagian tugas dan tanggung jawab pengurus (Dewan

Direksi dan Dewan Komisaris) dan pemegang saham diatur secara jelas.



TEKNIK KIMIA 2001


2. Kelangsungan hidup perusahaan relatif lebih lama, karena tidak

tergantung pada satu pihak dan meskipun pemegang saham meninggal

perusahaan masih berjalan terus. Disamping itu pemegang saham dapat

menjual sahamnya bila menghendaki berhenti sebagai pemegang saham.

3. Pemegang saham menanggung resiko perusahaan hanya terbatas sebesar

dana yang disertakan di Perseroan Terbatas.

4. Saham, sebagai tanda kepemilikan perusahaan relatif mudah

diperjualbelikan.

5. Kemungkinan penambahan modal untuk perluasan relatif lebih mudah

dibandingkan CV maupun Firma karena bentuk PT lebih jelas, baik

perkembangan maupun jumlah kekayaan perusahaan.

9.2 Struktur Organisasi

Untuk mencapai efisiensi perusahaan yang tertinggi, maka diperlukan

struktur organisasi yang baik. Struktur organisasi ini dapat menentukan

kelancaran aktifitas perusahaan sehari-hari dalam memperoleh laba yang

maksimal sehingga dapat berproduksi secara kontinyu (berkesinambungan) dan

dapat berkembang.

Struktur organisasi perusahaan disusun sebagaimana layaknya suatu badan

usaha yang bergerak dalam industri dan perdagangan, yang membagi-bagi unit

dalam organisasi secara fungsional.

Struktur organisasi perusahaan terdiri dari fungsi-fungsi dan hubungan

yang menyatakan keseluruhan kegiatan untuk mencapai sasaran. Dalam



TEKNIK KIMIA 2001


perencanaan pabrik HLAS ini, struktur organisasi yang dipilih adalah struktur

organisasi garis dan staff. Kelebihan organisasi garis dan staff adalah:

a) Struktur organisasinya sederhana dan jelas.

b) Pembagian tugas menjadi jelas antara pelaksana tugas pokok dan

pelaksana tugas penunjang.

c) Wewenang dan tanggung jawab lebih mudah dipahami sehingga tidak

terjadi kesimpangsiuran perintah dan tanggung jawab kepada karyawan.

d) Pengambilan keputusan lebih baik dan efisien karena staff dapat memberi

saran, pandangan, perhitungan dan lain-lain kepada pimpinannya.

e) Disiplin kerja dapat terlaksana dengan baik.

Dalam menjalankan tugasnya, Direktur dibantu oleh empat orang Manager, yaitu:

1. Manager Personalia dan Umum, membawahi:

a. Bagian Personalia, terdiri dari:

• Staf Kepegawaian

• Staf Pendidikan dan Pelatihan ( Diklat )

b. Bagian Umum, terdiri dari:

• Staf Rumah Tangga

• Staf Keamanan

• Staf Humas

• Staf Kesehatan

2. Manager Keuangan, membawahi:

a. Bagian Keuangan

b. Bagian Akunting

3. Manager Teknik dan Produksi, membawahi:



TEKNIK KIMIA 2001


a. Bagian Produksi, terdiri dari:

• Staf Proses

• Staf Utilitas

• Staf Quality Control (QC)

• Staf Gudang

b. Bagian Pembelian

• Staf Impor

• Staf Pembelian

c. Bagian Teknik, terdiri dari:

• Staf Pemeliharaan

• Staf Penelitian dan Pengembangan ( Litbang )

4. Manager Pemasaran dan Distribusi, membawahi:

a. Bagian Pemasaran, terdiri dari:

• Staf Penjualan

• Staf Promosi

b. Bagian Distribusi

• Staf Armada

• Gudang Produk

9.3 Deskripsi Kerja

9.3.1 Rapat Umum Pemegang Saham

Rapat Umum Pemegang saham merupakan kekuatan tertinggi dalam

perusahaan. Tugas dan wewenang RUPS adalah:



TEKNIK KIMIA 2001


• Menetapkan Garis Besar Haluan Perusahaan

• Mengangkat dan memberhentikan Direktur dan Dewan Komisaris

perusahaan.

• Menetapkan besarnya divident.

• Menetapkan besarnya anggaran perusahaan yang diajukan oleh

Direktur.

• Menerima atau menolak pertanggungjawaban Dewan Komisaris dan

Direktur.

9.3.2 Dewan Komisaris

Tugas dan wewenang Dewan Komisaris adalah:

• Bertanggungjawab kepada RUPS

• Mengawasi pelaksanaan operasional/pengelolaan perusahaan oleh

Dewan Direksi secara kontinyu dan teratur.

• Membina Direktur agar tidak melakukan kesalahan atau melanggar

ketentuan RUPS.

9.3.3 Direktur

Direktur dipilih oleh RUPS untuk menjalankan kegiatan operasional

perusahaan secara keseluruhan.

Tugas dan wewenang Direktur adalah:



TEKNIK KIMIA 2001


• Memberikan laporan pertanggung jawaban dalam hal yang berkaitan

dengan kegiatan operasional perusahaan.

• Bertanggungjawab terhadap RUPS.

• Melaksanakan dan mengarahkan kegiatan perusahaan agar sesuai

dengan keputusan RUPS.

9.3.4 Manager Produksi dan Teknik

Dalam melaksanakan tugasnya, mempunyai wewenang untuk

merumuskan kebijaksanaan operasi pabrik dan mengawasi kesinambungan

operasional pabrik. Manager Produksi dan Teknik membawahi:

1. Ka.sie Produksi, mempunyai wewenang:

• Bertanggungjawab dalam pelaksanaan operasi selama proses

berlangsung sesuai dengan target produksi yang ditetapkan.

• Bertanggungjawab atas kelancaran fungsional unit-unit sarana

penunjang (utilitas).

• Mengawasi persediaan bahan baku dan penyimpanan hasil produksi

serta transportasi hasil produksi.

• Bertanggungjawab atas pemeriksaan mutu produk.

2. Ka.sie Teknik, mempunyai wewenang :

• Mengawasi dan menyelenggarakan pemeliharaan mesin dan peralatan.

• Melakukan perbaikan serta kelancaran-kelancaran mesin dan

peralatan produksi.

• Mengantisipasi perkembangan teknologi industri dibidang produksi.



TEKNIK KIMIA 2001


9.3.5 Manager Pemasaran dan Distribusi

Dalam melaksanakan tugasnya, mempunyai wewenang untuk

melaksanakan pemasaran hasil produksi dan mendistribusikannya. Manager

Pemasaran dan Distribusi membawahi :

1. Ka.sie Pemasaran, mempunyai wewenang :

• Menentukan daerah pemasaran hasil produksi yang sesuai dengan

peraturan yang berlaku.

• Dengan persetujuan Manager Pemasaran dan Distribusi, melakukan

pengenalan kepada masyarakat, dengan cara mempromosikan hasil

produksi.

• Meningkatkan hubungan kerja sama yang baik dengan perusahaan

yang terkait dan hubungan dengan masyarakat sebagai konsumen.

2. Ka.sie Distribusi, mempunyai wewenang :

• Menetapkan dan menentukan penyebaran dan penyaluran barang-

barang produksi sehingga jalur distribusi lancar dan aman sampai

kepada konsumen.

• Meningkatkan kerjasama dengan pihak-pihak terkait untuk kelancaran

dan keamanan jalur distribusi.

9.3.6 Manager Keuangan

Manager Keuangan mempunyai wewenang untuk merencanakan anggaran

belanja dan pendapatan perusahaan serta melakukan pengawasan terhadap

keuangan perusahaan. Manager Keuangan membawahi:



TEKNIK KIMIA 2001


1. Ka.sie Keuangan, mempunyai wewenang :

• Menetapkan kebijaksanaan pelaksanaan dan pengaturan keuangan

perusahaan.

• Mengawasi dan mengatur setiap pengeluaran untuk membeli bahan

baku dan pemasukan dari penjualan produk.

• Mengatur dan melakukan pembayaran gaji karyawan.

• Mengatur dan merencanakan pembelian barang inventaris.

2. Ka.sie Akunting, mempunyai wewenang :

• Bertanggungjawab kepada Manager Keuangan

• Melakukan pengolahan data terhadap seluruh kegiatan perusahaan

yang berhubungan dengan keuangan.

• Mencocokkan hasil pengolahan data dengan keuangan yang terdapat

di seksi keuangan.

• Membuat laporan keuangan setiap bulan dan setiap tahun bersama

dengan seksi keuangan.

• Membuat laporan neraca laba/rugi.

3. Ka.sie Pembelian, mempunyai wewenang :

• Melakukan transaksi pembelian terhadap bahan baku.

• Melakukan pengecekan harga pembelian bahan baku.

9.3.7 Manager Personalia dan Umum

Manager Personalia dan Umum melaksanakan tugas dan mempunai

wewenang untuk melaksanakan tata laksana seluruh unsur dalam organisasi.



TEKNIK KIMIA 2001


Manager Personalia dan Umum membawahi:

1. Ka.sie Personalia, mempunyai wewenang :

• Membawahi staf kepegawaian yang bertugas untuk penerimaan

karyawan dan mengadakan pembinaan (Technical Training) serta

pemutusan hubungan kerja.

• Memberi latihan dan pendidikan kepada karyawan-karyawan

perusahaan.

• Menangani masalah-masalah yang timbul dari karyawan yang

berkenaan dengan perusahaan.

• Mengatur segala hal yang berkenaan dengan kepegawaian, seperti

pengaturan jadwal kerja, cuti karyawan, dan lain-lain.

2. Ka.sie Umum, mempunyai wewenang :

• Memberikan pelayanan bagi semua unsur dalam organisasi di bidang

kesejahteraan, fasilitas kesehatan dan keselamatan kerja bagi seluruh

karyawan dan keluarganya.

• Keamanan

• Mengatur dan meningkatkan hubungan kerja sama antara pabrik

dengan masyarakat sekitar.

9.3.8 Sekretaris

Bertugas sebagai asisten Direktur maupun Manager, seperti menyusun

agenda kegiatan (rapat atau pertemuan bisnis), sebagai notulis dalam rapat dan



TEKNIK KIMIA 2001


pertemuan-pertemuan formal yang diadakan, mengatur surat menyurat yang

berhubungan dengan kepentingan dan kegiatan perusahaan.

9.3.9 Kepala Bagian dan Kepala Seksi

• Memiliki tugas dan tanggungjawab untuk memimpin

bagiannya/seksinya agar berjalan dengan semestinya.

• Mengadakan pengawasan dan evaluasi atas semua kegiatan dalam

bidangnya dan melaporkan kepada atasan secara berkala.

9.4. Sistem Kepegawaian

9.4.1 Sistem Kerja

Pabrik direncanakan beroperasi selama 330 hari dalam 1 tahun dengan

waktu kerja 24 jam setiap hari. Untuk hari kerja unit produksi adalah hari Senin

sampai Minggu. Untuk menjaga kelancaran proses produksi serta mekanisme

administrasi dan pemasaran, waktu kerja diatur dalam Sistem Shift dan Non-Shift.

9.4.2 Sistem Shift

Jadwal kerja shift yang dilakukan secara bergilir berlaku bagi karyawan

pada unit produksi adalah Senin-Minggu. Pembagian kerja karyawan dibagi

dalam 4 grup yang dipimpin oleh ketuanya masing-masing.



TEKNIK KIMIA 2001


Tabel 9.1. Jadwal Kerja Shift

Shift Jam Kerja

I 08.00-16.00

II 16.00-24.00

III 24.00-08.00

Tabel 9.2. Pengaturan Jadwal Kerja Grup

Keterangan : A= Grup Kerja I C= Grup Kerja III B= Grup Kerja II D= Grup Kerja IV

9.4.3 Sistem Shift Unit Keamanan

Unit Keamanan dibagi dalam empat kelompok. Pembagian kerja pada

unit keamanan adalah sebagai berikut :

Hari Shift

1 2 3 4 5 6 7 8

I A A D D C C B B

II B B A A D D C C

III C C B B A A D D

Libur D D C C B B A A



TEKNIK KIMIA 2001


Tabel 9.3. Pembagian waktu kerja shift unit keamanan

Shift Jam Kerja

I 07.00-15.00

II 15.00-23.00

III 23.00-07.00

9.4.4 Sistem Non-Shift

Hari Kerja untuk Sistem non Shift berlaku untuk para karyawan yang

tidak terlibat langsung dalam kegiatan produksi dan pengamanan pabrik. Hari

kerja tersebut adalah hari Senin sampai Jum’at, dengan pengaturan kerja:

Tabel 9.4. Pembagian waktu kerja untuk sistem Non- Shift

Hari Jam Kerja Jam Istirahat

Senin-Kamis 08.00-17.00 12.00-13.00

Jum’at 08.00-17.30 11.30-13.00

9.5. Perincian Jumlah Tenaga Kerja

Sumber daya manusia merupakan salah satu unsur produksi yang berperan

penting dalam perencanaan suatu pabrik. Tenaga Kerja dalam pabrik Karbon

Aktif ini disusun berdasarkan tingkat kedudukan, gaji, dan jenjang pendidikan

dalam organisasi, tenaga kerja dapat digolongkan menjadi:



TEKNIK KIMIA 2001


Tabel 9.5. Penggolongan Jumlah Tenaga Kerja berdasarkan Jabatan dan

Jenjang Pendidikan

No Jabatan Jumlah jabatan

1 Dewan Komisaris 2 -

2 Direktur 1 S1- S3

3 Manager 4 S1-S2

4 KaBag Produksi 1 D3 - S1

5 KaBag Keteknikan 1 D3 - S1

6 KaBag Keuangan 1 D3 - S1

7 KaBag Akunting 1 D3 - S1

8 KaBag Pemasaran 1 D3 - S1

9 KaBag Distribusi 1 D3 - S1

10 KaBag Personalia 1 D3 - S1

11 KaBag Umum 1 D3 - S1

12 KaSie 16 D3 - S1

13 Sekretaris Direktur 1 D3 - S1

14 Sekretaris Manager 4 D3 - S2

Karyawan Shift

15 Proses

- Supervisor 12 D3 - S1

- Operator 36 SMU - D3

16 Utilitas



17 QC 16



18 Keamanan 32 SMU



TEKNIK KIMIA 2001


19 Gudang Bahan 12 D3 - S1

Karyawan Non-Shift

20 Pemeliharaan 9 SMU - D3

21 Promosi 6 D3 - S1

22 Penjualan 6 D3 - S1

23 Distribusi (gudang) 4 D3 - S1

24 Pembelian 3 D3 - S1

25 Litbang 2 D3 - S1

26 Keuangan 4 D3 - S1

27 Akunting 4 D3 - S1

28 Kepegawaian 2 D3 - S1

29 Humas 4 D3 - S1

30 Rumah-Tangga 4 SMU

32 Diklat 2 D3 - S1

33 Dokter 2 S1

34 Perawat 4 D3

36 Supir 2 SMU

37 Supir bus karyawan 3 SMU

38 Supir truk 5 SMU

39 Supir fork lift 8 SMU

TOTAL 258



TEKNIK KIMIA 2001


Tabel 9.6. Penggolongan Tenaga Kerja berdasarkan Jabatan

Seksi Unit Kasie Staf Sub Jumlah

Proses 1 48

Utilitas 1 24

QC 1 16

Pembelian 1 3

Produksi

Gudang Bahan 1 12

108

Litbang 1 2 Teknik

Pemeliharaan 1 9 13

Penjualan 1 6 Pemasaran

Promosi 1 6 14

Armada 1 18 Distribusi

Gudang Produk 1 4 24

Keuangan - 4 Keuangan

Akunting - 4 8

Kepegawaian 1 2 Personalia

Diklat 1 2 6

Rumah Tangga 1 4

Humas 1 4

Keamanan 1 32

Dokter 2

Umum

Perawat 4

49

Jumlah 16 206 222



TEKNIK KIMIA 2001


Komisaris 2

Direktur 1

Manager 4

Kepala Bagian 8

Sekretaris Direktur 1

Sekretaris Manager 4

Jumlah 20

9.6 Sistem Pengupahan

Upah Tenaga Kerja disesuaikan dengan golongan tenaga kerja tergantung

kepada kedudukannya dalam struktur organisasi dan lamanya bekerja di

perusahaan.

Upah yang diterima oleh setiap karyawan terdiri dari:

a) Gaji Pokok

b) Tunjangan jabatan

c) Tunjangan kehadiran (transportasi).

d) Tunjangan makan

Pekerja diberi makan satu kali dalam sehari kerja atau uang makan yang sama

nilainya dengan makan di pabrik.

e) Tunjangan kesehatan dengan penyediaan dokter perusahaan dan rumah

sakit yang telah ditunjuk oleh perusahaan bagi seluruh karyawan sesuai

jabatannya.

f) Tunjangan hari raya



TEKNIK KIMIA 2001


Perusahaan memberi THR kepada pekerja sebesar satu bulan gaji.

Sistem pengupahan tersebut dibedakan menjadi:

1. Upah bulanan

Diberikan kepada karyawan tetap dimana besarnya gaji didasarkan kepada

pendidikan, keahlian, dan kedudukan dalam organisasi.

2. Upah Borongan

Diberikan kepada buruh borongan, besarnya upah yang dibayarkan tergantung

pada jenis dan banyaknya pekerjaan, biasanya diperlukan pada saat turun

mesin.

3. Upah Harian

Upah harian diberikan sesuai dengan jumlah hari dan jam kerja, biasanya

untuk pekerja yang dibutuhkan sewaktu-waktu.

Selain gaji rutin, bagi karyawan yang lembur juga diberikan gaji tambahan

dengan perhitungan:

1. Lembur hari biasa

Untuk setiap jam, besarnya satu setengah kali gaji perjam.

2. Lembur hari Minggu/ libur

Untuk setiap jam, besarnya dua kali gaji perjam.

3. Jika karyawan dipanggil untuk bekerja di pabrik diluar jam kerjanya, juga

akan diberi gaji tambahan.



TEKNIK KIMIA 2001


Tabel 9.7 Penggolongan Gaji Karyawan berdasarkan Jabatan

Gaji / bulan Total No. Jabatan Jumlah

(Rp) (Rp)

1 Dewan Komisaris 2 15.000.000 30.000.000

2 Direktur 1 14.000.000 14.000.000

3 Manager 4 12.000.000 48.000.000

4 KaBag Produksi 1 8.000.000 8.000.000

5 KaBag Keteknikan 1 8.000.000 8.000.000

6 KaBag Keuangan 1 8.000.000 8.000.000

7 KaBag Akunting 1 8.000.000 8.000.000

8 KaBag Pemasaran 1 8.000.000 8.000.000

9 KaBag Distribusi 1 8.000.000 8.000.000

10 KaBag Personalia 1 8.000.000 8.000.000

11 KaBag Umum 1 8.000.000 8.000.000

12 KaSie 16 3.500.000 56.000.000

13 Sekretaris Direktur 1 2.100.000 2.100.000

14 Sekretaris Manager 4 2.100.000 8.400.000

Karyawan Shift

15 Proses

- Supervisor 12 1.800.000 21.600.000

- Operator 36 1.500.000 54.000.000

16 Utilitas

- Supervisor 4 1.800.000 7.200.000

- Operator 20 1.500.000 30.000.000

17 QC



TEKNIK KIMIA 2001


- Supervisor 4 1.800.000 7.200.000

- Operator 12 1.500.000 18.000.000

18 Keamanan 32 1.200.000 38.400.000

19 Gudang Bahan 12 1.500.000 18.000.000

Karyawan non Shift

20 Pemeliharaan 9 1.500.000 13.500.000

21 Promosi 6 1.500.000 9.000.000

22 Penjualan 6 1.500.000 9.000.000

23 Distribusi (gudang) 4 1.500.000 6.000.000

24 Pembelian 3 1.500.000 4.500.000

25 Litbang 2 1.500.000 3.000.000

26 Keuangan 4 1.500.000 6.000.000

27 Akunting 4 1.500.000 6.000.000

28 Kepegawaian 2 1.500.000 3.000.000

29 Humas 4 1.500.000 6.000.000

30 Rumah-Tangga 4 1.500.000 6.000.000

32 Diklat 2 1.500.000 3.000.000

33 Dokter 2 2.500.000 5.000.000

34 Perawat 4 1.200.000 4.800.000

36 Supir 2 1.000.000 2.000.000

37 Supir bus karyawan 3 1.000.000 3.000.000

38 Supir truk 5 1.000.000 5.000.000

39 Supir fork lift 8 1.000.000 8.000.000

TOTAL 242 519.700.000

9.7. Jaminan Sosial dan Kesejahteraan



TEKNIK KIMIA 2001


9.7.1. Kesehatan karyawan

Untuk meningkatkan effisiensi kerja karyawan perlu sekali perusahaan

memperhatikan kesejahteraan karyawan dan keluarga. Dengan memberikan

fasilitas kesehatan seperti poliklinik dan jaminan asuransi, sehingga tercipta

hubungan dan suasana kerja yang baik dalam pabrik.

9.7.2. Cuti

a. Cuti tahunan

Pekerja berhak mendapatkan cuti 12 (duabelas) hari kerja per tahun, dan

mendapat cuti besar selama 3 bulan bagi karyawan yang telah bekerja selama 12

tahun.

b. Cuti Hamil/Melahirkan

Pekerja wanita diberikan cuti hamil/melahirkan untuk jangka waktu satu

setengah bulan sebelum waktu melahirkan dan satu setengah bulan sesudah

melahirkan atau gugur kandungan berdasarkan keterangan dokter atau bidan yang

merawatnya.

c. Cuti Sakit

Pekerja yang berhalangan masuk kerja karena sakit atau kecelakaan yang

berkepanjangan dan didukung oleh surat keterangan dokter.

d. Serikat pekerja

Jaminan pembentukan serikat pekerja untuk melindungi hak-hak pekerja

yang tergabung dalam Serikat Pekerja Seluruh Indonesia (SPSI).



TEKNIK KIMIA 2001


9.7.3. Sarana dan fasilitas lain

Perusahaan memberikan fasilitas lain berupa sarana olah raga yang dapat

digunakan oleh setiap pegawai. Untuk memenuhi beberapa kebutuhan pokok

pegawai dengan harga yang lebih murah, perusahaan membuat suatu koperasi

dimana seluruh pegawai masuk dalam anggota koperasi tersebut. Selain itu, pada

waktu – waktu tertentu perusahaan juga mengadakan rekreasi bersama keluarga

untuk seluruh pegawai, guna lebih mengeratkan hubungan persaudaraan anatara

atasan dan bawahan dalam perusahaan.



TEKNIK KIMIA 2001


Direktur

Man. Teknik & Produksi

Man. Keuangan Man. Umum & Personalia

Ka Bag Keteknikan

Ka.Bag Produksi

Ka.Sie Pemeliharaan

Ka.Sie Litbang

Ka.Sie Proses

Ka.Sie Utilitas

Ka.Sie Pembelian

Ka.Sie Gudang Bahan Baku

Ka.Bag Keuangan

Ka.Bag Akunting

Ka.Bag Personalia

Ka.Bag Umum

Ka.Sie Kepegawaian

Kasie Pendidikan &

Latihan

Ka.Sie Humas

Ka.Sie Rumah Tangga

Ka.Sie Keamanan

Kesehatan

RUPS

Dewan Komisaris

Man. Pemasaran & Distribusi

Ka. Bag Pemasaran

Ka.Bag Distribusi

Ka.Sie QC Ka.Sie Promosi

Ka.Sie Penjualan

Ka.Sie Armada

Ka.Sie Gudang Produk

General Acc

Cost Acc

Perpajakan

Bank

BAB X

KESELAMATAN KERJA

10.1 Keselamatan Kerja Secara Umum

Keselamatan kerja merupakan salah satu faktor yang harus diperhatikan

dalam suatu perancangan pabrik dimana keselamatan kerja ini meliputi seluruh

proses produksi dan distribusi, baik barang atau jasa. Definisi dari keselamatan

kerja adalah keselamatan yang berkaitan dengan mesin, alat kerja, bahan yang

digunakan dalam proses produksi, pengolahan tempat kerja dan lingkungannya

yang menyangkut segenap proses produksi atau distribusi dari barang atau jasa.

Keselamatan dan kesejahteraan kerja (K3) bertujuan untuk mencegah dan

meminimalisasi kerugian yang diakibatkan kebakaran, kerusakan lingkungan

serta bahaya lain. Sedangkan yang termasuk kecelakaan kerja adalah kecelakaan

yang menimpa karyawan berkaitan dengan pekerjaannya, mulai dari rumah

sampai ke tempat kerja, dan sekembalinya ke rumah melalui jalan yang biasa

ditempuh dan wajar, termasuk penyakit yang didapat akibat kerja.

Keselamatan kerja meliputi pencegahan kecelakaan (cedera/cacat, mati),

penanganan bila terjadi kecelakaan dan merupakan tanggung jawab moral

PRA PERANCANGAN PABRIK LINEAR ALKYLBENZENE SULFONIC ACID


TEKNIK KIMIA ’01

KESELAMATAN KERJA X−2

perusahaan untuk memelihara kesejahteraan seluruh karyawan dan lingkungan di

sekitar lokasi pabrik serta kelestarian lingkungan.

Usaha pencegahan kecelakaan kerja diatur dengan program dan landasan

keselamatan kerja yang merupakan bagian dari manajemen kegiatan usaha.

Kegiatannya mengutamakan tindakan pencegahan daripada tindakan

penanggulangan, apalagi terhadap pekerjaan yang mengandung risiko dengan

tingkat kecelakaan yang tinggi.

Pekerjaan yang memperhatikan peranan keselamatan kerja akan sangat

membantu kelancaran usaha dan menghindari kerugian yang mungkin timbul.

Perlindungan tenaga kerja meliputi aspek-aspek yang luas, yaitu perlindungan

keselamatan, kesehatan, pemeliharaan moral kerja, serta perlakuan yang sesuai

dengan martabat manusia. Perlindungan tersebut bermaksud agar tenaga kerja

secara aman melakukan kerjanya sehari-hari untuk meningkatkan produktivitas

kerjanya.

10.2 Landasan Keselamatan Kerja

Yang menjadi landasan keselamatan kerja adalah:

1. Idil : Pancasila

2. Struktural : Undang-Undang Dasaar 1945 pasal 27 ayat 2Tiap-tiap

warga negara berhak atas pekerjaan dan penghidupan

yang layak bagi kemanusiaan.

3. Operasional : - Ketetapan MPR

- Undang-undang/Peraturan ketenagakerjaan



TEKNIK KIMIA ’01


- Peraturan Menteri Tenaga Kerja

Undang-undang tentang ketentuan-ketentuan pokok mengenai tenaga kerja

adalah UU no.14 tahun 1969. Berikut ini dikemukakan beberapa pasal

penting, yakni:

� Pasal 3 : Tiap tenaga kerja berhak atas pekerjaan dan penghasilan yang

layak bagi kemanusiaan.

� Pasal 9 : Tiap tenaga kerja berhak mendapat perlindungan atas

keselamatan, kesehatan, kesusilaan, moral kerja serta perlakuan

yang sesuai dengan martabat manusia.

� Pasal 10 : Pemerintah membina perlindungan kerja yang mencakup:

- Norma-norma keselamatan kerja (UU no. 1 tahun 1979)

- Norma-norma kesehatan dan hygiene perusahaan (UU no.12

tahun 1948).

- Norma-norma kerja (KUH Perdata, BK. III Bab 7a, dll)

- Pemberian ganti rugi, perawatan, dan rehabilitasi dalam hal

kecelakaan kerja (UU no.33 tahun 1947).

Undang-undang yang menyangkut tujuan keselamatan kerja adalah Undang-

undang no. 1 tahun 1970 yang isinya adalah:

- Melindungi tenaga kerja atas hak keselamatannya dalam melakukan pekerjaan

demi kesejahteraan hidup dan meningkatkan produksi serta produktifitas

nasional.

- Menjamin keselamatan setiap orang yang berada di tempat kerja.



TEKNIK KIMIA ’01


- Memelihara sumber produksi dan menggunakannya secara aman dan efisien.

10.3 Bahan - bahan Berbahaya dan Pencegahannya

Bahan-bahan berbahaya adalah bahan yang selama pembuatan,

pengolahan, pengangkutan, penyimpanan, dan penggunaannya dapat

mengeluarkan gas, debu, radiasi, dan bentuk lainnya yang dapat menimbulkan

iritasi, radiasi, kebutaan, ledakan, korosi, keracunan, dan bahaya-bahaya lain yang

dalam jumlah tertentu dapat menyebabkan kerusakan pada alat.

Bahan/alat berbahaya (hazardous) yang harus diperhatikan adalah:

1. Bahan yang bersifat mudah terbakar (flammable) dan dapat meledak

(explosive).

2. Bahan yang bersifat beracun yang membahayakan kesehatan.

3. Alat-alat bergerak (mekanik) yang dapat membahayakan keselamatan kerja.

Dalam pra-rancangan pabrik Linear Alkylbenzene Sulfonic Acid ini, bahan-

bahan yang digunakan maupun dihasilkan, antara lain:

Bahan Sifat Gangguan

Paraffin (C12-C14)

- irritant

- mudah terbakar

- pernafasan

- iritasi kulit

- iritasi mata

Benzene

- racun

- irritant

- mudah terbakar

- pernafasan

- iritasi kulit

- iritasi mata



TEKNIK KIMIA ’01


- volatile

- karsinogenik

SO3

- racun

- irritant

- pernafasan

- iritasi kulit

- iritasi mata

H2 - mudah terbakar

(gas)

- pernafasan

- dingin

LAB

- racun

- irritant

- pernafasan

- iritasi kulit

- iritasi mata

Heavy Alkylate

- racun

- irritant

- pernafasan

- iritasi kulit

- iritasi mata

HLAS

- racun

- irritant

- asam

- pernafasan

- iritasi kulit

- iritasi mata

10.4 KARAKTERISTIK BAHAN K IMIA

10.4.1 Karakteristik n-Paraffin

Sifat fisik dan kimia :

○ Wujud, warna dan bau : cair, bening, bau ringan

○ Kelarutan dalam air : tidak larut



TEKNIK KIMIA ’01


Data bahaya ledakan dan kebakaran :

○ Titik nyala : 72 °C

○ Media untuk memadamkan : foam, ABC-fire extinguisher

Belum ada data yang menunjukkan bahwa bahan ini dapat mempunyai

efek yang kronis bagi kesehatan tubuh. Iritasi pada kulit dapat terjadi pada kontak

yang lama atau sering dan berulang-ulang. Bahan ini juga dapat menimbulkan

iritasi pada mata. Uap bahan yang terhirup dapat menimbulkan gejala keracunan

seperti pusing dan sesak nafas.

Bentuk-bentuk pencegahan bahaya dan proteksi personal :

• Mata: cuci segera mungkin bila terkena mata dan konsultasikan dengan

dokter bila perlu.

• Kulit: cuci dengan air yang banyak dan sabun, lepaskan/ganti pakaian

yang terkena bahan. Hindari kontak yang lama dan sering dengan bahan,

gunakan apron bila perlu.

• Pernapasan: hindari pengabutan atau pengasapan bahan dan pastikan

terdapat ventilasi udara yang cukup dalam ruangan bila hal tersebut

terjadi..

• Mulut dan tenggorokan: yaitu sangat berbahaya bila tertelan karena dapat

menyebabkan gangguan kesehatan dalam jangka waktu lama..

• Penyimpanan: hindari kontak langsung dengan matahari dalam jangka

waktu yang lama. Hindari dari bahan-bahan yang mudah teroksidasi.

Simpan di tempat yang anti membeku.



TEKNIK KIMIA ’01


10.4.2 Karakteristik Benzene


○ Wujud, warna dan bau : gas cair, bening dan berbau khas.

○ Kelarutan dalam air : 0,18 g/100 ml pada 25°C


○ Titik nyala : -11 0C

○ Auto-ignition temperature : 498°C

○ Media untuk memadamkan : Powder, AFFF, foam, karbon

dioksida.

Benzene digolongkan sebagai senyawa yang memiliki tingkat bahaya

yang tinggi bagi kesehatan dan karena sangat berbahaya bagi organ-organ tubuh.

Bahaya kesehatan yang ditimbulkan antara lain pada :

• Mata: yaitu berbahaya bila mengenai mata karena dapat menyebabkan

iritasi dan perih.

• Kulit: yaitu sangat berbahaya bila mengenai kulit karena dapat

menyebabkan kult kering, kemerahan dan perih. Bahan ini juga

kemungkinan dapat masuk/terserap kedalam kulit

• Pernapasan: yaitu sangat berbahaya bila terhirup karena dapat

menyebabkan susah bernafas, pusing, sakit kepala, mengantuk/lemas

sampai pingsan.

• Pencernaan: yaitu sangat berbahaya bila tertelan karena beracun,

menyebabkan muntah-muntah dan sakit tenggorokan.



TEKNIK KIMIA ’01


Upaya pencegahan yang dilakukan sebagai berikut:

• Tidak makan-minum, merokok atau membawa benda lain yang dapat

memicu percikan api selama bekerja.

• Pastikan terdapat ventilasi udara yang cukup

• Hindari semua kontak dengan anggota tubuh, menggunakan sarung

tangan, kaca mata dan pakaian pelindung bila perlu.

• Penyimpanan ditempat anti api. Jauh dari bahan-bahan oksidan, halogen

dan makanan.

10.4.3 Karakteristik SO3

Sifat fisik dan kimia

o Bentuk, warna, bau : cair, tidak berwarna, sulfur

o Titik didih : 45 0C


o Titik nyala : 85 0C

o Media untuk memadamkan : water spray (semprotan air)

SO3 digolongkan sebagai senyawa yang memiliki tingkat bahaya yang

sedang bagi kesehatan. Bahaya kesehatan yang ditimbulkan antara lain pada :

• Mata: bila terjadi kontak dapat menyebabkan iritasi.

• Kulit: dapat menyebabkan iritasi ditandai dengan kemerahan pada kulit.

• Pernapasan dan pencernaan: tingkat bahaya ringan bila terhirup atau

tertelan



TEKNIK KIMIA ’01


Upaya pencegahan dan penanggulangan dilakukan sebagai berikut :

• Menggunakan skin protection untuk mencegah iritasi pada kulit.

• Menghindari kontak dengan mata

10.4.4 Karakteristik Hidrogen


○ Wujud, warna dan bau : gas, tidak berwarna, tidak berbau

○ Kelarutan dalam air : dapat larut

○ Titik didih : -253°C


○ Titik nyala : gas yang mudah terbakar

○ Media pemadam : air semprot (spray water), karbon

dioksida.

Hidrogen merupakan salah satu gas yang paling ringan namun juga paling

mudah terbakar. Hidrogen bercampur baik diudara dan campuran ini dapat

dengan mudah meledak. Konsentrasi hidrogen diudara dapat bertambah dengan

cepat dan tidak ada peringatan dari baunya bila kandungannya sudah berbahaya.

Kandungan yang berlebihan diudara dapat menyebabkan defisiensi oksigen

sehingga bisa menyebabkan resiko hilang kesadaran bahkan kematian. Kontak

dengan kulit dapat menyebabkan pembekuan yang serius.

Upaya pencegahan dan penanggulangan dilakukan sebagai berikut :

• Menggunakan pelindung mata.



TEKNIK KIMIA ’01


• Menggunakan sarung tangan tahan dingin.

• Menghindari penggunaan alat yang bisa menimbulkan percikan api dan

dilarang merokok diarea proses.

• Bila terjadi kebakaran yang tidak membahayakan sekitarnya, dibiarkan

sampai terbakar habis. Pada kasus lain dipadamkan dengan air semprot

atau karbon dioksida.

• Jika terhirup segera mencari udara segar dan istirahat. Pada kasus

tertentu mungkin dibutuhkan bantuan pernapasan dan oksigen

tambahan.

• Memakai alat detektor oksigen untuk memeriksa kandungan udara.

10.4.5 Karakteristik Linear Alkylbenzene






○ Media untuk memadamkan : foam, ABC-fire extinguisher, air

Linear Alkylbenzene digolongkan sebagai senyawa yang memiliki tingkat

bahaya sedang bagi kesehatan.

Upaya pencegahan dan penanggulangan:


dokter bila perlu.



TEKNIK KIMIA ’01


• Kulit: cuci dengan air yang banyak.

• Mulut dan tenggorokan: Melarang makan dan minum saat bekerja



10.4.6 Karakteristik Heavy Alkylate






○ Media untuk memadamkan : foam, ABC-fire extinguisher, air

Bahan ini dapat menimbulkan iritasi pada mata. Kemungkinan dapat

menyerang pusat sistem saraf. Bisa menyebabkan pusing bila terhirup. Kontak

dengan kulit menyebabkan kulit kering. Bereaksi dengan bahan oksidan kuat,

menyebabkan kebakaran dan ledakan. Bila tertelan dapat masuk ke paru-paru

menyebabkan kerusakan organ.



dokter bila perlu.

• Kulit: cuci dengan air yang banyak.






TEKNIK KIMIA ’01


10.4.7 Karakteristik Linear Alkylbenzene Sulfonic Acid


○ Wujud, warna dan bau : cair, kecoklatan, bau ringan

○ Kelarutan dalam air : larut sebagian


Linear Alkylbenzene Sulfonic Acid adalah bahan ynag masih bersifat

asam. Kontak yang terlalu lama dengan kulit dapat menyebabkan iritasi tinggi dan

begitu pula dengan mata. Bahan ini cukup sulit untuk terbakar. Dapat

menyebabkan efek serius bila tertelan.


• Mata: cuci segera mungkin bila terkena mata.

• Kulit: menghindar dari kontak yang terlalu lama


Mengingat semua bahan baku yang dipergunakan dan produk yang

dihasilkan mempunyai potensi negatif seperti tersebut diatas maka tindakan

pengamanan yang harus dilakukan adalah:

1. Pemasangan lambang atau simbol yang digunakan sebagai label

peringatan terhadap setiap jenis bahan kimia yang digunakan.

2. Tempat penyimpanan dalam ruangan tertutup dan pengadaan ventilasi.

3. Menyediakan masker, pelindung tubuh, sarung tangan, pelindung kepala

(helmet), safety boots dan pelindung mata.

4. Penyediaan training sebelum mulai kerja dan membuat prosedur standar

operasi yang harus dipatuhi oleh seluruh operator.



TEKNIK KIMIA ’01


5. Bila tercecer, gunakan kertas absorban untuk menyerapnya.

6. Kertas absorban dan pakaian yang terkontaminasi bahan-bahan beracun

tersebut diisolasi dengan plastik kedap udara.

7. Permukaan (lantai, pakaian, dll) yang terkontaminasi dicuci dengan 60 s.d.

70 % etanol, kemudian dicuci dengan sabun dan air.

8. Bila terjadi kontak dengan mata, bagi yang memakai lensa kontak, lensa

tersebut harus dilepas, dan mata dibilas dengan air selama 20-30 menit.

Kemudian segera periksa ke dokter.

9. Bila terkena kulit, siram kulit yang terkena bahan beracun tersebut dengan

air, lalu dicuci dengan sabun. Bila terjadi iritasi, periksalah ke dokter.

Selain tindakan preventif untuk menghadapi bahaya bahan-bahan beracun

tersebut diatas, para operator pabrik juga perlu dilengkapi dengan pelindung

telinga (safety ear), untuk melindungi telinga dari suara-suara bising dari

peralatan pabrik.

� Untuk menghindari adanya kebakaran akibat arus listrik diperhatikan

hal-hal sebagai berikut:

� Untuk mencegah terjadinya kebakaran, maka disediakan beberapa

peralatan pemadam kebakaran seperti fire box & fire hydrant dalam

ruangan, serta unit pemadam kebakaran.

� Menggunakan isolasi pada jaringan listrik.

� Menggunakan alat penangkal petir untuk peralatan tinggi.

� Pengawasan terhadap kabel terpasang.

� Pemasangan instalasi listrik tidak menghalangi kerja.



TEKNIK KIMIA ’01


� Untuk menghindari bahaya yang ditimbulkan oleh alat produksi,

beberapa hal yang harus diperhatikan antara lain:

� Pemakaian alat proses yang tidak melebihi kapasitas.

� Mengadakan pemeriksaan dan perawatan alat produksi secara berkala.

� Mempekerjakan operator-operator terlatih.

� Membuat sistem pengendalian kontrol secara manual dan otomatis

pada setiap unit, sehingga memudahkan pengendalian apabila terjadi

bahaya.

� Bahaya yang ditimbulkan manusia

Dari penelitian terhadap kecelakaan-kecelakaan yang terjadi, ternyata faktor

manusia sebagai penyebab terjadinya kecelakaan sangat besar, dimana hal

tersebut diakibatkan oleh kelalaian dalam mematuhi peraturan keselamatan

kerja, seperti:

� Kegiatan yang menyimpang dari peraturan.

� Tidak memanfaatkan alat keselamatan kerja.

� Penggunaan alat yang tidak tepat.

Sehingga untuk mengantisipasi hal-hal di atas maka hendaknya manajemen

pabrik melakukan tindakan sebagai berikut:

� Mengadakan training atau pelatihan mengenai sifat dan bahaya yang

terdapat dalam pabrik.

� Menggunakan alat pelindung dalam lokasi pabrik.

� Memasang label atau simbol bahaya untuk memudahkan pengenalan

bahaya-bahaya dari bahan kimia.



TEKNIK KIMIA ’01


� Bahaya yang ditimbulkan oleh alam

Bahaya yang ditimbulkan oleh alam antara lain banjir, gempa, angin ribut,

atau petir. Untuk mencegah terjadinya bahaya yang disebabkan oleh alam,

beberapa hal yang perlu dilakukan antara lain:

� Mendirikan pabrik dengan pondasi yang kuat.

� Memasang penangkal petir pada bangunan dan alat proses yang

tinggi.

� Memasang alarm pemberitahuan yang bekerja secara otomatis apabila

terjadi bencana alam.

� Mendirikan pabrik pada lokasi dimana dapat dihindari bahaya-bahaya

seperti banjir dan gempa bumi.

� Menyediakan daerah aman dalam lokasi pabrik.

10.5 Pengaturan Lingkungan Pabrik

Penataan lingkungan pabrik juga menjadi faktor penting yang

berpengaruh terhadap keselamatan kerja, sehingga perlu juga mendapat perhatian

khusus.

1. Lingkungan fisik

Mesin peralatan kerja dan bahan produksi:

� Pengaturan letak mesin dan alat yang sedemikian rupa sehingga

pekerja dapat melakukan pekerjaan dengan leluasa dan aman.

� Perencanaan mesin dan perlatan pabrik dengan memperhatikan segi

keamanan.



TEKNIK KIMIA ’01


� Mutu bahan dan peralatan yang dibeli terjamin kualitasnya.

2. Lingkungan kerja

� Penempatan mesin yang teratur sehingga jarak antar mesin cukup

lebar.

� Penempatan bahan atau sampah tak terpakai pada tempatnya.

� Halaman pabrik yang bersih.

� Penerangan yang cukup pada lingkungan pabrik.

� Pemasangan sistem alarm dan tanda bahaya seperti fire detector dan

instrumennya.

� Lingkungan pabrik yang dilengkapi dengan ventilasi udara yang

cukup dan diberi kipas penghisap (exhaust) untuk menjaga sirkulasi

udara.

� Mengumandangkan safety talk atau peringatan kembali tentang

pengaturan-pengaturan keselamatan kerja pada waktu-waktu tertentu

BAB XI

NERACA EKONOMI

11.1 DASAR ANALISA

Analisa ekonomi dalam pra-rancangan pabrik adalah untuk memperoleh

tentang kelayakan penanaman modal dalam kegiatan industri. Dengan meninjau

kebutuhan dari modal investasi, besarnya laba yang diperoleh, lamanya

pengembalian modal investasi dan terjadi titik impas (Break Even Point)

terhadap kapasitas produksi. Sehingga layak untuk mendirikan pabrik.

Perkiraan harga dapat dihitung berdasarkan kapasitas produksi, jenis bahan

dan harga peralatan produksi maupun penunjang. Perkiraan harga peralatan

diambil berdasarkan indeks harga dari Marshall & Swift. Indeks harga pada tahun

2003 dan 2007 berturut-turut adalah 1117,4 dan 1160,55

Pada analisa ekonomi pra-rancangan pabrik ini digunakan beberapa

asumsi, yaitu :

○ Pembangunan fisik pabrik akan dilaksanakan pada awal tahun 2007

dengan masa konstruksi dan instalasi selama 1 tahun, sehingga pabrik

mulai beroperasi pada awal tahun 2008.

○ Jumlah hari kerja pabrik adalah 330 hari dalam setahun.


INSTITUT TEKNOLOGI INDONESIA DUDDY &DEDY

TEKNIK KIMIA ’01

NERACA EKONOMI XI−2

○ Shut down dilaksanakan selama 30 hari setiap tahun untuk perawatan dan

perbaikan alat-alat pabrik secara menyeluruh.

○ Proses yang dijalankan secara kontinu.

○ Umur ekonomis pabrik 10 tahun.

○ Modal kerja diperhitungkan selama 3 bulan.

○ Asumsi nilai tukar rupiah terhadap mata uang dolar adalah stabil pada

tahun 2007, yaitu 1 US $ = Rp 10.000,00 dengan inflasi sebesar 10 %.

○ Terjadi kenaikan harga produk dan bahan baku sebesar 5 %.

○ Tingkat suku bunga bank adalah sebesar 20 %.

○ Salvage value (nilai rongsokan) sebesar 10 % dari DFCI (tanpa tanah)..

○ Terjadi kenaikan gaji pegawai sebesar 10 % per dua tahun.

11.2 TOTAL MODAL INVESTASI (TCI)

Total Capital Investment (TCI) atau Total Modal Investasi adalah jumlah modal

investasi tetap (F11ed Capital Investment/FCI) dan modal kerja (Working Capital

Investment/WCI) yang diinvestasikan untuk mendirikan dan menjalankan pabrik.

TCI = FCI + WCI

Perhitungan Total Modal Investasi dapat dilihat pada lampiran E yang

terdiri dari :

○ Investasi modal tetap (FCI) = Rp. 305.257.820.000

○ Investasi modal kerja (WCI) = Rp. 122.637.050.000

○ Investasi modal total (TCI) = Rp. 427.894.870.000



TEKNIK KIMIA ’01


11.2.1 Modal Investasi Tetap (FCI)

F11ed Capital Investment (FCI) adalah modal yang diperlukan untuk membeli

peralatan yang dibutuhkan untuk proses operasi, FCI dibagi 2 yaitu :

a. Modal Investasi Tetap Langsung (Direct F11ed Capital Investment, DFCI)

DFCI merupakan barang-barang modal investasi tetap yang semuanya

mempunyai umur lebih dari 1 tahun, oleh karena itu mengalami penyusutan

nilai tersebut, maka timbul biaya yang diperhitungkan setiap tahunnya, sesuai

dengan presentase nilainya. Modal Investasi Tetap Langsung meliputi :

○ Peralatan utama dan penunjang.

○ Instalasi peralatan.

○ Sistem perpipaan.

○ perlengkapan keselamatan kerja

○ Distributed Control System & instrumentasi terpasang

○ Instalasi listrik terpasang.

○ Bangunan dan tanah (termasuk perluasan).

○ Fasilitas dan prasarana.

b. Modal Investasi Tetap Tak Langsung ( Indirect Fixed Capital Invesment,

IFCI)

IFCI merupakan modal investasi yang tidak diwujudkan langsung sebagai

barang-barang investasi, tetapi merupakan modal yang dipergunakan untuk

sarana pengadaan modal tetap, yang terdiri dari :

○ Kerekayasaaan dan pengawasan.

○ Biaya kontraktor dan konstruksi.

○ Biaya pra investasi (survei, feasibility study, dan perizinan)



TEKNIK KIMIA ’01


○ Bunga pinjaman selama masa konstruksi.

○ Produksi percobaan.

11.2.2 Investasi Modal Kerja (WCI)

Modal kerja atau Working Capital Investment (WCI) adalah modal yang

digunakan untuk membiayai seluruh kegiatan perusahaan dari awal produksi

(disebut produksi komersial) sampai dengan terkumpulnya hasil penjualan dan

cukup untuk memenuhi kebutuhan perputaran biaya operasional sehari-hari.

Modal kerja terdiri dari :

○ Pembelian bahan baku.

○ Biaya Bahan Penunjang (solar dan listrik)

○ Utilitas.

○ Pembayaran gaji karyawan.

○ Quality Control.

○ Biaya pemeliharaan dan perbaikan.

○ Biaya penjualan dan distribusi.

11.2.3 Komposisi permodalan

○ Modal sendiri : Rp. 262.294.870.000

○ Pinjaman bank : Rp. 165.594.540.000

○ Suku bunga pinjaman : 20 %

○ Jangka waktu pinjaman : 5 tahun (termasuk grace period)

○ Grace periode : 1 tahun (selama pembangunan pabrik)



TEKNIK KIMIA ’01


Pembayaran bunga pinjaman pertama dimasukkan dalam investasi modal

tetap tidak langsung, sedangkan untuk bunga pinjaman selanjutnya

diperhitungkan dalam biaya produksi (setelah masa konstruksi selesai dan pabrik

berproduksi secara komersial). Pembayaran angsuran pertama dimulai pada akhir

tahun pertama setelah pabrik berproduksi komersial.

11.3 TOTAL BIAYA PRODUKSI (TPC)

Biaya Produksi Total atau Total Production Cost (TPC) terdiri dari dua bagian :

a. Manufacturing cost atau biaya yang diperlukan untuk membuat suatu produk,

meliputi :

1. Direct cost, merupakan biaya yang langsung dikeluarkan untuk operasi

pabrik, antara lain :

○ Biaya bahan baku.

○ Biaya sarana penunjang.

○ Gaji karyawan.

○ Pemeliharaan dan perbaikan.

○ Biaya royalti dan paten.

○ Biaya laboratorium.

2. Plant overhead cost, antara lain :

○ Pelayanan rumah sakit dan pengobatan.

○ Pemeliharaan pabrik secara umum.

○ Keamanan.

○ Salvage value

○ Biaya pengemasan.



TEKNIK KIMIA ’01


3. Fixed cost, adalah biaya yang konstan dari tahun ke tahun dan tidak

berubah dengan adanya perubahan kapasitas produksi, antara lain :

○ Depresiasi.

○ Pajak.

○ Biaya asuransi.

b. General expenses, yaitu biaya yang dikeluarkan untuk menunjang

beroperasinya suatu pabrik, meliputi :

1. Biaya administrasi.

2. Biaya distribusi dan pemasaran.

3. Bunga bank.

Perhitungan dilakukan dari tahun ke tahun berdasarkan kapasitas

produksi. Kapasitas produksi ditingkatkan secara bertahap mulai dari 70%

kapasitas terpasang pada tahun pertama, 100% kapasitas terpasang

(kapasitas penuh) pada tahun kedua dan tahun ketiga serta seterusnya pada

tahun kesepuluh.

11.4 HASIL ANALISA

11.4.1 Break Even Point (BEP)

Break Even Point (BRP) atau titik impas adalah tingkat kapasitas produksi,

dimana total penjualan produk sama dengan nilai total biaya yang dikeluarkan

perusahaan untuk menghasilkan produk tersebut, dalam kurun waktu satu tahun..

Dari hasil analisa didapat BEP pada tahun ke-1, 3 dan 6 adalah masing-masing

32,5%, 26% dan 13% (Lampiran E).



TEKNIK KIMIA ’01


11.4.2 Laba Rugi

Perhitungan laba rugi (Lampiran E) akan memberikan gambaran tentang

kemampuan untuk mengembalikan modal investasi serta besarnya pajak

perseroan. Laba yang diperoleh sangat tergantung pada penerimaan dan

pengeluaran ongkos pabrik. Besarnya pajak penghasilan perseroan yang harus

dibayar sesuai dengan besarnya laba kotor yang diperoleh dan dihitung

berdasarkan undang-undang pajak penghasilan (PPh) yang berlaku ( lampiran E).

11.4.3. Internal Rate of Return (IRR)

Analisa IRR adalah salah satu indikator untuk menilai kelayakan pelaksanaan

pendirian suatu pabrik. IRR adalah tingkat bunga pinjaman investasi (rate of

interest) dalam persen pada Net Present Value (NPV) = 0, dalam kurun waktu

umur teknis mesin dan peralatan, atau kurun waktu pengembalian modal yang

diharapkan lebih cepat dari umur teknis. IRR dihitung dengan cara mencari suku

bunga yang memberikan net present value (NPV) dari cash flow sama dengan

total investasi. Jika harga IRR lebih besar dari suku bunga deposito di bank, maka

penanaman modal dalam usaha ini layak dilakukan, dan jika sebaliknya berarti

penanaman modal tidak layak dilakukan, dengan kata lain akan lebih

menguntungkan jika modal tersebut ditanamkan dalam bentuk deposito di bank.

Dari hasil analisa yang dilakukan, didapatkan nilai IRR sebesar 37,49 %,

hal ini berarti dengan asumsi bahwa bunga bank berjalan sebesar 20 % /tahun,

maka pabrik ini layak (feasible) untuk didirikan.



TEKNIK KIMIA ’01


11.4.4. Minimum Payback Period (MPP)

Minimum Payback Period (MPP) adalah jangka waktu minimum pengembalian

modal investasi. Pengembalian berdasarkan laba bersih ditambah biaya

penyusutan (depresiasi) yang biasa disebut dengan Net Cash Flow (NCF).

Perhitungan MPP dapat dilakukan dengan cara menjumlah laba bersih dan

penyusutan tiap tahun sampai diperoleh jumlah yang sama dengan jumlah

investasi modal tetap. Berdasarkan hasil analisa didapatkan nilai MPP selama

4 tahun 5 bulan 29 hari.

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

A.1 KAPASITAS PRODUKSI

• Kapasitas produksi Linear AlkylBenzene Sulfonate (HLAS) dalam ton/tahun:

Kapasitas produksi = 60.000 ton/tahun

• Kapasitas produksi (HLAS) dalam kg/jam :

Shut down dilakukan 1 kali setiap 1 tahun selama 30 hari.

Sehingga waktu operasi dalam 1 tahun = ( 360 - 30 )hari = 330 hari

Kapasitas produksi = 60.000 ton/tahun x jam24

hari1

hari330

tahun1

ton1

kg1.000××

Kapasitas produksi = 7.575,76 kg/jam

• Kemurnian Produk : HLAS = 97,60 % minimum

LAB = 0,90 % maximum

H2O = 0,5 % Maximum

H2SO4 = 1 % Maximum

• Bahan baku yang digunakan adalah normal-paraffin (linear paraffin)

Tipikal specs n-paraffin yang diinginkan adalah:

- Dengan kandungan rantai C10-C13 (rantai dianggap rata-rata C12)

C12H26 ( n-Dodecane) : 93%

- Kandungan rantai C14H30 (n-Tetradecane) : < max 7%

• Total kebutuhan n-paraffin = 20785,68 kg/jam

- C12H26 (n-Dodecane) = 93% x 20785,68 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01

PERHITUNGAN NERACA MASSA A−2

= 19330,68 kg/jam

- C14H30 (n-Tetradecane) = 7% x 20785.68 kg/jam

= 1455,00 kg/jam

Tabel A.1 Data Berat Molekul

Komponen BM (kg/kmol)

C12H26 (n-Dodecane) 170

C14H30 (n- Tetradecene) 198

C12H24 (1-dodecene) 168

1-Tetradecene (olefin C14) 196

H2 2

LAB 246

Benzen 78

SO3 80

A.2 Dehidrogenasi

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi pemutus ikatan rangkap dari

n-parafin menjadi mono-olefin dengan bantuan katalis

Kondisi operasi : 140 oC ; 1 atm

Jumlah : 1 buah

Gambar A.1 Reaktor dehidrogenasi (R-01)

Raw material Aliran 5

Aliran 6



TEKNIK KIMIA ’01


• Reaksi

Reaksi pemutus ikatan rangkap dari n-parafin menjadi mono-olefin

1. pemutus ikatan rangkap dari n-dodecane (C12H26) menjadi 1-dodecene

(C12 H24) mengikuti reaksi (1) :

C12H26 C12 H24 + H2 (1) n-dodecane 1-dodecene hidrogen

hasil dehidrogenasi yang diinginkan adalah campuran paraffin-olefin

dengan perbandingan massa 80% : 20%

Konversi 1-dodecene (olefin C12) = 20 %

o Masa C12H26 (n-Dodecane) = 19330,68 kg/jam

o BM C12H26 (n-Dodecane) = 170 kmol/kg

o Mol C12H26 (n-Dodecane) mula-mula = masa / BM

= 113,71 kmol/jam

• Rx 1

C12H26 C12 H24 + H2

m 113,71 - -

rx X X X

sisa 113,71 – X X X

o BM 1-dodecene = 168 kmol/kg

o Mol n-dodecane bereaksi (X) = (113,71 – X ) x 170 = 8

168 X 2

X = 22,96 kmol

o Mol n-dodecane sisa = 113.71 – X

= (113,71 – 22,96 ) kmol

= 90,75 kmol

o Masa n-dodecane sisa = 90,75 x 170

= 15427.81 kg/jam

o Mol 1-dodecene (olefin C12) yang terbentuk = X



TEKNIK KIMIA ’01


= 22,96 kmol

o Masa 1-dodecene (olefin C12) yang terbentuk = 22,96 x 168

= 3856.95 kg

Reaksi yang terjadi :

C12H26 C12 H24 + H2

Awal : 113,71 -

Reaksi : 22,96 22,96 22,96 (kmol)

Sisa 90,75 22,96 22,96 (kmol)

2. pemutus ikatan rangkap dari n-Tetradecane menjadi 1-Tetradecene

mengikuti reaksi (2) :

C14H30 C14 H38 + H2 (2) n-Tetradecane 1-Tetradecene hidrogen

Konversi 1-Tetradecene (olefin C14) = 20 %

o Masa C14H30 (n- Tetradecene) = 1455,00 kg/jam

o BM C14H30 (n- Tetradecene) = 198 kmol/kg

o Mol C14H30 (n- Tetradecene) mula-mula = masa / BM

= 7,35 kmol/jam

• Rx 2

C14H30 C14 H28 + H2

m 7,35 - -

rx X X X

sisa 7,35 – X X X

o Masa C12H26 (n-Dodecane) sisa = 90,75 mol x 168 kmol/kg

= 15.427,81 kg/jam

o Masa C14H30 (n- Tetradecene) sisa (X) = (7/93) x 15.427,81

= 1.161,233 kg/jam

o Mol C14H30 (n- Tetradecene) sisa (X) = masa / BM

= 5,86 kmol/jam

o Mol C14H30 (n- Tetradecene) bereaksi = (7,35 – 5,86 ) kmol



TEKNIK KIMIA ’01


= 1,48 kmol

o Mol 1-Tetradecene (olefin C14) terbentuk = 1,48 kmol

o Masa 1-Tetradecene (olefin C14) terbentuk = 1,48 x 196 kmol

= 290,80 kg


C14H30 C14 H28 + H2

m 7,35 - -

rx 1,48 1,48 1,48

sisa 5,86 1,48 1,48

Sebelum H2 terbentuk dari reaksi dehidogenasi adanya penambahan H2

pada saat start up berfungsi untuk media dan menambah tekanan dalam reaktor,

selanjutnya H2 start up akan tergantikan oleh H2 yang di recyle dan sebagian

Hasil dari dehidrogenasi itu sendiri dipisahkan melalui separator 1 (S-01).

sedangkan perbandingan mol H2 : parrafin adalah = 2 : 1

o H2 reaksi 1 227,42 : 113,71

o H2 reaksi 2 14,70 : 7,35

o maka mol total H2 yang dibutuhkan = (227,42 + 14.70) kmol

= 242,12 kmol

= 484,23 kg/jam

o masa H2 pada saat start up = masa H2 yang dibutuhkan

= 484,23 kg/jam

o Massa H2 hasil reaksi 1 = 22,96 x 2

= 45,92 kg/jam

o masa H2 hasil reaksi 2 = 1,48 x 2

= 2,97 kg/jam

o Total masa H2 hasil dari reaksi = masa H2 yang terbentuk

= H2 rx1 + H2 rx2

= (45,92 + 2,97) kg

= 48,88 kg

o Total masa H2 = H2 rx + H2 yang dibutuhkan



TEKNIK KIMIA ’01


= (48,88 + 484,23) kg

= 533,12 kg /jam

o Massa H2 yang direcycle = Total masa H2 – masa hasil reaksi

= (533,12 – 48,88 ) kg/jam

= 484,23 kg/jam

o Masa H2 ketengki penyimpanan = masa hasil reaksi

= 48,88 kg/jam

• Aliran 4

o Massa n-parafin = Masa n-Dodecane + Masa n-Tetradecene

= 19.330,68 + 1.455,00 kg

= 20785,68 kg/jam

• Aliran 13

o Massa H2 yang direcycle = Masa H2 recycle

= 484,23 kg/jam

• Aliran 5 = aliran 4 + aliran 13

o Masa C12H26 (n-dodecane) sisa = 90,75 x 170

= 15427.81 kg/jam


= 3856.95 kg/jam

o Masa C14H30 (n- Tetradecene) sisa = (7/93) x 15.427,81

= 1.161,233 kg/jam


= 290.80 kg

o Masa H2 recycle = 484,23 kg



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel A.2 Neraca massa reaktor (R-01)



n-Dodecane 19.330,68 15.427,81

n-Tetradecene 1.455,00 1.161,233

1-dodecene (olefin C12) 3.856,95

1-Tetradecene (olefin C14) 290,80

H2 484,23 533,12

Total 21.269,91 21.269,91

A.3. SEPARATOR (S-01)

Fungsi : Memisahkan n-parafin dan mono-olefin dari gas H2.

Kondisi operasi : 35oC ; 1 atm

Jumlah : 1 buah

Gambar A.2. Separator (S-01)

Dari Simulation Chemical engineering Sofware (Hysy) pada shu 35 oC

tekanan 1 atm, Kemurnian produk H2 (aliran 9) adalah sebesar 100 % teruapkan.

Masa masuk separator 1 adalah masa hasil dari reaktor dehidrogenasi (R-01)

• Aliran 8 ( aliran masuk)

Aliran 8 = Aliran 7 = Aliran 6

o Massa n-Dodecane = 15.427,81 kg

o Massa n-Tetradecene = 1.161,233 kg

o Massa 1-dodecene (olefin C12) = 3.856,95 kg

Aliran 8

Aliran 9

Aliran 14



TEKNIK KIMIA ’01


o Massa 1-Tetradecene (olefin C14) = 290,80 kg

o Massa H2 = 533,12 kg

• Aliran 14 (aliran bawah)

o Massa n-Dodecane = 15.427.81 kg

o Massa n-Tetradecene = 1.161,233 kg

o Massa 1-dodecene (olefin C12) = 3.856,95 kg

o Massa 1-Tetradecene (olefin C14) = 290,80 kg

• Aliran 9 (aliran atas)

o Massa H2 = 533,12 kg

Tabel A.3 Neraca massa di Separator (S)



Massa n-Dodecane 15.427,81 15.427,81

Massa n-Tetradecene 1.161,233 1.161,233

Massa 1-dodecene (olefin C12) 3.856,95 3.856,95

Massa 1-Tetradecene (olefin C14) 290,80 290,80

Massa H2 533.12 533,12

Total 21.269,91 21.269,91

A.4 R-ALKYLASI (R-02)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi pembentukan Linear Alkyl

Benzen (LAB) hasil dari reaksi adisi antara olefin dengan benzen

Kondisi operasi : 140oC, 4 atm

Konversi : 100 % terhadap olefin

Jumlah : 1 buah



TEKNIK KIMIA ’01


Gambar A.3. Reaktor Alkylasi (R-02)

Umpan masuk benzen, olefin dan parafin dengan rasio benzen dan olefin 1 :

1 s/d 100 : 1. untuk perbandingan ini diambil rasio benzen : olefin = 3 : 1 rasio ini

diambil agar benzen sisa yang akan direcycle tidak terlalu besar sedangkan olefin

(C12H24) akan habis (tak berlebih) membentuk Linear Alkyl Benzen.

• Reaksi

Reaksi pembentukan Linear Alkyl Benzen (LAB)

1. Reaksi pembentukan LAB dari 1-dodecene (olefin C12H24)


C12H24 + C6H6 C12H25C6H5 (3)

1-dodecene

benzen LAB

o total mol olefin = Mol 1-dodecene + Mol 1-Tetradecene

= (22,96 + 1,48) kmol

= 24.44 kmol

Perbandingan molar benzene : olefin = 3 : 1

73,33 : 24,44

Aliran 17

Aliran 18



TEKNIK KIMIA ’01


o Mol 1-dodecene (olefin C12) mula-mula = 22,96 kmol

o Masa 1-dodecene (olefin C12) mula-mula = 22,96 x 168

= 3856.95 kg

o Mol LAB yang terbentuk = (1/1) x mol olefin C12

= (1/1) x 22,96 kmol

= 22,96 kmol

o Masa LAB yang terbentuk = 22,96 x 246

= 5647.68 kg/jam

o Mol Benzen mula-mula = Total kebutuhan bahan baku Benzen

= 73.33 kmol

o Masa Benzen mula-mula = 73.33 x 78

= 5719.36 kg

o Mol Benzen bereaksi = mol LAB terbentuk

= 22,96 kmol

o Masa Benzen bereaksi = 22,96 x 78

= 1790.73 kg

o Mol Benzen sisa = Benzen mula-mula - Benzen bereaksi

= (73.33 - 22,96) kmol

= 50.37 kmol

o Masa Benzen sisa = 50.37 kmol x 78 kg/kmol

= 3928.63 kg

Rx1 yang terjadi :

C12H24 + C6H6 C12H25C6H5

m 22,96 73.33 -

rx 22,96 22,96 22,96 kmol

sisa 0 50.37 22,96 kmol

2. Reaksi pembentukan Heavy Alkylat dari 1-Tetradecene (olefin C14H28)


C14H28 + C6H6 C14H29C6H5

1-Tetradecene benzen Heavy Alkylat



TEKNIK KIMIA ’01


o Mol 1-Tetradecene (olefin C14) mula-mula = 1,48 kmol

o Masa 1-Tetradecene (olefin C14) mula-mula = 1,48 x 196

= 290,80 kg

o Mol Heavy Alkylat terbentuk = (1/1) x mol olefin C14

= (1/1) x 1,48 kmol

= 1,48 kmol

o Masa Heavy Alkylat terbentuk= 1,48 x 274

= 406,52 kg/jam

o Mol Benzen mula-mula = Mol Benzen sisa rx1

= 50,37 kmol

o Masa Benzen mula-mula = 50,37 x 78

= 3928,63 kg

o Mol Benzen bereaksi = mol Heavy Alkylat terbentuk

= 1,48 kmol

o Masa Benzen bereaksi = 1,48 x 78

= 406.52 kg/jam

o Mol Benzen sisa = Benzen mula-mula - Benzen bereaksi

= (50.37 - 1,48) kmol

= 48,88 kmol

o Masa Benzen sisa = 48,88 kmol x 78 kg/kmol

= 3812,91kg

Rx2 yang terjadi :

C14H28 + C6H6 C14H29C6H5

m 1,48 50,37 -

rx 1,48 1,48 1,48

sisa 0 48,88 1,48



TEKNIK KIMIA ’01


• Aliran 17


= 15427.81 kg/jam


= 3856.95 kg/jam

o Masa C14H30 (n- Tetradecene) sisa = (7/93) x 15.427,81

= 1.161,233 kg/jam


= 290,80 kg

o Massa (C6H6) make up = Total kebutuhan bahan baku Benzen –

Benzen recycle

= (5719,36 – 3812,91) kg/jam

= 1.906,45 kg/jam

o Masa Benzen recycle = 3.812,91 kg/jam

• Aliran 18


= 5647.68 kg/jam

o Masa Benzen sisa = 3812,91kg


= 15427.81 kg/jam

o Masa C14H30 (n- Tetradecene) sisa = 1.161,233 kg/jam

o Masa Heavy Alkylat terbentuk = 1,48 x 274

= 406,52 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel A.4 Neraca massa di Reaktor Alkylasi (R-02)


Aliran 17 Aliran 18

Benzen make up 3.812,91

Benzen recycle 1.906,45



LAB 5.647,68

Heavy Alkylat 406,52

Total 26.456,15 26.456,15

A.5 STRIPPER (ST-01)

Fungsi : Untuk memisahkan produk benzen dari komponen LAB,

n-parafin (C12H26 (n-dodecane) sisa ,C14H30 (n- Tetradecene)

sisa) dan Heavy Alkylat berdasarkan fasa (cair-gas)

Kondisi operasi : 124.85 oC ; 1 atm

Jumlah : 1 buah

Gambar A.4. kolom Striper (ST-01)

Produk yang diinginkan adalah benzen dengan kemurnian 100 %, asumsi

ini dilihat dari perbedaan titik didih masing – masing komponen sangat jauh



TEKNIK KIMIA ’01


hanya benzen yang mempunyai titik didih paling rendah 80 oC komponen yang

lain diatas 215 oC, oleh karna itu benzen dengan pemanasan 225.98 oC akan

mudah teruapkan. Selain itu benzen akan di recycle kembali keunit Alkylasi

dimana benzen yang yang dibutuhkan harus sesui dengan spac bahan feed

alkylasi.

• Aliran 20 (Komponen masuk Striper-01)


= 5647,68 kg/jam



= 15.427,81 kg/jam



= 406,52 kg/jam

• Aliran 21 ( Produk Atas)


• Aliran 23 (Produk Bawah)


= 5647.68 kg/jam


= 15427.81 kg/jam



= 406,52 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel A.5 Neraca massa di STRIPPER (ST-01)



LAB 5647,68 5647,68

Benzen sisa 3812,91 3812,91



Heavy Alkylat 406,52 406,52

Total 26.456,15 26.456,15

A.6 STRIPER (ST-02)

Fungsi : Untuk memisahkan produk n-parafin (C12H26 (n-dodecane) sisa,

C14H30 (n- Tetradecene sisa) dari komponen LAB, dan Heavy

Alkylat berdasarkan fasa (cair-gas)


Jumlah : 1 buah


Produk yang diinginkan adalah n-parafin dengan kemurnian 100 %,

asumsi ini dilihat dari kebutuhan bahan baku yang di recycle harus sesuai dengan

spac bahan yang diinginkan yang akan dicampur kembali dengan n-parafin dari

tangki bahan baku sebelum masuk unit R-Dehidrogenasi. Selain itu n-parafin dari

perbedaan titik didih masing – masing komponen sangat jauh hanya n-parafin



TEKNIK KIMIA ’01


yang mempunyai titik didih paling rendah yaitu 216 oC sedagkan komponen yang

lain diatas 327 oC, oleh karna itu dengan pemanasan 328.96 oC n-parafin akan

mudah teruapkan..

Aliran 24 (Komponen masuk Striper-02)


= 5647.68 kg/jam


= 15427.81 kg/jam



= 406,52 kg/jam

• Aliran 25 ( Produk Atas yaitu : n-parafin)


= 15427.81 kg/jam




= 5647.68 kg/jam


= 406,52 kg/jam




LAB 5647,68 5647,68




Total 22.643,25 22.643,25



TEKNIK KIMIA ’01


A.7 STRIPPER (ST-03)

Fungsi : Untuk memisahkan produk komponen LAB dari Heavy

Alkylat berdasarkan fasa (cair-gas)


Jumlah : 1 buah


Produk yang diinginkan adalah LAB dengan kemurnian 100 %, asumsi ini

dilihat dari produk akhir yang dihasil mempunyai komposisi LAB: 96 %

minimum, H2O: 1 % Maximun dan H2SO4: 1,30 % Maximun. Jika LAB feed

masuk masih mempunyai komponen Heavy Alkylat akibatnya berdampak pada

produk akhir yang dihasilkan tidak bagus kualitasnya

• Aliran 29 (Komponen masuk Striper-03)


= 5647.68 kg/jam


= 406,52 kg/jam

• Aliran 32 ( Produk Atas yaitu : LAB)


= 5647.68 kg/jam



= 406,52 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01





LAB 5647,68 5647,68


Total 6.054,20 6.054,20

A.8 VAPORIZER ( V – 01 )

Fungsi : Menguapkan fasa bahan baku SO3 cair menjadi SO3

uap yang akan masuk ke reaktor.


Jumlah : 1 buah

Gambar A.7. Vaporizer (V-01)

Menurut Riegel perbandingan SO3 uap dengan LAB adalah dalam kmol

= 1.03 : 1 adalah = 23,65 : 22,96

Feed masuk Vaporizer adalah berasal dari tengki bahan baku dengan kebutuhan

SO3 adalah = 23,65 x BMSO3

= 23,65 x 80 kg/kmol

= 1891,74 kg/jam

feed masuk vaporizer sebesar 1891.74 kg/jam di uapkan semua menuju reaktor

Sulfonasi



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel A.8 Neraca massa di VAPORIZER (V – 01)


Aliran 41 Aliran 42

SO3 cair 1.891,74

SO3 uap 1.891,74

Total 1.891,74 1.891,74

A.9. PENGERING UDARA

Fungsi : Menyaring dan mengeringkan udara

Gambar A.8. Pengering udara (PU-01)

Menurut Riegel Perbandingan Volume Udara Kering dengan SO3 = 93 % : 7 %

Maka Udara masuk = 93/7 x SO3 uap

= 93/7 x 23,65

= 314,16 kmol

Massa Udara Kering = 314,16 x BM

= 314,16 x 29

= 9.110,77 kg/jam

Udara masuk pada suhu = 45 oC

Relatif humidity Rh = 0.60

Aliran 43

Aliran 45

PU



TEKNIK KIMIA ’01


Ya = 0.017b moisture/lb dry air

udara masuk = udara kering + (udara kering x Ya) kg udara basah /jam

Jadi udara basah masuk = 9.110,77 + ( 9110.77 x 0.017 )

= 9.265,65 kg udara basah/jam

Air yang hilang = udara basah masuk - Udara Kering

= 9.265,65 - 9.110,77

= 154,88 kg /jam

Tabel A.9 Neraca massa di Pengering Udara


Aliran 45 Aliran 43

Udara basah 9.265,65

Udara kering 9.110,77

Air yang hilang 154,88

Total 9.265,65 9.265,65

A.10 REAKTOR SULFONASI ( R – 03 )

Fungsi : Tempat terjadinya Menguapkan fasa bahan baku SO3 cair

menjadi SO3 uap yang akan masuk ke reaktor.


Jumlah : 1 buah

Gambar A.9. Reaktor Sulfonasi (R-03)

Aliran 44

Aliran 34

Aliran 35



TEKNIK KIMIA ’01


Menurut Riegel konversi pada R-Sulfonasi adalah = 99 %

• Reaksi

Reaksi pembentukan Linear Alkyl Benzene Sulphonate Acid (HLAS) dari LAB

dengan Sulfur Trioxide (C12H25.C6H4.SO3H) mengikuti reaksi (5) :

C6H5C12H25 + SO3 C12H25.C6H4.SO3H (5) LAB Sulfur Trioxide HLAS

o Masa LAB yang terbentuk berasal dai Striper (S-03) = 22,96 x 246

= 5647,68 kg/jam

o Mol LAB yang bereaksi = 99% x 22,96

= 22,68 kmol

o Masa LAB yang bereaksi = 22.68 kmol x 246 kg/kmol

= 5.579,41 kg

o Mol LAB yang sisa = Mol LAB mula-mula – Mol LAB bereaksi

= (22,96 – 22.68) kmol

= 0,28 kmol

o Masa LAB yang sisa = 0,28 kmol x BMLAB

= 0,28 kmol x 246

= 68,28 kmol

o Mol HLAS yang terbentuk = Mol LAB yang bereaksi

= 22,68 kmol

o Masa HLAS yang terbentuk = 22,68 x BMHLAS

= 22,68 x 326

= 7393.84

o Mol SO3 mula –mula = 1,03 x mol LAB mula – mula

= 1,03 x 22,96 kmol

= 23.65 kmol

o Masa SO3 mula –mula = 23,65 x BMSO3

= 23,65 x 80 kg/kmol

= 1891,74 kg/jam

o Mol SO3 yang bereaksi = Mol HLAS yang terbentuk

= 22,68 kmol

o Masa SO3 bereaksi = 22,68 x BMSO3



TEKNIK KIMIA ’01


= 22,68 kmol x 80 kg/kmol

= 1814.43 kg

o Masa SO3 sisa = Masal SO3 mula – Masa SO3 bereaksi

= (1891,74 – 1814.43) kg

= 77.30 kg

Maka reaksi yang terjadi :

C6H5C12H25 + SO3 C12H25.C6H4.SO3H

m 22,96 23.65 -

rx 22,68 22,68 22,68

sisa 0.28 0.97 22,68

Tabel A.10 Neraca massa di Reaktor Sulfonasi (R-03)



C6H5C12H25 5.647,68 68,28

SO3 1.891,74 77,30

Udara kering 9.110,77 9.110.77

C12H25.C6H4.SO3H 7.393,84

Total 16.650,19 16.650,19



TEKNIK KIMIA ’01


A.11 SEPARATOR (S - 02)

Fungsi : Memisahkan SO3 uap sebagian


Jumlah : 1 buah

Gambar A.10. Separator (S-02)

Dari Simulation Chemical engineering Sofware (Hysy) pada shu 45 oC tekanan 1

atm Kemurnian produk SO3 (aliran 36) adalah sebesar 20%

• Aliran 36

o Masa SO3 = Masal SO3 mula – Masa SO3 bereaksi

= (1891,74 – 1814,43) kg

= 77,30 kg

o Masa SO3 20 % = 20 % x Masal SO3 mula-mula

= 20 % x 77,30 kg

= 15,46 kg

• Masa SO3 80 % = Masa SO3 – Masa SO3 20 %

= (77,30 – 15,46) kg

= 61,84 kg

Aliran 35

Aliran 36

Aliran 38



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel A.11 Neraca massa di Separator (S-02)



SO3 77,30 15,46 61,84

Udara kering 9.110.77 9.110.77

C12H25.C6H4.SO3H 7.393,84 7.393,84

C6H5C12H25 68,28 68,28

Total 16.650,19 16.650,19

A.12 STABILIZER WATER ( SW – 01 )

Fungsi : Untuk mencuci asam dari SO3 dengan H2O dan menstabilsasi

hasil produk yang di inginkan


Jumlah : 1 buah

Gambar A.10. Stabilizer water (SW - 01)

SO3 sisa dari proses sulfonasi akan di stabilkan dengan H2O 0.5 %

menjadi H2SO4 dimana H2SO4 yang diijinkan komposisinya adalah maksimal

1,30 %.

Aliran 39

Aliran 38

Aliran 40



TEKNIK KIMIA ’01


• Reaksi

Reaksi pembentukan H2SO4 dari SO3 dengan H2O mengikuti reaksi (6) :

SO3 + H2O H2SO4 (6) Sulfur Trioxide air sulfur acid

o Kapasitas produksi = 7.575,76 kg/jam

o Masa H2SO4 diinginkan = H2SO4 yang terbentuk

= 1 % x Kapasitas produksi

= 1 % x 7.575,76 kg/jam

= 75,76 kg

o Mol H2SO4 diinginkan = 75,76 kg / BMH2SO4

= 75,76 kg / 98

= 0,77 kmol

o Masa H2O diinginkan = Masa H2O sisa

= 0.5 % x Kapasitas produksi

= 20 % x 7.575,76 kg

= 37,88 kg

o Mol H2O yang dibutuhkan = mol sisa H2O

= 37.88 / 18

= 2,10 kmol

o Mol H2O yang bereaksi = Mol H2SO4 diinginkan

= 0,77 kmol

o Masa H2O yang bereaksi = 13,95 kg

o Total kebutuhan H2O = Mol H2SO4 diinginkan + Mol H2O rx

= 2,10 kmol + 0,77 kmol

= 2,88 kmol

o Maka kebutuhan H2O = 2,88 kmol x BMH2O

= 2,88 x 18

= 51.79 kg

o Masa HLAS yang terbentuk = Masa Hlas yang berasal dari R-Sulfonasi

= 22,68 x BMHLAS



TEKNIK KIMIA ’01


= 22,68 x 326

= 7393.84 kg

o Masa LAB yang sisa = 0,28 kmol x BMLAB

= 0,28 kmol x 246

= 68,28 kmol

Asumsi komposisi H2SO4 yang diambil adalah 1 % dari kapasitas pabrik,

tujuannya agar tidak adanya SO3 sisa yang akan mempengaruhi kualitas produk

akhir yang diinginkan


SO3 + H2O H2SO4

m 0.77 2,88 -

rx 0.77 0,77 0.77

sisa 0 2,10 0.77

Tabel A.12 Neraca Masa Stabilizer Water



H2O 51.79 37,88

SO3 61,84

H2SO4 75,76

LAB 68,28 68,28

HLAS 7393,84 7393,84

Total 7.575,76 7.575,76



TEKNIK KIMIA ’01


LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA ENERGI

• Basis perhitungan : 1 jam

• Panas yang dibawa oleh bahan dihitung menggunakan persamaan:

∆H = n . ∫T

T f

dTCpRe

.

∆H = ( ) ( ) ( ) ( ) ( )

−+−+−+−+− 5ref

54ref

43ref

32ref

2ref TT

5

ETT

4

DTT

3

CTT

2

BTTAn

Dimana,

∆H = Panas yang dibawa bahan (kJ)

n = Mol bahan (kmol)

T = Temperatur bahan (K)

TRef = Temperatur referensi 25oC = 298,15 K

Cp = Kapasitas panas bahan (kJ/kmol.K)

A,B,C,D,E = Koefisien regresi (kJ/kmol.K)

Tabel B-01. Konstanta Kapasitas panas (Cp) untuk Dowtherm A

Komponen A B C D

(C6H5)2O 109.032 1.19E+00 -2.58E-03 2.30E-06

(C6H5)2 27.519 1.54E+00 -3.16E-03 2.58E-06

Sumber: Chemical Properties Hand Book’s”McGraw-Hill”



TEKNIK KIMIA ’01

PERHITUNGAN NERACA ENERGI B−2

Tabel B-02. Konstanta kapasitas panas untuk gas (Cp).

Komponen A B C D E

heavy alkylate (C20H34) 212.231 2.1300E-02 -1.7560E-02 3.8122E-06 3.2190E-10

n-Dodecylbenzenee/LAB (C18H30)

106.695 7.7940E-01 5.8463E-04 -9.4160E-07 3.0390E-10

paraffin / n-tetra decane C14 (C14H30)

115.502 6.0880E-01 6.8040E-04 -9.7090E-07 3.0756E-10

olefin/ 1- tetra decane C14 (C14H28)

167.903 3.1544E-01 1.0739E-03 -1.2000E-06 3.6046E-10

Paraffin C12 (C12H26) Dodecene

71.498 7.2559E-01 1.1553E-04 -4.1190E-07 1.4140E-10

olefin/ 1 1 dodecane C12 (C12H24)

83.102 6.2740E-01 2.2136E-04 -4.7930E-07 1.5890E-10

benzenee (C6H6) -31.368 4.7600E-01 -3.1137E-04 8.5237E-08 -5.0524E-12

SO3 22.466 1.1980E-01 -9.0840E-05 2.5503E-08 -7.9020E-13

H2SO4 26.004 7.0370E-01 -1.3856E-03 1.0342E-06 -4.6870E+11

H2O 33.933 -8.4180E-03 2.9906E-05 -1.7825E-08 3.6930E-12

H2 25.399 2.0178E-02 -3.8546E-05 3.1880E-08 -8.7585E-12


Tabel B-03. Konstanta kapasitas panas untuk liquid (Cp).

Komponen A B C D

heavy alkylate (C20H34) 206.361 1.9900E+02 -1.3300E-03 4.4220E-06

n-Dodecylbenzenee/LAB (C18H30) 202.922 2.0826E+01 -4.5470E-03 4.2038E-06


111.814 2.2090E+00 -5.2250E-03 5.0865E-06

olefin/ 1- tetra decane C14 (C14H28) 135.178 2.0930E+00 -5.0407E-03 5.0893E-06

Paraffin C12 (C12H26) Dodecene 84.485 2.3580E+00 -5.0980E-03 5.2186E-06

olefin/ 1 1 dodecane C12 (C12H24) 129.203 1.5840E+00 -4.0461E-03 4.3850E-06

benzenee (C6H6) -31.662 1.3043E+00 -3.6078E-03 3.8243E-06

SO3 5064.851 4.1900E+01 1.1950E-01 1.1117E-04

H2SO4 26.004 7.0370E-01 -1.3850E-03 1.0342E-06

H2O 92.053 -3.9950E+01 -2.1100E-04 5.3469E-07

H2 50.607 -6.1136E+00 3.0930E-01 -4.1470E-03

Sumber: Chemical Properties Hand Book’s ”McGraw-Hill”



TEKNIK KIMIA ’01


B.1 Neraca Energi Pada Unit Produksi Mono-Olefin

B.1.1 Neraca Energi Pada Tri Valve

Keterangan :

Pada tri valve terjadi pencampuran bahan baku dari tangki penampungan

pada suhu 30oC dengan n-paraffin recycle dari unit stripper (ST-02) pada suhu

30oC. bahan keluar dari Reaktor (R-01) panasnya dimanfaatkan untuk

memanaskan bahan hasil dari tri valve, melalui Heat Exchanger (HE-01). Pada

tri valve tidak terjadi perubahan temperatur dan tekanan. Suhu keluar tri valve

tetap 30oC

A. Energi Masuk = Energi Keluar

Aliran 1 + Aliran 27 = Aliran 2

Keterangan :

Karena pada tri valve tidak terjadi perubahan suhu, maka energi masuk

trivalve pada aliran 1 dan aliran 2 ini tetap sama dengan energi keluar tri valve

pada suhu kamar (30oC).

T masuk = 30 oC

T referensi = 25 oC

Contoh perhitungan entalpi (∆H) untuk n-paraffin (C12H26)cair Pada T = 303 K :

Dengan nilai:

A = 84.485 D = 5.2186E-06

B = 2.3580E+00 n = 113,71 kmol

C = -5.0980E-03

∆H = n . ∫303

298

dTCp

∫303

298

dTCp = ( ) ( ) ( ) ( ) ( )5ref

54ref

43ref

32ref

2 TT5E

TT4D

TT3C

TT2B

TrefTA −+−+−+−+−



TEKNIK KIMIA ’01


∫303

298

dTCp = [84.485 (303-298)]– [2.3580E+00.1/2(3032–2982)] + [-5.0980E-031/3 (3033–

2983)] – [5.2186E-061/4(3034–2984)] = 2.371,60 kJ/kmol

∆H = n . ∫303

298

dTCp

= 113,71 kmol x 2.371,60 kJ/kmol

= 269.674,56 kJ

Tabel B-04. Energi masuk pada aliran 1 dan 27 ( Energi keluar pada aliran 2)

Komponen Massa masuk

(kmol/jam) ∫

303

298

dTCp ∆H = n . ∫303

298

dTCp (kJ)

Paraffin C12 Dodecene 113,71 1.887,451 214.621,851

Paraffin C14

(n-tetra decane) 7,35 2.209,110 16.233,572

Total 230.855,421

Tabel B-05. Resume Neraca Energi Di tri valve (T-01)

Komponen Hin (kJ) Hout (kJ)

Hin (aliran 1 + 27) 230.855,421

Hout 230.855,421

Total 230.855,421 230.855,421

B.1.2 Neraca Energi Pada Heat Exchanger (HE - 01)

Fungsi : menaikan temperatur bahan dari 30 oC sampai 333,52 oC

Keterangan :

Temperatur bahan (fluida dingin) masuk adalah n-paraffin keluaran dari

tri valve pada suhu 30oC setelah melewati HE suhu akan naik menjadi 333,52 oC

temperatur yang dihasilkan ini beradasarkan trial and error. Sedangkan fluida



TEKNIK KIMIA ’01


panas yang meninggalkan HE mempunyai temperatur turun mencapai 333,52 oC

(asumsi dari perkalian farksi mol dengan titik didih masing-masingnya

”Antoine”).

A. Energi Masuk HE

1. Energi masuk HE fluida dingin adalah sama dengan energi yang keluar dari tri

valve tidak terjadi perubahan suhu, maka energi masuk HE pada aliran 2 ini tetap

sama dengan energi keluar pada suhu kamar (30oC).

T masuk = 30 oC

T referensi = 25 oC

Tabel B-06. Energi masuk pada aliran aliran 2


(kmol/jam) ∫

303

298

dTCp ∆H = n . ∫303

298

dTCp (kJ)

Paraffin C12 (Dodecene) 113,71 1,887.45 214.621,851

paraffin / n-tetra decane C14

7,35 2,209.11 16.233,572

Total 230.855,421

2. Energi masuk HE fluida panas pada suhu 465,5 oC adalah energi yang keluar

dari reaktor dehidrogenasi dalam fase gas pada aliran 6.

T masuk = 465,5 oC

T referensi = 25 oC

Contoh perhitungan entalpi (∆H) untuk n-paraffin (C12H26)gas Pada

T = 738,50 K :

Dengan nilai:

A = 71,498 D = -4,1190E-07

B = 7,2559E-01 E = 1,4140E-10

C = 1,1553E-04 n = 90,75 kmol

∆Hin = n . ∫50,738

298

dTCp



TEKNIK KIMIA ’01


∫50,738

298

dTCp = ( ) ( ) ( ) ( ) ( )5ref

54ref

43ref

32ref

2 TT5E

TT4D

TT3C

TT2B

TrefTA −+−+−+−+−

∫50,738

298

dTCp =[71,498(738,50-298)]+[7,2559E-01.1/2(738,502–2982)]+[1,1553E-041/3

(465.53–2983)] – [4,1190E-071/4(465.54–2984) + 1,4140E-101/5 (465.55–

2985)]

= 187.959,09 kJ/kmol

∆Hin = n . ∫5.465

298

dTCp

= 90,75 kmol x 187.959,09 kJ/kmol

= 17.057.629,83 kJ

Tabel B-07. Energi masuk HE pada aliran aliran 6


(mol/jam) ∫

303

298

dTCp ∆H = n . ∫303

298

dTCp (kJ)

Paraffin C12 (C12H26) Dodecene 90,75 187,959.09 17.057.629,83


5,86 218,290.98 1.280.235,82


22,96 179,811.17 4.128.113,85


1,48 209,475.75 310.790,39

H2 266,56 12,886.80 3.435.085,86

Total

26.211.855,75

B. Energi Keluar HE

1. Energi keluar HE aliran 7. fluida panas tetap dalam fase gas suhunya akan

turun dari 465,5oC sampai pada suhu 206,5oC,

T keluar = 206,5 oC

T referensi = 25 oC




TEKNIK KIMIA ’01


T = 479,25 K :

Dengan nilai:

A = 71,498 D = -4,1190E-07

B = 7,2559E-01 E = 1,4140E-10

C = 1,1553E-04 n = 90,75 kmol

∆Hout = n . ∫ 479,25

298

dTCp

∫ 479,25

298

dTCp = ( ) ( ) ( ) ( ) ( )5ref

54ref

43ref

32ref

2 TT5E

TT4D

TT3C

TT2B

TrefTA −+−+−+−+−

∫ 479,25

298

dTCp =[71,498(479,25-298)]+[7,2559E-01.1/2(479,252–2982)]+[1,1553E-041/3

(479,253–2983)] – [4,1190E-071/4(479,254–2984) + 1,4140E-101/5 (479,255–

2985)]

= 187.959,09 kJ/kmol

∆Hout = n . ∫5.465

298

dTCp

= 90,75 kmol x 63.318,26 kJ/kmol

= 5.746.247,93 kJ

Tabel B-08. Energi keluar HE pada aliran 7


(mol/jam) ∫

303

298

dTCp ∆H = n . ∫303

298

dTCp (kJ)

Paraffin C12 (C12H26) Dodecene 90,75 63.318,26 5.746.247,93


5,86 73.302,77 429.907,05


22,96 60.778,84 1.395.363,73


1,48 70.776.40 105.007,98

H2 266,56 5.268.13 1.404.264,55

Total 9.080.791,25



TEKNIK KIMIA ’01


2. Energi keluar HE pada aliran 3 fluida dingin suhunya akan naik dari 30oC

sampai pada suhu 333,52 oC. (trial and error)

T keluar = 277,53oC

T referensi = 25 oC

n total = 121,06 kmol

H3 = H2+H5 – H6

= (285.908,13 + 26.211.855,75) – 9.080.791,25

= 17,416,972.63 Kj

∫=errorandtrial

dTCp298

n H

n

HdTCp

errorandtrial

=∫298

= 17,416,972.63 Kj

121,06

∫errorandtrial

mix dTCp298

= 143.872,55 Kj /kmol

( ) ( ) ( ) ( ) ( ) 55,872.1435432

55443322 =−+−+−+−+− referrorreferrorreferrorreferrrerro TTE

TTD

TTC

TTB

TrefrTA

Dari perhitungan di software excel Didapat Terror = 333,52 oC

Tabel B-09. Energi keluar HE pada aliran 3


(mol/jam) ∫

303

298

dTCp ∆H = n . ∫303

298

dTCp (kJ)

Paraffin C12 (C12H26)

Dodecene 113,71 142.199,39 16.169.474,61

paraffin / n-tetra decane

C14 (C14H30) 7,35 162.270,64 1.192.036,46

Total 17.361.511,08



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel B-10. Resume Neraca Energi Di HE-01


H fluida dingin masuk HE-01 230.855,42

H fluida dingin keluar HE-01 17.361.511,08

H fluida panas masuk HE-01 26.211.857,39

H fluida panas keluar HE-01 9.080.797,10

Total 26,442,712.80 26,442,712.80

B.1.3 Neraca Energi Pada Fired Heater (FH - 01)

Fungsi : menaikan temperatur bahan sekaligus merubah fase cair jadi gas

dari 333,52 oC menjadi 465,5oC

Keterangan :

Energi masuk fired heater sama dengan Energi keluar HE pada aliran 3.

Temperatur bahan keluar HE-01 tidaklah cukup untuk mencapai kondisi operasi

pada reaktor dehidrogenasi oleh sebab itu dilakukan pemanasan lebih lanjut

dengan memakai Fired Heater, diinginkan suhu keluar mencapai 465,5 oC

A. Energi Masuk Fired Heater

T masuk = 333,52 oC

T referensi = 25 oC


T = 608,52 K :

Dengan nilai:

A = 71,498 D = -4,1190E-07

B = 7,2559E-01 E = 1,4140E-10

C = 1,1553E-04 n = 113.71 kmol



TEKNIK KIMIA ’01


∆Hin = n . ∫52,608

298

dTCp

∫52,608

298

dTCp = ( ) ( ) ( ) ( ) ( )5ref

54ref

43ref

32ref

2 TT5E

TT4D

TT3C

TT2B

TrefTA −+−+−+−+−

∫52,608

298

dTCp =[71,498(550,53-298)]+[7,2559E-01.1/2(550,532–2982)]+[1,1553E-041/3

(550,533–2983)] – [4,1190E-071/4(550,534–2984) + 1,4140E-101/5 (550,535–

2985)]

= 144.951,76 kJ/kmol

∆Hin = n . ∫52,608

298

dTCp

= 113,71 kmol x 144,951.76 kJ/kmol

= 16.482.446,65 kJ

Tabel B-11. Energi masuk Fired Heater pada aliran 3


(mol/jam) ∫

52,608

298

dTCp ∆H = n . ∫

52,608

298

dTCp (kJ)


113,71 142.199,39 16.169.474,61


7,35 162.270,64 1.192.036,46

Total

17.361.511,08

B. Energi Keluar Fired Heater

T keluar = 465,5oC

T referensi = 25 oC


T = 738,5 oK :

Dengan nilai:

A = 71,498 D = -4,1190E-07

B = 7,2559E-01 E = 1,4140E-10



TEKNIK KIMIA ’01


C = 1,1553E-04 n = 113.71 kmol

∆Hout = n . ∫738,5

298

dTCp

∫738,5

298

dTCp = ( ) ( ) ( ) ( ) ( )5ref

54ref

43ref

32ref

2 TT5E

TT4D

TT3C

TT2B

TrefTA −+−+−+−+−

∫738,5

298

dTCp =[71,498(738,5-298)]+[7,2559E-01.1/2(738,52–2982)]+[1,1553E-041/3 (738,53–

2983)] – [4,1190E-071/4(738,54–2984) + 1,4140E-101/5 (738,55–2985)]

= 187.938,54 kJ/kmol

∆Hout = n . ∫738,5

298

dTCp

= 113,71 kmol x 187.938.54 kJ/kmol

= 21.370.467,76 kJ

Tabel B-12. Energi keluar Fired Heater pada aliran 4


(mol/jam) ∫738,5

298

dTCp ∆H = n . ∫

738,5

298

dTCp (kJ)

Paraffin C12H26 Dodecene

113,71 187.959,09 21.372.804,04

paraffin / n-tetra decane C14H30

7,35 218.298,59 1.604.160,89

Total 22.976.965,205

PERHITUNGAN PANAS LATEN PENGUAPAN ( Qv )

a. menghitung panas penguapan pada normal boiling point (Hv)

Komponen m (kg) fraksi Td (K) Td campuran (K)

C12H26 (paraffin C12) 19,330.68 0.93 489.00 454.78

C14H30 (paraffin C14) 1,454.50 0.07 526.51 36.84

Total 20,785.18 1.00 491.62



TEKNIK KIMIA ’01


Hv = A(1-T/Tc)n

pada T = 491.62 K Komponen A Tc n Hv

C12H26 (paraffin C12) 77166 658.2 0.407 44.111,28

C14H30 (paraffin C14) 86885 692.4 0.418 51.785,51

λ = λ nbp x ( Tc - T / Tc - Tnbp ) 0,38

Dimana :

λ vap = Panas pengupan pada suhu (606,52 oK)

λ nbp (Hv) = Panas pengupan pada normal boiling point

Tc = Temperatur kritis

Tnbp = Temperatur normal boiling point (491,62 oK)

T = 318 oK

Maka : Qv = x ( fraksi mol ) . λ

Komponen n

(kmol/jam)

x

(fraksimol)

λ nbp

(kJ/kmol)

λ

(kJ/kmol) Qv (kJ)

C12H26 (paraffin C12) 113,71 0,9393 44.111,28 57.862,454 54.351,21

C14H30 (paraffin C14) 7,35 0,0607 51.785,51 65.621,499 3.982,08

Total 121.056 1 58.333,29

Jadi jumlah panas laten penguapan ( Qv ) = 58.333,29 kJ/kmol

H sensibel

T keluar = 465,50 oC (738,50 oK)

T masuk = 333,52 C (606,52 oK)

Komponen

Massa

(kg)

BM

(kg/kmol)

n

(kmol)

∫ Cp dt

(kJ/kmol) H (kJ)

C12H26 (paraffin C12) 19.330,68 170 113,71 98.062.31 11.150.653,29

C14H30 (paraffin C14) 1.454,50 198 7,35 104.089,05 764.635,87

Total 20.785,18 11.915.289,16



TEKNIK KIMIA ’01


Panas yang diperlukan di fired heater = Q

Panas yang masuk = Panas yang keluar

Hin + Q = Hout + Qv + Hsensibel

17.361.511,08 + Q = 22.976.965,205 + 58.333,29 +11.915.289,16

Q = 23.888,912 kJ

= 22.642.318,93 BTU /jam

Kebutuhan Bahan Bakar

Fuel gas berupa gas solar

Massa bahan bakar = Q

ή x Hv

diketahui :

Hv = Heating valve solar =19200

ή = Efisiensi Pembakaran = 0,85 %

Massa bahan bakar = Q

ή x Hv

22.642.318,93

0,85 x 19920

= 1.572,4 lb/Jam

Jadi massa bahan bakar (solar) = 713,22 kg

Tabel B-13. Resume Neraca Energi Di FH-01


Hin 17.361.511,08

Hout 22.976.965,205

Panas laten dan sensibel 11,973,622.45

Beban Fired Heater 22.642.318,93

Total 41.250.422,69 41.250.422,69



TEKNIK KIMIA ’01


B.1.4 Neraca Energi Reaktor Dehidrogenasi (R-01)

Fungsi : Tempat terjadinya reaksi pembentukan mono-olefin dari reaksi

adisi normal-paraffin dengan bantuan katalis

kodisi operasi : 465,5 oC ; 1 atm

Keterangan :

Pada unit ini n-paraffin dikonversi menjadi mono-olefin, dimana dua atom

H dari paraffin dilepas sehingga n-paraffin menjadi mono-olefin.

A. Energi Masuk Reaktor Dehidrogenasi

1. Energi Masuk Reaktor Dehidrogenasi adalah energi yang keluar dari fired

heater pada aliran 4.

T masuk = 465,5oC

T referensi = 25 oC

Tabel B-14. Energi Masuk Reaktor Dehidrogenasi pada aliran 5


(mol/jam) ∫

303

298

dTCp ∆H = n . ∫303

298

dTCp (kJ)


113,71 187.959,09 21.372.804,04


7,35 218.298,59 1.604.160,89

H2 242,117 8.471,43 2.051.074,41

Total 25.028.039,34



TEKNIK KIMIA ’01


B. Perhitungan Panas Reaksi

1. Panas reaksi 1 ( Hr1)

Reaksi : C12H26 C12 H24 + H2

Reaktan kmol/jam Produk kmol/jam

C12 H24 22.96 C12H26 113.71

H2 22.96

Jumlah 113.71 Jumlah 45,92

Hof C12H26 = -290.87 kJ/kmol

Hof C12 H24 = -165.35 kJ/kmol

Hof H2 = 0 kJ/kmol

Perhitungan Hr1

Hr1 = (n x Hof)produk - (n x Hof)reaktan

= [ (n x Hof C12 H24) + (n x Hof H2) ] - [ (n x Hof C12 H24) ]

= (-3.796.113,63+ 0 ] - [-6.677.808,12]

= 2.881.694,48 kJ/kmol

B. Panas reaksi 2 ( Hr2)

Reaksi : C14H30 C14H28 + H2

Reaktan Mol/jam Produk mol/jam

C14H28 1,48 C14H30

7,35

H2 266,56

Jumlah 7,35 Jumlah 273.91

HofC14H30 = -332,13 kJ/kmol

Hof C14H28 = -206,52 kJ/kmol

Hof H2 = 0 kJ/kmol



TEKNIK KIMIA ’01


Perhitungan Hr2


= [(n x Hof C14H28) + (n x Hof H2 )] - [(n x Hof C14H30)]

= [-306.405,07 + 0 ]- [-492.767,36]

= 186,362.29 kJ/kmol

maka Hrtotal = Hr1 + Hr2

= 2.881.694,48 + 186,362.29

= 3.068.056,78 kJ kJ/kmol

Keterangan :

Karena Hrtotal berharga positif, maka reaksi di atas termasuk reaksi

endotermis yang berarti reaksi tersebut membutuhkan panas.

C. Energi Keluar Reaktor Dehidrogenasi

Energi Keluar Reaktor Dehidrogenasi pada aliran 6.

T masuk = 465,5oC

T referensi = 25 oC

Contoh perhitungan entalpi (∆H) untuk mono-olefin (C12H24)gas Pada

T = 738,5 oK :

Dengan nilai:

A = 83.102 D = -4.7930E-07

B = 6.2740E-01 E = 1.5890E-10

C = 2.2136E-04 n = 22,96 kmol

∆Hout = n . ∫738,5

298

dTCp

∫738,5

298

dTCp = ( ) ( ) ( ) ( ) ( )5ref

54ref

43ref

32ref

2 TT5E

TT4D

TT3C

TT2B

TrefTA −+−+−+−+−



TEKNIK KIMIA ’01


∫738,5

298

dTCp =[83.102 (738,5-298)]+[6.2740E-01.1/2(738,52–2982)]+[2.2136E-041/3 (738,53–

2983)] – [-4.7930E-071/4(738,54–2984) + 1.5890E-10/5 (738,55–2985)]

= 179,811.17 kJ/kmol

∆Hout = n . ∫738,5

298

dTCp

= 22,96 kmol x 187.938,54 kJ/kmol

= 4.128.113,85 kJ

Tabel B-15. Energi Keluar Reaktor Dehidrogenasi pada aliran 6

Komponen

Massa

masuk

(mol/jam)

∫738,5

298

dTCp ∆H = n . ∫

738,5

298

dTCp (kJ)

Paraffin C12 (C12H26) Dodecene 90,75 187,959.09 17.057.629,83


5,86 218,290.98 1.280.235,82


1,48 179,811.17 4.128.113,85


22,96 209,475.75 310.790,39

H2 266,56 12,886.80 3.435.085,86

Total

26.211.855,75

D. Perhitungan Beban Pemanas Pemanas

H in total + Q pemanas = H out total + Hr total

25.027.983,46 + Q pemanas = 26.211.855,75 + 31.412,92

Q pemanas = 4.251.874,82 kJ

E. Kebutuhan Dowtherm A sebagai pemanas

Pendingin yang digunakan adalah dowtherm dengan campuran dari

biphenyl (C12H10) dengan diphenyl oxide (C12H10O) (Trademark of The Dow

Chemical Company ("Dow"))



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel B-16. Konstanta Kapasitas panas (Cp)

Komponen A B C D

(C6H5)2O 109.032 1.19E+00 -2.58E-03 2.30E-06

(C6H5)2 27.519 1.54E+00 -3.16E-03 2.58E-06


Contoh : perhitingan Cp pada (C6H5)2O

Tin = Tref untuk dowtherm = 510 oC (783 oK)

Tout = 470 oC (743,00 oK)

Hout = n . ∫

783

743

dTCp

∫783

743

dTCp = ( ) ( ) ( ) ( ) ( )5ref

54ref

43ref

32ref

2 TT5E

TT4D

TT3C

TT2B

TrefTA −+−+−+−+−

∫783

743

dTCp =[109.032 (473-303)]+[ 1.19E+00.1/2(4732–3032)]+[ -2.58E-031/3 (4733–

3033)] – [2.30E-06/4(4734–3034)]

= 5,40 x 1004 kJ/kmol

Tabel B-17. Kapasitas panas Dowtherm (Cp)

Komponen Fraksi mol ∫783

743

dTCp

(C6H5)2O 0,5 8715.158

(C6H5)2 0,5 7124.788

Total 15.839,945

∫783

743

dTCp = 15.839,945 kJ/kmol

QC = n ∫783

743

dTCp

4.251.874,82 kJ = n 15.839,945 kJ/kmol



TEKNIK KIMIA ’01


= 4.251.874,821 kJ

15.839,945 kJ/kmol

n = 268,43 kmol

Maka massa yang di butuhkan oleh dowtherm A adalah

Massa dowtherm A = n x BMrata2

Massa dowtherm A = 268,43 x 166

= 44.558,94 kg/jam

Tabel B-18. Resume Neraca Energi Di R-01


Hin 25.027.983,46

Hout 26.211.855,75

Hr total 3.068.056,78

Q Pemanas 4.251.874,82

Total 2.927.9914,161 2.927.9914,161

B.1.5 KONDENSOR SUB COOLER (CDC)

Fungsi : menurunkan temperatur dari 206,5 oC sampai 35 oC sekaligus

merubah fase (mengembunkan) produk dari reaktor gas

menjadi cair, kecuali hidrogen tetap dalam keadaan gas

Kondisi operasi : 1 atm

A. Neraca Energi Kondensor Sub Cooler

Hin = Hout + QC

Tin = 206,5 oC ( 479 oK )

Tout = 35,5 oC ( 308 oK )

Tref = 25oC ( 298 oK )



TEKNIK KIMIA ’01


1. Entalpi bahan masuk pada aliran 7

Hin (Condenser) = Hout (pada HE-01)

= 9.080.791,251 kJ

2. Entalpi bahan keluar aliran 8 (Hout).

a. Energi Keluar Kondensor Sub Cooler fasa gas

Tabel B-19. Energi Keluar Kondensor Sub Cooler aliran 8


(mol/jam) ∫

308

298

dTCp ∆Hgas = n . ∫308

298

dTCp (kJ)

H2 266,56 287,87 76,734.06

Total 76,734.06

b. Energi Keluar Kondensor SubCooler fasa liquid

Tabel B-20. Energi Keluar Kondensor Sub Cooler aliran 8


(mol/jam) ∫

308

298

dTCp ∆Hcair = n . ∫308

298

dTCp (kJ)


90,75 3,784.50 343,449.97


5,86 4,429.31 25,977.07


1,48 4,481.47 6,648.96


22,96 3,596.69 82,572.90

Total 458,648.89

Hout Kondensor Sub Cooler = ∆Hgas + ∆Hcair

= 76,734.06 + 458.648,89

= 535.382,959 kJ/jam



TEKNIK KIMIA ’01


B. Panas Pengembunan (Hevap).

Hevap = n . [ A x (1 - T/Tc)n] [Chemical Properties Hand’s Book]

Dimana:

A = koefisien regressi

n = Mol zat (mol)

n = koefisien regressi

T = Boiling point pada P operasi (K)

Tc = Temperatur kritis (K)

Komponen yang dihitung adalah komponen yang hanya berubah fasa

yaitu hanya komponen n-Paraffin dan mono-olefin (gas ke cair).Dari literatur

Chemical Properties Hand’s Book, mempunyai nilai:

Tabel B-21. Konstanta pengembunan Kondensor SubCooler

komponen A Tc n

n-paraffin (C14H30) 88.885 692.400 0.418

1-olefin (C14H28) 87.015 692.000 0.418

Paraffin (C12H26) 77.166 658.200 0.407

1-olefin (C12H24) 78.802 657.000 0.437

H2 0.659 33.180 0.380

Tabel B-22. Enthalpy Kondensor Sub Cooler campuran pada Tc = 308 oK

komponen Hevp Massa

(kmol) Fraksi mol Hevp total

n-paraffin (C14H30) 15186,187 5.86 0.05 735,71

1-olefin (C14H28) 11.676,12 1.48 0.01 143,10

Paraffin (C12H26) 17232,82 90.75 0.75 12.918,65

1-olefin (C12H24) 17.417,85 22.96 0.19 3.303,20

Total 14,573.01

Maka : Hevap = 14,573.01 kj



TEKNIK KIMIA ’01



Dimana :





T = 318 oK


Komponen n

(kmol/jam)

x

(fraksimol)

λ nbp

(kJ/kmol)

λ

(kJ/kmol) Qv (kJ)

C12H26 (paraffin C12) 90.75 0.23 45,416.31 45,440.46 10,638.87

C14H30 (paraffin C14) 5.86 0.02 53,096.07 53,119.76 803.73

C12H24 (olefin) 22.96 0.06 44,506.49 44,530.31 2,637.47

C14H28 (olefin) 1.48 0.00 53,146.61 53,170.37 203.52

Total 121.056 1 14573.01


Pendingin yang diperlukan Kondenser Subcooler = Q

Pendingin yang masuk = Panas yang keluar

Hin = Hout + Qv + Q

9.080.797,097 = Q + 535.382,96 + 14.573,01

Q = 8,530,841,131 kJ

Pendingin yang digunakan adalah dowtherm jenis A dengan campuran

dari biphenyl (C12H10) dengan diphenyl oxide (C12H10O) (Trademark of The Dow

Chemical Company ("Dow")), pada temperatur masuk 300C temperatur keluar

200 oC mempunyai nilai ∫ Cp dT = 52.505,02 kJ/jam

∫473

303

dTCp = 52.505,017 kJ/kmol



TEKNIK KIMIA ’01


QC = n ∫473

303

dTCp

8,530,841,131 kJ = n 52.505,017 kJ/kmol

= 8,530,841,131 kJ

52.505,017 kJ/kmol

n = 162,476 kmol




= 26.971,13 kg/jam

Tabel B-23. Resume Neraca energi di Condenser Subcooler.


Entalpi uap panas masuk 9.080.797,10

Entalpi kondensat keluar 535.382,96

Σ entalpi pengembunan 14.573,01

Q kondensor = Qdowtherm A 8.530.841,13

Total 9.080.797,10 9.080.797,10

B.1.6 SEPARATOR (S-01)

Fungsi : Memisahkan n-paraffin dan mono-olefin dari gas H2.


Neraca Entalpi Separator

• Entalpi bahan masuk (Hin).

Energi masuk pada separator adalah energi yang keluar dari KD pada Aliran 8

Hin (Separator) = Hout (Condenser)

= 535.382,96 kJ/jam



TEKNIK KIMIA ’01


• Entalpi bahan keluar (Hout).

Tabel B-24. Entalpi bahan keluar Separator.

Hout (kJ) Komponen

n

(kmol)

∫308

298

.dTCp

(kJ/kmol) Aliran 14 Aliran 9

n-Paraffin (C12H26) 90,75 3,784.50 343,449.97

n-paraffin (C14H30) 5,86 4,429.31 25,977.07

Mono-olefin (C14H28) 1,48 4,481.47 6,648.96

Mono-olefin (C12H24) 22,96 3,596.69 82,572.90

H2 266.56 287,87 76,734.06

Sub total 458,648.89 76,734.06

TOTAL 535.382,96

Tabel B-25. Resume Neraca energi Separator (S-01)

Komponen Masuk

(kJ)

Keluar

(kJ)

Hin 535.382,96

Hout 535.382,96

TOTAL 535.382,96 535.382,96

B.1.7 HEATER (H-01)

Fungsi : Menaikan suhu bahan dari aliran 17 sebelum masuk Reaktor

Alkilasi dari suhu 40,96 dan aliran 18 sesudah keluar Alkilasi

pada suhu 140 oC


Perhitungan entalpi menggunakan rumus H = m ∫2

1

dT CpT

T



TEKNIK KIMIA ’01


A. Energi masuk Heater (Hin)

T1 = 298 K (T referensi)

T2 = 313,96 K

Tabel B-26. Energi masuk Heater -01 pada aliran 14


(mol/jam)

dTCp∫96,313

298

dTCnH p∫=96,313

298

. KJ

Paraffin C12 (Dodecene) 90,75 6058.20 549792.72

paraffin C14 (n-tetra decane ) 5,86 7,090.08 41582.02

olefin(C14H28)/1- tetra decane 1,48 7,173.22 10642.61

olefin/ 1 1 dodecane (C12H24) 22,96 635.50 14589.86

C6H6 (Benzenee) dari tangki

penampunagan 24,44 2221.70 54,302.26

Benzene dari recycle 48,88 2221.70 108,604.52

Total 779.513,99

B. Energi kelur Heater (Hout)


T2 = 413 oK

Tabel B-27. Energi keluar Heater pada aliran 17


(mol/jam) ∫

413

298

dTCp dTCnH p∫=413

298

. KJ


paraffin C14 (n-tetra decane ) 5,86 53535.262 313974.31

olefin(C14H28)/1- tetra decane 1,48 54196.522 80409.11

olefin/ 1 1 dodecane (C12H24) 22,96 43,547.37 999762.76

C6H6 (Benzenee) dari tangki penampunagan

24,44 17,065.97 417,121.34

Benzene dari recycle 48,88 17,065.97 834,242.69

Total 6.808.511,741



TEKNIK KIMIA ’01


Maka beban heater – 01 adalah

Q = Hout – Hin

= 6.808.511,741 – 779.513,991

= 6.028.997,76 kJ/jam

Digunakan panas dowtherm A pada temperatur masuk 510 oC dan keluar pada

temperatur 470 oC didapat Cp Dowtherm A sebagai pemanas

∫ Cp dT = 15.098,46 Kg/jam

QC = n ∫473

303

dTCp

6.028.997,76 kJ = n 15.098,46 kJ/kmol

= 6.028.997,76 kJ

15.098,46 kJ/kmol

n = 399,31 kmol




= 66.285,81 kg/jam

Tabel B-28. Resume Neraca energi Heater 01.

Komponen Masuk

(kJ)

Keluar

(kJ)

Hin 779.513,991

Hout 6.808.511,741

Beban heater 6.028.997,76

TOTAL 6.808.511,741 6.808.511,741



TEKNIK KIMIA ’01


B.2 Neraca Energi Pada Unit Produksi Linear Alkyl Benzene

(LAB)

B.2.1 Neraca Energi Pada Reaktor Alkilasi

Fungsi : Tempat terjadinya reaksi pembentukan Linear Alkyl Benzene dari

reaksi antara mono-olefin dengan benzene dengan bantuan

katalis

kodisi operasi : 140 oC ; 4 atm

A. Neraca Energi Masuk Reaktor Alkilasi

1. Energi Masuk Reaktor Alkilasi yang berasal dari heater (H-01) aliran 17

T masuk = 140 oC (413 oK)

T referensi = 25 oC (298 oK)

Tabel B-29. Energi Masuk Reaktor Alkilasi pada aliran 17


(mol/jam) dTCp∫

413

298

dTCnH p∫=413

298

. KJ


paraffin C14 (n-tetra decane ) 5,86 53535.262 313974.31

olefin(C14H28)/1- tetra decane 1,48 54196.522 80409.11

olefin/ 1 1 dodecane (C12H24) 22,96 43,547.37 999762.76

C6H6 (Benzenee) dari tangki penampunagan

1.906,45 17,065.97 417,121.34

Benzene dari recycle 3.812,91 17,065.97 834,242.69

Total 6.808.511,741



TEKNIK KIMIA ’01



1. Panas reaksi 1 ( Hr1) pada pembentukan LAB

Reaksi : C12H24 + C6H6 C12H25C6H5


C12H24 22,96

C6H6 22,96 C12H25C6H5 22,96

Total 113.71 Total 45,92

Hof C12H24 = -165,35 kJ/kmol

Hof C6H6 = 82,93 kJ/kmol

Hof C12H25C6H5 = -178,7 kJ/kmol

Perhitungan Hr1


= [ (n x Hof C12H25C6H5) ] - [ (n x Hof C12 H24) + (n x Hof C6H6)]

= [-4.102.603,60] - [(-3.796.113,63) + 1.899.097,00]

= - 2.205.586,97 kJ/jam

2. Panas reaksi 2 ( Hr2) pada pembentukan Heavy Alkylate

Reaksi : C12H28 + C6H6 C14H29C6H5


C12H28 1,48

C6H6 1,48 C12H29C6H5 1,48

Jumlah Jumlah

Hof C12H28 = -206.52 kJ/kmol

Hof C6H6 = 82,93 kJ/kmol

Hof C14H29C6H5 = -215.5 kJ/kmol



TEKNIK KIMIA ’01


Perhitungan Hr2


= [(n x Hof C14H28) + (n x Hof H2 )] - [(n x Hof C14H30)]

= [-319,73]- [149,274 + (-306,41]

= - 1.912.420,25 kJ/kmol

Hrtotal = Hr1 + Hr2

= - 2.205.586,965 + - 1.912.420,25

= - 4.118.007,221 kJ/jam

Keterangan :

Karena Hrtotal berharga negatif, maka reaksi di atas termasuk reaksi eksoterm

yang berarti reaksi tersebut membutuhkan pendingin.

C. Neraca Energi Keluar Reaktor Alkilasi

T out = 140 oC

T referensi = 25 oC

Tabel B-30. Energi keluar Reaktor Alkilasi pada aliran 18


(mol/jam) ∫413

298

dTCp ∆Hcair = n . ∫

413

298

.dTCp

(kJ) Paraffin C12 (C12H26)

Dodecene 90.752 45872.37 4.163.001,53


5.865 53535.26 313.974,31

Benzene sisa 48,88 17065.97 834.242,69

LAB 22,96 64.097,61 1.471.556,09

Heavy alkylate 1,48 62.582,79 92.851,47

Total 6.875.626,09

D. Perhitungan Kebutuhan Pendingin

H out total + Q pendingin = H in total + Hr total



TEKNIK KIMIA ’01


6.875.626,085 + Q pendingin = 6.808.511,741 + (- 4.118.007,221)

Q pendingin = 4.050.892,881 kJ/jam

Digunakan pendingin dowtherm A pada temperatur masuk 30 oC dan

keluar pada temperatur 50 oC didapat Cp Dowtherm A sebagai pendingin

∫Cp dT = 5.793,85 kj/jam

QC = n ∫473

303

dTCp

4.050.892,881 kJ = n 5.793,85 kJ/kmol

= 4.050.892,881 kJ

5.793,85 kJ/kmol

n = 195,261 kmol




= 5.793,85 kg/jam



Panas yang dibawa reaktan = ∆Hr 6.808.511,74

Panas reaksi standar (∆HOF298) 4.118.007,22

Panas yang dibawa produk = ∆HP 6.875.626,09

Pendingin yang dibutuhkan (Q) 4.050.892,88

Total 10.926.518,97 10.926.518,97



TEKNIK KIMIA ’01


B.2.1 HEATER -02 (H-02)

Fungsi : Memanaskan produk LAB, n-paraffin, benzene, heavy alkylate

dari 140 oC sampai 143,3 oC


A. Neraca Entalpi Heater 2

Hin = Hout + Qc

Tin = 140oC = 413 K

Tout = 143,3 oC = 416,3 K

Tref = 25 oC = 298 K

1 Entalpi bahan masuk (Hin)

Entalpi bahan masuk adalah entalpi yang keluar dari reaktor alkilasi pada

aliran 18, sama dengan entalpi masuk heater 2 pada aliran 19

Tabel B.32. Entalpi bahan masuk (Hin) Heater-02 pada aliran 19


(mol/jam) ∫413

298

dTCp Hin (kJ)

Benzene sisa 48,88 17065.97 834.242,69


90.752 45872.37 4.163.001,53


5.865 53535.26 313.974,31

LAB 22,96 64.097,61 1.471.556,09

Heavy alkylate 1,48 62.582,79 92.851,47

Total 6.875.626,085



TEKNIK KIMIA ’01


2. Entalpi bahan keluar (Hout)

Tabel B.33 Entalpi bahan keluar (Hout) Heater 2 pada aliran 20


(mol/jam) ∫

308

298dT.Cp

Hout (kJ)

Benzene sisa 48,88 17.594,32 860.070,41


90,752 55.144,98 323.414,98


5,865 47.259,92 4.288.923,96

LAB 22,96 66.009,12 1.515.440,77

Heavy alkylate 1,48 64.443,40 95.611,96

Total 7.083.462,09

Hin = Hout + QC

6.875.626,085 kJ = 7.083.462,09 kJ + QC

Q pemanas (QH ) = 207.836,011 kJ/kmol

B. Kebutuhan Dowtherm sebagai Pemanas

Pemanas yang digunakan adalah dowtherm A dengan campuran dari


Chemical Company ("Dow")) pada temperatur masuk 510oC dan temperatur

keluar 500 oC ∫ Cp dT = 5.420,34 kJ/kmol

QC = n ∫783

743

dTCp

207.836,011 kJ = n 5.420,34 kJ/kmol

= 207.836,011 kJ

5.420,34 kJ/kmol

n = 38,34 kmol





TEKNIK KIMIA ’01



= 6.365,06 kg/jam

Tabel B.34 Resume Neraca energi di Heater 2


Hin 6.875.626,085 0

Hout 0 7.083.462,09

QH 207.836,011 0

TOTAL 7.083.462,09 7.083.462,09

B.2.3 Kolom Stripper – 01 (ST – 01)

Fungsi : merecover Benzene agar dapat dipergunakan kembali

Direncanakan merecover 100 % Benzene dan tidak ada

n-paraffin, LAB dan Heavy Alkylate pada produk atas

Keterangan :

Benzene hasil recycle dari kolom stripper akan digunakan kembali untuk

bahan masuk alkilasi dimana kebutuhan benzene harus sama dengan kemurnian

bahan baku dari tangki penampunagan untuk menghindari by product.

A. Neraca Energi masuk kolom stripper 1

Bahan masuk (aliran 20)

Bahan kg/jam kgmol

benzenee (C6H6) 3812.91 48.88

Paraffin (C12H26) 15427.81 90.75

Paraffin (C14H30) 1161.23 5.86

LAB (C18H30) 5647.68 22.96

heavy alkylate (C20H34) 406.52 1.48

26456.15 169.94



TEKNIK KIMIA ’01


Setelah dilkukan trial bubble point maka kondisi operasi feed masuk pada kolom

stripper 1

T1 = 298 oK

T2 = 416 oK


1

dT CpT

T

Tabel B.35. Neraca energi masuk pada aliran 20

Bahan Kg kmol ∫Cp dT H

Benzene 3812.91 48.88 17.594,32 860.070,41

C12H26 15427.81 90.75 55.144,98 323.414,98

C14H30 1161.23 5.86 47.259,92 4.288.923,96

LAB 5647.68 22.96 66.009,12 1.515.440,77

heavyAlkylate 406.52 1.48 64.443,40 95.611,96

Total 26456.15 7.083.462,09

B. Neraca Energi Keluar kolom stripper 1

1. Sub Kondenser

Energi masuk Sub kondenser (CSC) adalah energi bahan pada puncak

kolom bagian atas Stripper 1 di aliran 21 dimana fungsinya Sub kondenser ini

untuk mengembunkan produk atas ST – 01 (aliran 21) berfase gas, stelah

dilakukan trial dew point, didapatkan

P = 1 atm (101,325 Kpa)

T2 = 82,82 oC (351,89 oK)

Tref = 298 K

a. Energi bahan masuk pada kolom atas fase gas

Tabel B.36. Neraca energi keluar pada aliran 21

Bahan kg kmol ∫Cp dT H

Benzene 3812,906 48,88 5.425,146 265.199,668

Total 3.812,907 265.199,668



TEKNIK KIMIA ’01


Diketahui Hvap = A n

Tc

T - 1

kJ/mol

benzene

A = 49,888

Tc = 562,16 K

n = 0,489

Hvap benzene = 49,888 × 0,489

562,16

351,89 - 1

= 30.559,1741 kJ/mol

Bahan kmol Hvap H

Benzenee 48,88 30.559,1741 1.493.836,851

Total 1.493.836,851

b. Entalpi bahan keluar dalam fase cair

T1 = 298 K

T = 351.89 K



Benzene 3.812,906 48,88 8257,866 403.672,729

Total 3.812,907 403.672.729

Maka beban kondensor (Qc) = Hout – Hin + Hvap

= 403.672,740 – 263.905,988 + 274.8517,852

= 1.632.309,91 kJ kJ

Pendingin yang digunakan adalah dowtherm A dengan campuran dari


Chemical Company ("Dow")) pada temperatur masuk 30oC dan temperatur keluar

80 oC mempunyai nilai ∫ Cp dT = 14689,24 Kj/jam

QC = n ∫783

743

dTCp



TEKNIK KIMIA ’01


207.836,011 kJ = n 15.503,929 kJ/kmol

= 207.836,011 kJ

20.924,27 kJ/kmol

n = 38,34 kmol




= 6.365,06 kg/jam

2. Reboiler

Energi masuk reboiler (Rb-01) adalah energi bahan keluar pada bagian

bawah kolom Stripper 1 di aliran 23 sama dengan energi keluar pada aliran 24,

dimana fungsinya reboiler ini Menguapkan sebagian cairan fraksi bawah kolom

stripper 1, sekaligus memenaskan bahan aliran 23 berfase cair, stelah dilakukan

trial Bubble point Suhu Operasi Bawah diperoleh :

P = 1,5 atm (151,95 Kpa)

T = 241,31 oC (514,31 oK)

Tref = 25 C (298 oK)

Bahan Kg kmol

C12H26 15.427,809 90.75

C14H30 1.161,233 5.86

LAB 5.647,680 22.96

heavyAlkylate 406,522 1.48


1

dT CpT

T



TEKNIK KIMIA ’01




C12H26 15.427,8009 90.75 126.000,050 11.434.734,232

C14H30 1.161,233 5.86 91.908,822 539.028,069

LAB 5.647,680 22.96 106.351,149 2.441.615,048

heavyAlkylate 406,522 1.48 123.165,668 182.735,739

Total 22643.2454 14.598.113,088

Panas masuk = panas keluar

HF + QR = HD + HB + QC

QR = 265.199,668 + 14.598.113,09 + 1632309,91 – 7.083.462,09

= 9.273.687,519 kJ




keluar 470oC ∫ Cp dT = 15.098,46 Kj/kmol

QR = n ∫783

743

dTCp

9.273.687,519 kJ = n 15.098,46 kJ/kmol

= 9.273.687,519 kJ

15.098,46 kJ/kmol

n = 614,214 kmol




= 101959,547 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01


Table B.39. Resume Neraca Energi Stripper 1 ( ST - 01 )

Komponen Aliran masuk ( kJ ) Aliran keluar ( kJ )

Entalpi feed ( Hf ) 7.083.462,089

Entalpi distilat ( Hd ) 265.199,668

Entalpi bottom ( Hb ) 14.598.113,088

Panas yang dihasilkan kondensor ( Qc ) 1.632.309,912

Panas yang dibutuhkan reboiler ( Qr ) 9.273.687,519

Total 16.495.622,669 16.495.622,669


Fungsi : merecover n-paraffin agar dapat dipergunakan kembali

Direncanakan merecover 100 % n-paraffin dan tidak ada LAB

dan Heavy Alkylate pada produk atas

Keterangan :

n-paraffin hasil recycle dari kolom stripper akan digunakan kembali untuk

bahan masuk dehidrogenasi dimana kebutuhan benzene harus sama dengan

kemurnian bahan dari tangki penampunagan untuk menghindari by product.

A. Neraca Energi masuk kolom stripper 2


Bahan kg/jam kgmol

Paraffin (C12H26) 15427.81 90.75

Paraffin (C14H30) 1161.23 5.86

LAB (C18H30) 5647.68 22.96

heavy alkylate (C20H34) 406.52 1.48

22.643,246



TEKNIK KIMIA ’01



stripper 2

T1 = 298 oK

T2 = 241,31 oC (514,31 oK)


1

dT CpT

T


Bahan Kg kmol ∫Cp dT H in

C12H26 15427.81 90.75 91908.858 8.340.896,342

C14H30 1161.23 5.86 106351.189 623.729,850

LAB 5647.68 22.96 126000.096 2.892.716,554

heavyAlkylate 406.52 1.48 123165.713 182.735,806

Total 26456.15 12.040.078,552


1. SubKondenser 2

Energi masuk Subkondenser (Kd-02) adalah energi bahan pada puncak

kolom bagian atas Stripper 2 di aliran 25 dimana fungsinya Sub kondenser ini

untuk mengembunkan produk atas ST – 01 aliran 25 berfase gas, stelah dilakukan

trial dew point, didapatkan

P = 1 atm (101,325 Kpa)

T2 = 220,99 oC (493,99 oK)

Tref = 298 K



Bahan kg kmol ∫Cp dT Hout

Paraffin (C12H26) 15.427,81 90,75 69.395,162 6.297.737,418

Paraffin (C14H30) 1.161,23 5,86 80.352,136 471.250,264

Total 3.812,907 265.199,668



TEKNIK KIMIA ’01



Tc

T - 1

kJ/mol

C12H26 C14H30

A = 77.166,00 A = 86.885,00

Tc = 658.20 K Tc = 692,40 K

n = 0,407 n = 0,418

Hvap C12H26 = 77,166 × 0,407

658,20

493,99 - 1

= 43.855,33 kJ/mol

Hvap C14H30 = 86,885 × 0,418

692,40

oK 493,99 - 1

= 51.529,68 kJ/mol

Bahan kmol Hvap H

Paraffin (C12H26) 90,75 43.855,33 4.676.412,533

Paraffin (C14H30) 5,86 51.529,68 257.203,306

Total 4.933.615,839


T1 = 298 K

T2 = 220,99 oC (493,99 oK)



Paraffin (C12H26) 15.427,81 90,75 95191.507 8.638.802,768

Paraffin (C14H30) 1.161,23 5,86 82078.948 481.377,691

Total 3.812,907 9.120.180,459


= 9.120.180,459 – 265.199,668 + 4.933.615,839

= 1.632.309,91 k



TEKNIK KIMIA ’01





130 oC mempunyai nilai ∫ Cp dT = 30.014,55 Kj/jam

QC = n ∫783

743

dTCp

1.632.309,91 kJ = n 30.014,55 kJ/kmol

= 1.632.309,91 kJ

30.014,55 kJ/kmol

n = 242,71 kmol




= 40.289,74 kg/jam

2. Reboiler


bawah kolom Stripper 2 di aliran 28 sama dengan energi keluar pada aliran 29,




P = 1,5 atm (151,95 Kpa)

T = 348,60 oC (621,60 oK)

Tref = 25 C (298 oK)

Bahan Kg kmol

LAB 5.647,680 22.96

heavyAlkylate 406,522 1.48



TEKNIK KIMIA ’01



1

dT CpT

T



LAB 5.647,680 22.96 200.195,726 4.596.103,572

heavyAlkylate 406,522 1.48 195.959,349 290.736,673

Total 6.054,203 4.886.840,245



QR = 9.120.180,459 + 4.886.840,245 + 1.632.309,91 – 12.040.078,552

= 6.900.557,99 kJ




keluar 470oC mempunyai nilai ∫ Cp dT = 15.098,46 Kj/kmol

QR = n ∫783

743

dTCp

6.900.557,99 kJ = n 15.098,46 kJ/kmol

= 6.900.557,99 kJ

15.098,46 kJ/kmol

n = 457,037 kmol




= 75.868,18 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01



Komponen Aliran masuk ( kJ ) Aliran keluar ( kJ )

Entalpi feed ( Hf ) 12.040.078,55 -

Entalpi distilat ( Hd ) - 6.768.987,681

Entalpi bottom ( Hb ) - 4.886.840,245



Total 18.940.636,543 18.940.636,543

B.2.5 COOLER 1 (CO-01)

Fungsi : Mendinginkan produk, n-paraffin, dari 220,99 oC sampai 30 oC


A. Neraca Entalpi Cooler 1

Hin = Hout + Qc

Tin = 220,99 oC = 493,99 oK

Tout = 30,1 oC = 303,20 oK

Tref = 25 oC = 298 oK

Keterangan:

Energi bahan masuk Cooler 1 pada aliran 26 sama dengan energi bahan

yang keluar dari Subkondensor 2 (Kd-02) pada kolom stripper 2



TEKNIK KIMIA ’01


1. Entalpi bahan masuk (Hin)

Tabel B.45. Entalpi bahan masuk Cooler 1 pada aliran 26


(mol/jam) ∫413

298

dTCp Hin (kJ)

Paraffin (C12H26) 90,756 95.191,51 8.638.802,77

Paraffin (C14H30) 5,866 82.078,95 481.377,69

Total 96,62 9.120.180,46


Tabel B.46. Entalpi bahan keluar (Hout) Cooler 1 pada aliran 27


(mol/jam) ∫413

298

dTCp Hout (kJ)

Paraffin (C12H26) 90,756 1,747.86 158,621.86

Paraffin (C14H30) 5,866 1,508.08 8,844.62

Total 96,62 167,466.48

Q Pendinginan (QC)

Hin = Hout + QC

9.120.180,46 = 167,466.48 + QC

Q pendinginan (QC ) = 8.696.017,26 kJ/kmol





QC = n ∫783

743

dTCp

8.696.017,26 kJ = n 26.901,20 kJ/kmol



TEKNIK KIMIA ’01


= 8.696.017,26 kJ

26.901,20 kJ/kmol

n = 323,26 kmol




= 53.660,76 kg/jam

Tabel B.47. Resume Neraca energi di Cooler 2


Hin 9.120.180,46 0

Hout 0 167,466.48

QC 0 8.696.017,26

TOTAL 9.120.180,46 9.120.180,46


Fungsi : memisahkan LAB dari heavy alkylate, kemurnian produk 100%

LAB teruapkan semau

Keterangan :

LAB hasil produk dari kolom stripper akan direaksikan dengan SO3uap dalam

reaktor Sulfonasi (R-03) (Paten No. ),


LAB = 2070,484 kg/jam

heavy Alkylate = 426,627 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01



stripper 2

T1 = 298 oK

T2 = 348,60 oC (621,60 K oK)


1

dT CpT

T



LAB 5647.68 22.96 200195.368 4596095.349

heavyAlkylate 406.52 1.48 195959.001 290736.156

Total 26456.15 4.886.831,51


1. SubKondenser 3

Energi masuk Subkondenser (Kd-03) adalah energi bahan pada puncak

kolom bagian atas Stripper 3 di aliran 32 dimana fungsinya Subkondenser ini

untuk mengembunkan produk atas ST – 01 aliran 32 berfase gas, stelah dilakukan

trial dew point, didapatkan

P = 1 atm (101,325 Kpa)

T2 = 327,96 oC (600,96 K oK)

Tref = 298 K




LAB 5.647,684 22,958 151373.497 3.475.240,372

Total 3.475.240,372



TEKNIK KIMIA ’01



Tc

T - 1

kJ/mol

CLAB

A = 107.892,00

Tc = 774,26

n = 0,429

Hvap LAB = 107.892,00 × 0,407

774,26

600,96 - 1

= 56.767,664 kJ/mol

= 1.303.274,873 Kj/jam


T1 = 298 K

T2 = 220,99 oC (493,99 oK)



LAB 5.647,684 22,958 184.983,653 4.246.864,022

Total 4.246.864,022


= 4.246.864,022 – 3.475.240,372 + 1.303.274,873

= 2.074.898,50 kJ/kmol





QC = n ∫783

743

dTCp

2.074.898,50 kJ = n 52.505,02 kJ/kmol



TEKNIK KIMIA ’01


= 2.074.898,50 kJ

52.505,02 kJ/kmol

n = 39,52 kmol




= 6.560,00 kg/jam

2. Reboiler


bawah kolom Stripper 3 di aliran 30 sama dengan energi keluar pada aliran 31




P = 1 atm (101,3 Kpa)

T = 349,09 oC (622,09 oK)

Tref = 25 C (298 oK)

Bahan

heavyAlkylate = 406,522 Kg

= 1,48 kmol


1

dT CpT

T



heavyAlkylate 406,522 1,48 196.319,703 291.271,31

Total 291.271,31





TEKNIK KIMIA ’01


QR = 3.475.240,37 + 291.271,31 + 2.074.898,50 – 4.886.831,51

= 954.578,70 kJ




keluar 470oC maka diperoleh harga ∫ Cp dT = 15.098,46 Kj/kmol

QR = n ∫783

743

dTCp

954.578,70 kJ = n 15.098,46 kJ/kmol

= 6.900.557,99 kJ

15.098,46 kJ/kmol

n = 63,224 kmol




= 10.495,114 kg/jam



Entalpi feed ( Hf ) 4.886.831,51 -

Entalpi distilat ( Hd ) - 3.475.240,372

Entalpi bottom ( Hb ) - 291.271,314



Total 5.841.410,210 5.841.410,210



TEKNIK KIMIA ’01


B.2.7 COOLER 2 (CO-02)

Fungsi : Mendinginkan produk LAB


A. Neraca Entalpi Cooler 2

Hin = Hout + Qc

Tin = 327,96 oC = 600,68 K

Tout = 45 oC = 318 K

Tref = 25 oC = 298

Keterangan :

Energi bahan masuk Cooler 2 pada aliran 33 sama dengan energi bahan yang

keluar dari Sub kondensor 3 (Kd-03) pada kolom stripper 3

1. Entalpi bahan masuk (Hin)

Tabel B.53. Entalpi bahan masuk (Hin) Cooler 2 pada alairan 33


LAB 5.647,680 22,96 184.983,653 4.246.864,02

Total 4.246.864,02


Tabel B.54. Entalpi bahan keluar (Hout) Cooler 2 pada aliran 31


LAB 5.647,680 22,96 7.493,79 172.042,69

Total 172.042,69

Hin = Hout + QC

4.246.864,02 kJ = 172.042,69 kJ + QC

Q pendinginan (QC ) = 4.074.820,21 kJ/kmol



TEKNIK KIMIA ’01






QC = n ∫783

743

dTCp

4.074.820,21 kJ = n 52.505,02 kJ/kmol

= 4.074.820,21 kJ

52.505,02 kJ/kmol

n = 77,61 kmol




= 12.882,96 kg/jam

Tabel B.55. Resume Neraca energi di Cooler 2


Hin 4.246.864,02 0

Hout 0 172,042.69

QC 0 4.074.820,21

TOTAL 4.246.864,02 4.246.864,02

B.2.8 Vaporiser (V – 01)

Fungsi : Menguapkan kandungan SO3 yang terdapat pada aliran 41

Bahan Masuk (aliran 40)

SO3 = 1.891,74 kg/jam

Aliran 41 dipanaskan hingga 45 oC dimana SO3 pada suhu ini sudah menguap



TEKNIK KIMIA ’01



1

dT CpT

T

Dimana pada bahan masuk


T2 = 303 K

1. Entalpi bahan masuk V – 01 dalam keadaan cair

Tabel B.56. Entalpi bahan masuk (Hin) Vaporizer 1 pada aliran 41

Bahan Kg kMol ∫Cp dT H

SO3 1.891,74 23,630 1.280,124 30.248,892

Total 30.248,892

2. Entalpi bahan keluar V – 01 dalam fase gas

Tabel B.57. Entalpi bahan keluar (Hout) Vaporizer 1 pada aliran 42

Bahan Kg kMol ∫Cp dT H

SO3 1.891,74 23,630 1.029,713 24.331,757

Total 24.331,757

Panas laten penguapan


Tc

T - 1

kJ/mol

SO3

A = 73,370

Tc = 490,85 K

n = 0,565

Hvap SO3 = 73,370 × 0,377

490,85

318 - 1

= 40.683,25 kJ/mol



TEKNIK KIMIA ’01



Dimana :





T = 318 oK


Komponen n

(kmol/jam)

x

(fraksimol)

λ nbp

(kJ/kmol)

λ

(kJ/kmol) Qv (kJ)

SO3 23,629 1 40.683,251 40.683,251 40.683,25

Total 23,629 1 40.683,25


H sensibel

T keluar = 465,50 oC (738,50 oK)

T masuk = 333,52 C (606,52 oK)

Komponen Massa (kg)

BM

(kg/kmol)

n

(kmol)

∫ Cp dt

(kJ/kmol) H (kJ)

SO3 1.891,74 80,058 23,630 774,956 18.311,948

Total 20.785,18 18.311,948

Panas yang diperlukan di Vaporizer = Q

Panas yang masuk = Panas yang keluar

Hin + Q = Hout + Qv + Hsensibel

30.248,89 + Q = 24.331,756 + 40.683,25 + 18.311,948

Q = 53.078,06 kJ





TEKNIK KIMIA ’01



keluar 470oC mempunyai nilai kapasitas panas ∫ Cp dT = 15.098,46 Kj/kmol

QR = n ∫783

743

dTCp

53.078,06 kJ = n 15.098,46 kJ/kmol

= 53.078,06 kJ

15.098,46 kJ/kmol

n = 3,515 kmol

Maka massa yang di butuhkan oleh dowtherm A sebagai pemanas adalah



= 583,57 kg/jam

Tabel B.58. Resume Neraca energi di Vaporiser (V – 01)


Hin 30.248,89

Hout 24.331,76

panas laten penguapan (Qv) 40.683.251

H sensibel 18.311,95

Q dowtherm 53.078,06

Total 83.326,96 83.326,96



TEKNIK KIMIA ’01


B.3 Neraca Energi Pada Unit Produksi Linear Alkyl Benzene

Sulfonate Acid (HLAS)

B.3.1 Reaktor Sulfonasi (R-03)

Fungsi : Tempat terjadinya reaksi pembentukan Linear Alkyl Benzene

Sulfonate Acid (HLAS) dari reaksi antara LAB dendan SO3


A. Energi Masuk Reaktor Sulfoanasi

1. Energi Masuk Reaktor Sulfoanasi adalah energi yang keluar dari

cooler 2 pada aliran 34 dan energi yang keluar dari mixedpoint pada aliran 45

T masuk = 45oC

T referensi = 25 oC

Tabel B-59. Energi Masuk Reaktor Sulfoanasi pada aliran 34


(mol/jam) ∫318

298

dTCp ∆H = n ∫318

298

dTCp . (kJ)

n-Dodecylbenzenee/LAB

(C18H30)

33,22 10.715,48 35.5985,76

Total 35.5985,76 Total

Tabel B-60. Energi Masuk Reaktor Sulfoanasi pada aliran 44

Komponen

Massa

masuk

(mol/jam)

∫303

298

dTCp ∆H = n . ∫303

298

dTCp (kJ)

SO3 uap 23,63 1.029,71 24.331,76

Udara 314,16 588,89 185.007,99

Total 209.339,74

Total Energi masuk pada Reaktor Sulfonasi = 565.325,50 Kj/jam



TEKNIK KIMIA ’01




Reaksi : C6H5 C12H25 + SO3 C12H25.C6H4.SO3H


C6H5 C12H25 0,40

SO3 Uap 0,97

C12H25.C6H4.SO3H

22,68

Jumlah 1,37 22,68

Hof C6H5 C12H25 = -178.700,00 kJ/kmol

Hof SO3 = -396000 kJ/kmol

Hof C12H25.C6H4.SO3H = -5,96E+05 kJ/kmol

Perhitungan Hr

Hr = (n x Hof)produk - (n x Hof)reaktan

= [(n x Hof C12H25.C6H4.SO3H)] – [ (n x Hof SO3)+(n x Hof C6H5 C12H25) ]

= [(- 13510771.64) ] – [(- 71772.55) + (- 382375.84) ]

= - 13.200.168,35 kJ

Keterangan :

Karena Hr berharga negatif, maka reaksi di atas termasuk reaksi eksotermal yang

berarti reaksi tersebut membutuhkan pendingin.



TEKNIK KIMIA ’01


C. Energi Keluar Reaktor Sulfonasi

T keluar = 45 oC

T referensi = 25 oC

Tabel B-61. Energi Keluar Reaktor Sulfonasi pada aliran 35

Komponen

Massa masuk

(mol/jam) ∫

318

298

dTCp ∆H = n ∫318

298

dTCp . (kJ)

n-Dodecylbenzenee/LAB (C18H30) 33,22 10715.48 4303,73

SO3 uap 23.63 1029.71 994,26

Udara 314,16 588.89 185.007,99

HLAS 37,72 168110.13 6341.733,13

Total 6.532.039,11

D. Perhitungan Kebutuhan Pemanas

H in total + Hr total = H out total + Q pendingin

565.325,50 + (-13200168.35) = 6.532.039,11 + Q pendingin

Q pendingin = 7.089.910,64 Kj

Digunakan pendingin dowtherm A pada temperatur masuk 30 oC dan

keluar pada temperatur 40 oC didapat Cp Dowtherm A sebagai pendingin

∫ Cp dT = 2.882,60 kj/jam

QC = n

7.089.910,64 kJ = n 2.882,60 kJ/kmol

= 7.089.910,64 kJ

2.882,60 kJ/kmol

n = 2.459,55 kmol



Massa dowtherm A = 2.459,55 x 166

= 408.285,38 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01




Panas yang dibawa Reaktan (HOR) 565.325,50

Panas reaksi standar (∆HOF298 =ekso ) 13.056.623,25

Panas yang dibawa produk = ∆HP 6.532.039,110

Panas yang dimanfaatkan (Q) 7.089.909,640

Total 13.621.948,75 13.621.948,75

B.3.2 SEPARATOR (S-02)

Fungsi : Memisahkan gas SO3 sebagian dari LABsisa, HLAS

Kondisi operasi : 45 oC; 1 atm

Neraca Entalpi Separator

• Entalpi bahan masuk (Hin).

Energi masuk pada separator adalah energi yang keluar dari R-03 pada Aliran

35

Hin (Separator) = Hout (R-03)

= 6.532.039,11 kJ/jam

• Entalpi bahan keluar (Hout)

Tabel B-63. Neraca energi Separator (S-02)

Keluar (kJ) Komponen Masuk (kJ)

Aliran 36 Aliran 38

LAB sisa 10.715,48 10.715,48

HLAS 168.110,13 168.110,13

SO3 uap sisa atas 1.029,71 1.029,71

SO3 uap sisa bawah 588,89 588,89

Udara 185.007,99 185.007,99

TOTAL 6.532.039,11



TEKNIK KIMIA ’01


B.3.3 Stabilizer Water

Fungsi : untuk mensetabilkan prodak yang di inginkan maka ditambahkan

H2O


A. Energi Masuk Stabilizer Water

Energi Masuk Reaktor Stabilizer Water adalah energi yang keluar dari

Reaktor Sulfonasi pada aliran 35 dan energi pada aliran 39 dari utilitas

T masuk = 45oC

T referensi = 25 oC

Tabel B-64. Energi Masuk Stabilizer Water pada aliran 39 + 35

Komponen

Massa

masuk

(mol/jam)

dTCp∫318

298

∆H = n . dTCp∫318

298

(kJ)

HLAS 22,68 528,65 11.990,00

SO3 uap 0,77 1.029,713 796,01

LAB sisa 0,28 10.715,475 2.974,12

H2O 2,88 1.507,208 4.336,57

Total 20.096,70

Total Energi masuk pada Reaktor Sulfonasi = 565.325,50 Kj/jam



Reaksi : SO3 + H2O H2SO4

Hof SO3 = -396.000,00 kJ/kmol

Hof H2O = -813987 kJ/kmol

Hof H2SO4 = -423120 kJ/kmol



TEKNIK KIMIA ’01


Perhitungan Hr

Hr = (n x Hof)produk - (n x Hof)reaktan

= 227,778 kJ

Keterangan :

Karena Hr berharga negatif, maka reaksi di atas termasuk reaksi eksotermal

C. Energi Keluar Stabilizer Water

T keluar = 45 oC

T referensi = 25 oC

Tabel B-65. Energi Keluar Stabilizer Water pada aliran 40

Komponen

Massa masuk

(mol/jam) ∫

318

298

dTCp ∆H = n ∫318

298

dTCp . (kJ)

HLAS 22,68 528,65 11.990,00

LAB sisa 0,28 10.715,48 2.974,12

H2O 2,10 1.507,208 3.171,73

H2SO4 0,77 2.831,200 2.188,62

Total 20.324,47



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel B-66 Resume Neraaca energi Stabilizer Water


Entalpi Reaktan (HOR) 20.096,70 kJ

Panas reaksi standar (∆HO298) 227,778

Entalpi Produk (HOP) 20.324,482

Q pendingin

Total 20.324,48 kJ 20.324,482

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

C.1 TANGKI PENYIMPAN PARAFIN (T-01)

Fungsi : Untuk menyimpan bahan baku benzen (C6H6)



Bahan : Carbon Steel SA 201 Grade A

Jumlah : 3 unit

C.1.1 Data

• Tekanan = 1 atm

• Temperatur = 30 oC.

• Kebutuhan paraffin = 20.785,676 kg/jam

• Lama penyimpanan = 7 hari

• Jumlah = 4 unit

Tabel C-01. Densitas Campuran

komponen Densitas

t=30 C masa

fraksi

masa

Densitas

campuran

paraffin / n-tetra decane C14 (C14H30) 754,834 293,76 0,070 52,84

Paraffin C12 (C12H26) Dodecene 741,639 3,902,87 0,930 689,72

4.196,63 1 742,56

• Densitas (ρ) = 742,56 kg/m3



TEKNIK KIMIA ’01

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN B−2

C.1.2 Volume Tangki, VT

Volume n-parafin memenuhi 80% dari volume tangki

Massa paraffin untuk 3 unit

= Unit3Jumlah

npenyimpana Lama x jam/hari 24 paraffin xbaku bahan Jumlah

= 4.196,63 kg

• Volume parafin, VL = Massa x ρ campuran

= 237,37 m3

• Volume tangki, VT = 80% Volume parafin

= 296,71 m3

C.1.3 Dimensi Tangki

• Diameter Dalam Tangki, IDT dan Tinggi Tangki, HT

VT = T2T HID4 ××π ; HT = 1 IDT

Dimana :

IDT = Diameter dalam tangki, m

HT = Tinggi tangki , m

IDT = 3

1

TV4

π

IDT = 1 H = 11,474 m

= 225,86 in

• Diameter Luar Tangki, ODT

o Tinggi Cairan dalam tangki, HL

VL = L2T HID4 ××π

HL = 2T

L

ID.

V4

π

= 5,884 m

o Tekanan hidrostatik, Phidrostatik



TEKNIK KIMIA ’01


Phidrostatik = ρ.HL.g (g = 9,8 m/dt2)

= 66.857,75 N/m2

= 0,6598 atm

o Tekanan Desain, Pdesign

Pdesign = 120% ( P + Phidrostatik)

= 1,992 atm

= 29,28 psi

o Tebal dinding tangki, t

t = C)P6,0(-)E.f2(

)ID(P

design

Tdesign + [Pers. 14.34, Brownell & Young]

Dimana :

t = tebal tangki , in

Pdesign = Tekanan desain

ID I = Diameter dalam tangki, in

= 226 in

F = Maximum allowable stress untuk SA-201 grade A

(appendix D,item 4, brownell and Young )

= 13750 psi

E = welded joint efficiency (efisiensi penyambungan) = 0,8

Tipe joint yang dipilih adalah double welded butt joint

tanpa diradiografi dan tanpa stress relieve → max

efficiency berdasarkan table 13.2, hal 254, Brownell &

Young.

C = faktor korosi yang diijinkan untuk umur alat 10 tahun

= 0,125 in

t = 0.5 in

Diambil tebal standar, t = 1 in

Maka Diameter Luar Tangki :

ODT = IDT + 2.t

ODT = 227,9 in

Diambil ukuran standar:

ODT Standar = 228 in



TEKNIK KIMIA ’01


IDT Standar = [ODT Standar - 2.t]

= 226 in

C.1.4 Tinggi Tangki Termasuk Head, HTH

• Tebal Head, tH

Berdasarkan tabel 5.7, Brownell & Young, hal 90, untuk:

ODT = 228 in

Diperoleh :

icr = 13 3/4 in

r = 180 in

Syarat penggunaan torispherical head:

icr > 6%.IDT [Brownell & Young,hal 88]

13.75 in > 13.560 in (memenuhi)

W = ¼ (3 + (rc/ri)0,5) [Pers. 7.76, Brownell]

Dimana :

W = faktor intensifikasi stress untuk torispherical head, in

rc = radius of crown = r

ri = inside corner radius = icr

W = 1,655 in

tH = CP2,0-E.f2

W.rcP

design

design + = 0,416 in [Pers.7.77, Brownell]

Diambil tH Standar = 7/16 in

• Tinggi Head, OA


tH = 7/16 in

Diperoleh :

Standart straight flange, Sf = 1 ½ in s⁄d 4 ½ in,

dipilih Sf = 1,5 in

Untuk menghitung tinggi head digunakan penjelasan pada fig. 5.8, Brownell

& Young, hal 87 (Gambar C.1).



TEKNIK KIMIA ’01


a = ID/2 = 113 in

AB = a – icr = 99,250 in

BC = r – icr = 166,250 in

AC = [ (BC)2 – (AB)2 ]½ = 99,250 in

b = r – AC = 166,250 in

Maka;

OA = tH + Sf + b

= 48,564 in

HTH = HT + OA

= 12,71 m

C.2 TANGKI PENYIMPAN BENZEN (T-02)

Fungsi : Untuk menyimpan bahan baku benzen (C6H6)



Bahan : Carbon Steel SA 201 Grade A

Jumlah : 3 unit

C.2.1 Data

• Tekanan = 1 atm


• Kebutuhan C6H6 = 1.906,45 kg/jam


• Jumlah = 3 unit

• Densitas (ρ) = 866,81 kg/m3



Massa C6H6 untuk 3 unit

= tJumlah Uni

npenyimpana Lama x jam/hari 24Benzen x Jumlah



TEKNIK KIMIA ’01


= 106.761 kg

• Volume benzen, VL = Massa x ρ campuran

= 123,17 m3


= 153,96 m3




Dimana :



IDT = 3

1

TV4

π

IDT = H = 5,808 m

= 228,67 in

• Tekanan hidrostatik, Phidrostatik


= 39.507,59 N/m2

= 0,39 atm

• Tekanan Desain, Pdesign


= 1,67 atm

= 24,52 psi

• Tebal dinding tangki, t

t = C)P6,0(-)E.f2(

)ID(P

design


Dimana :





TEKNIK KIMIA ’01



= 114.34 in



= 13750 psi





Young.


= 0,125 in

t = 0.38 in

Diambil tebal standar, t = 1 1/8 in


ODT = IDT + 2.t

ODT = 230,92 in




= 237,75 in


• Tebal Head, tH


ODT = 240 in

Diperoleh :

icr = 14,438 in

r = 180 in



TEKNIK KIMIA ’01




14,438 in > 14,265 in (memenuhi)


Dimana :




W = 1.633 in

tH = CP2,0-E.f2

W.rcP

design



• Tinggi Head, OA


tH = 3/8 in

Diperoleh :

Standart straight flange, Sf = 1 ½ in s⁄d 3 in,

dipilih Sf = 1,5 in



a = ID/2 = 118,875 in

AB = a – icr = 104,438 in

BC = r – icr = 165,653 in

AC = [ (BC)2 – (AB)2 ]½ = 128,467 in

b = r – AC = 51,533 in

Maka;

OA = tH + Sf + b

= 53.408 in = 1.3566 mTinggi tangki termasuk head,

HTH = HT + OA

= 7,165 m



TEKNIK KIMIA ’01


C.3 HEAT EXCHANGER (HE)

Fungsi : Penukar panas antara keluaran bawah Reaktor Dehydrogenasi

dalam fluida fasa gas dengan bahan baku n-parafin dari tengki

(T-01) dalam fluida fasa cair

Jenis : Horizontal Shell and Tube Heat Exchanger

Bahan : Stainless Steel SA-167 Grade 11 tipe 316

Jumlah : 1 buah.

C.3.1 Data

• Tekanan operasi, P = 1 atm = 14,696 psi

• Panas yang diberikan (Qc)

Qc = 17.131.064,500 kJ/jam = 18.074.230,249 Btu/jam

• Fluida panas (Tubes) : bahan yang keluar dari Reaktor Dehydrogenasi

Laju alir massa, Wt = 21.269,909 kg/jam = 46.891,334 lb/jam

T1 = 465,5 oC = 869,9 oF

T2 = 206oC = 402,8 oF

• Fluida dingin (Shell) : bahan baku n-parafin dari tengki bahan baku

Laju alir massa, Ws =20.785,68 kg/jam = 45.823,80 lb/jam

t1 = 30 oC = 86oF

t2 = 333,52 oC = 632 oF

C.3.2 Logaritmic Mean Temperature Difference (LMTD)

• LMTD = ( ) ( )( ) ( )[ ]1221

1t221

t/tln

t

−Τ−ΤΤ−−Τ − = 275,78 oF [Pers. 5.14, Kern]

• LMTD Correction Factor (FT)

R = ( ) ( )1221 t-t/T-T = 1

S = ( ) ( )1112 t-T/t-t = 0,57

Dipilih 1-2 exchangers

Untuk 1 pass Shell dan 2 pass Tube dari Fig.18 Kern, nilai R dan S diatas

diperoleh nilai FT = 0,73



TEKNIK KIMIA ’01


• Koreksi LMTD = LMTD x FT = 206,03 oF

C.3.3 Koeffisien Transfer Panas menyeluruh, UD

Dari tabel 8 Kern hal 840, untuk fluida dingin bahan baku parafin dan fluida

panas uap parafin,olefin dan H2, harga UD = 40 - 75 Btu/jam ft2 ºF

Asumsi: UD = 50 Btu/jam ft2 oF

• Luas permukaan transfer panas, A

A = LTMD.U

Q

D

C ( pers 5.3 Q.Kern)

= 1.577,753 ft2

• Tebal tubes minimum, tm

C)P6,0(-)E.f(

)2/OD(Ptm

design

tdesign += [Pers. 14.34, Brownell & Young]

Dimana :

tm = tebal tube (in)

Pdesign = Tekanan desain dalam tube

= 14.70 psia

ODt = Diameter luar tube, direncanakan = 1 in

F = Maximum allowable stress untuk bahan stainless steel SA - 213

Grade TP316

= 17532 psia

E = welded joint efficiency = 0,8

C = faktor korosi yang diijinkan untuk umur alat 10 tahun = 0,125 in

Maka;

tm = 0,1255 in

Dari Tabel.10, Kern diambil standar tubes terdekat dengan nilai diatas,

sehingga diperoleh:

t = 0,134 in

BWG = 10

ODt = 1 in

IDt = 0,732 in



TEKNIK KIMIA ’01


a’t = 0,421 in2

ao = 0,262 ft2/ln ft

• Jumlah tube, Nt

Direncanakan panjang tubes, L = 10 ft

Nt = L.a o

Α = 602,656 tubes

• Koreksi Luas permukaan transfer panas, A

A = Nt . ao . L

Dari Tabel 9 hal 842, Kern untuk :

ODt = 1 in; 1,25 in triangular pitch

n = 6 - pass

Diambil standar jumlah tube, diperoleh :

Nt = 614 tubes

IDs = 37 in

A = 1.607,452 ft2

• Koreksi Koeffisien Transfer Panas menyeluruh, UD

UD = LMTD.

Qc

Α = 49,08 Btu/jam.ft2.oF

C.3.4 Faktor Kekotoran (Rd)

• Fluida dingin dalam Shell

o Flow area, as

144.P

B'.C.IDa

t

SS = [Pers. 7.1, Kern]

IDs : Diameter dalam = 37 in

B : Baffle spacing (min1/5IDs), B = 1/5.IDs = 7,4 in

Pt : Pitch = 1 in

c' : Clearance antar tubes, c' = Pt-ODs = 0,25 in

as dalam ft2, maka:

as = 0,3803 ft2



TEKNIK KIMIA ’01


o Laju alir massa (Gs)

s

ss a

WG = [Pers. 7.2, hal 150 Kern]

= 120.500,862 lb/jam.ft2

o Bilangan Reynold, sRe

µ

= Ses

G.DRe [Pers. 7.3, Kern]

De: Diameter ekivalen shell (ft) pada ODt 0,75”

De = 0,72 in = 0,060 ft [Fig. 28, Kern]

µ : viskositas pada Ta = 1/2(T1+T2) = 309oF

µ = 0,0140 lb/ft,jam [Chemical Properties Hand Book’s”McGraw-Hill”]

Res = 516.339,36

o Koefisien perpindahan pipa lapisan luar, ho

)( k

. Cp

ID

k . jH ho t

3

1

t

φµ

=

jH = 420 (pada Res) [Fig. 28, Kern]

pada tc = 309oF [Chemical Properties Hand Book’s McGraw-Hill ]

Cp = 0,86 Btu/lb.oF

k = 0,135 Btu/ft².jam(ºF/ft)

ho/Φs = JH x( k/De)(C x µ air/k)1/3 [pers 6.15b, hal 150, Kern] ho/Φs = 314,17 Btu/ft².jam.ºF

o Temperatur dinding pipa, tw

tw = )tT()h()h(

ht cc

sotio

soc −

φ+φφ+ [Pers. 5.31, Kern]

= 337,87 oF

o Koreksi koefisien perpindahan panas, ho

ho = aa

ohφ

φ [Pers. 6.36, Kern]

φs = (µ/µw) 0.14

pada tw = 337,87 oF

µw = 0,0169 lb/ft.hr [Chemical Properties Hand Book’s”McGraw-Hill”]

φs = 0,8299



TEKNIK KIMIA ’01


ho = 307,89 Btu/jam.ft.oF

• Fluida panas dalam Tubes

o Flow area, at

at = n.144

a.Nt 't = 0,2992 ft2 [Pers. 7.48, Kern]

o Laju alir massa, Gt

t

tt a

WG = = 156.731,346 lb/jam.ft2

o Bilangan Reynold, Ret

Ret = µ

tt G.ID

µ : viskositas pada pada tc = 1/2(t1+t2) = 636 oF

µ = 0,024 lb/ft,jam [Chemical Properties Hand Book’s McGraw-Hill]

maka :

Ret = 397.458,961

o Perpindahan pipa lapisan luar, hi

)( k

. Cp

ID

k . jH hi t

3

1

t

φ

µ=

jH = 710 [Fig. 24, Kern]

pada Tc = 143,708 oF [Chemical Properties Hand Book’s”McGraw-Hill”]

Cp = 0,46 Btu/lb.oF


ho/Φs = JH x( k/De)(C x µ air/k)1/3 [pers 6.15b, hal 150, Kern] thi φ = 4.426,98 Btu/ft².jam.ºF

o Perpindahan pipa lapisan luar, hio

OD

IDx

hh

t

i

t

io

φ=


thio φ = 3.240,55 Btu/ft².jam.ºF

o Koreksi Perpindahan pipa lapisan luar, hio

tt

ioio

hh φ

φ=

Pada tw = 337,87 oF:



TEKNIK KIMIA ’01


µw = 0,0121 lb/ft.hr [Chemical Properties Hand Book’s”McGraw-Hill”]

tφ = (µ/µw) 0.14 = 1,40

hio = 4.536,7723 Btu/ft².jam.ºF [Pers. 6.37, Kern]

• Clean Overall Coefficient, Uc

Uc = oio

oio

hh

h.h

+ = 288,321 Btu/ft².jam.ºF [Pers. 6.38, Kern]

• Dirt Factors, Rd

Rd = DC

DC

U.U

U-U [Pers. 6.13, Kern]

Rd = 0,0169 ft².jam.ºF/Btu

Rd min = 0,001 (Table 12, hal 845, Kern)

Rd > Rd min, maka Rd memenuhi syarat

C.3.5 Pressure drop

• Fluida panas dalam Shell

se10s

2s

S .s.D.10x22,5

)1N.(ID.G.fP

φ+=∆ [Pers. 7.52, Kern]

∆PS = Pressure drop didalam shell (psi)

f = Faktor friksi untuk shell pada Res

= 0,001 [Fig. 29, Kern]

N+1 = Number of crosses = 12 x L/B

= 16,22 ft

De = Diameter ekivalen (ft) = IDs/12 = 0,060 ft

s = spesifik grafity pada Tc

= 1 [www.armandproducts.com]

∆PS = 0,24 psi

∆PS < 10 psi (Rancangan memenuhi)



TEKNIK KIMIA ’01


• Fluida dingin dalam Tubes

∆PT = ∆Pt + ∆Pr

tt10

2t

t .s.ID.10x22,5

n.L.G.fP

φ=∆ [Pers. 7.45, Kern]

f = 0,00014 (pada Ret) [Fig. 26, Kern]

n : Jumlah passes dalam tubes = 6

s = 1 [www.armandproducts.com]

Maka :

∆PT = 5,333 psi

∆PT < 10 psi (Rancangan memenuhi)

C.4 Fired Heater (F-01)

Fungsi : Untuk memanaskan umpan sekaligus merubah fase dari 277 oC

sampai dengan 465,5 oC

Laju alir bahan = 20.785,182 jam

kg

Temperatur umpan masuk = 333,52 oC = 632,35 oF

Temperatur umpan keluar = 465,5 oC = 869,9 oF

Kebutuhan panas untuk menaikkan temperatur umpan dari 333,52 oC ke 465,5 oC

adalah

Q = 23.888.911,612jam

kJ

= 22.642.318,926jam

BTU

Effisiensi panas = 75%

Qn = 30.189.758,568jam

BTU

Dengan 85% transfer panas terjadi pada bagian radian maka :

Qr = 19.245.971,087jam

BTU



TEKNIK KIMIA ’01


radianA

Q

= 12000 2. fthr

BTU (tabel 19.2 Kern) dengan type furnace gas oil cracking

heating.

Luas permukaan radian, Ar =

radA

QQr

= 1.603,83 ft2

� Menghitung Ukuran Tube pada bagian Radian

Menghitung diameter optimum pipa yang akan dipakai untuk furnace Ukuran

Tube pada bagian Radian

Aliran masuk feed = 20.785,182 kg/jam

= 45,822,712 bm/jam

= 763,712 lbm/min

= 12,73 lb/detik

ρ = 592,050 Kg/m3 [hysys]

= 36,960 lbm/ft3

Laju alir volumetrik,Qf = ρW

= 960,36

73,12= 0,344 ft3/dtk

dianggap aliran turbulen

Dicari diameter optimum pipa :

IDopt = 3,9 x Qf 0,45 x ρ0,13 (pers. 14,15, Peter's)

= 3,86 inch, diambil yang berukuran 4 in (apendixK, Brownell)

� Menentukan tebal pipa aliran gas masuk

Bahan konstruksi = Nicrofer®6025 HT- Alloy 602 CA TP

allowable stress (F) = 26,000 psi (MDS no 4037, Okt 2002 ed)

effisiensi penyambungan (E) = 0,8 (tabel.13,2, Brownell)

Corrosion alowance ( C) = 0,125 in/10th

tebal pipa (tp) = CPEF

RiP

design

design +×−×

×)6.0()(

dimana :

R = jari-jari pipa = ½D = ½ x 4 = 2 in



TEKNIK KIMIA ’01


Faktor Keamanan 10%, maka:

Pdesign = 1,1 x 1 atm = 1,1 atm = 17,640 psia

tp = 0,127 in

dipakai pipa dengan spesifikasi :

Schedule Number = 40 S

Ukuran nominal = 4 in

OD act = 4,5 in

ID act = 4,026 in

Luas Permukaan luar tube : ao = 12.7 ft2/ft

Pitch , Pt = 9,5 in

Panjang Furnace, L = Lt - 1,5

diambil panjang Lt = 12 ft

L = 10,5 ft

� Menghitung jumlah tube, Ntr:

Ntr = aoL

Ar

×=

1155,18

93,80783

×

= 12 tube

� Menghitung Laju alir Massa Flue Gas (G)

Dianggap ekses udara untuk membakar fue gas sebanyak : x = 25%

Gf = (822 + 7,78X) x Qn x 10-6 (Tabel 8,16 Wallas)

= 24.874,7 lb/jam

4 shield tube, equilateral spacing, jarak dengan dinding = 3 in

G = 5,423600

12

×××L

Gf

= 1,858 2.sec ft

lb

� Menghitung Mean Tube Wall Temperatur (Tr)

Tr = 100 + 0,5(t1+ t2) = 100 + 0,5 (531,9 + 869,9)

= 800,9 oF



TEKNIK KIMIA ’01


� Menghitung LMTD

Fuel (oF) Umpan (oF) ∆t

1600 869,9 730,10

1200 632,35 567,65

LMTD = ( )

−

65,567

10,730

65,56710,730

Ln

= 698,66 oF

� Menghitung Transfer Panas pada Bagian Konveksi (Qc)

Qc = Qn - Qr

= 30/189.758,568 – 19.245.971,087

= 10.943.787,481 jam

BTU

� Menghitung Clean Over all Coefisien (Uc)

Uc = (a + b.G + c.G2)(4,5/d)0,25 (Tabel 8.16, Wallas)

a = 2,461 - 0,759z + 1,625z2 = 2,895

b = 0,7655 + 21,373z - 9,6625z2 = 11,685

c = 9,7938 - 30,809z + 14,333z2 = -5,687

Z = 1000

Tr =

1000

050.1 = 0,5208

d = OD = 4,5 in

Uc = 4,973

� Menghitung Luas Permukaan Konveksi (Ac)

Ac = LMTDUc

Qc

×

= 3.150,002 ft2

� Menghitung Jumlah tube pada bagian konveksi, Ntc :

Ntc = AoL

Ac

×

= 23,622 ≈ 24 tube



TEKNIK KIMIA ’01


� Dimensi Furnace :

Ntr = 7

Ceiling tube = 4 tube

Shield tube = 2 tube

wall tube = (7 – 4 - 2 )/ 2 = 0,5 ≈ 1 tube

Ntc = 7 tube (7 baris & masing-masing baris terdiri dari 0,5 ≈1 tube)

� Ukuran furnace dibagian radian :

Panjang,P =10,5 ft = 3,2 m

Lebar, L = ((6+2) x 4,5/12) + (((6+2)-1) x 1,5/12) = 8,125 ft

= 2,48 m

Tinggi,T = (3,8 x 4,5/12) + ((3.8-1) x 1,5/12) = 0,38ft

= 0,1143 m

� Ukuran furnace dibagian konveksi :

Panjang,P = 10,5 ft = 3,2 m

Lebar, L = (2 x 4,5/12) + ((2-1)x1,5/12) = 0,875ft

= 0,2667 m

Tinggi,T = (1,766 x 4,5/12) + ((1,766 – 1) x 1,5/12) = 0,76ft

= 0,2310 m

� Menghitung The cold Plane Area (Acp)

Acp = L x Pt x (Ntr - 4) = 18,5 x ( 9,5/12) x (38 – 4)

= 41,56 ft2

� Menghitung Absortivity (α)

X = Pt/ODt = 9,5/4,5 = 2,11

α = 1 - [0,0277 + 0,0927 (X-1)] (X-1)

= 1- [0,0277 + 0,0927 (2,11 – 1)] x (2,11 – 1)

= 0,855

� Menghitung Luas Permukaan Dalam Shell (As)

As = 2 [ l (T + L) + (T x L) ]

= 184,59 ft2

� Menghitung Refraktory Surface (Aw)

Aw = As - Acp = 143,03 ft2



TEKNIK KIMIA ’01


� Menghitung Effective Absorptivity

αAr = Ashield + (α x Acp) = 220,12 ft2

Ar

Aw

α = 0,65

� Menghitung Mean Beam Length (Lmb)

Lmb = 2/3 (Vol furnace)1/3

= 2/3 x (10,5 x 8,125 x)1/3 = 7,11 ft2

� Menghitung Tekanan Parsial Flue gas (p)

p = 0,288 - 0,229 x + 0,090 x2 = 0,2057 atm

X = fraksi vol udara = 0,25

� Menghitung Kebutuhan Bahan Bakar Untuk Furnace

Menggunakan fuel gas hasil produk samping berupa C3H8

Komponen Hv Komponen (Btu/lb)

C3H8 19200

Data Heating Value dari: Perry’s Tabel 9-31

massa bahan bakar = Hv

Q

×85,0

= 1.337,25 lb/jam

= 606,577 kg/jam

Kebutuhan bahan bakar ini sebagian dapat disuplai dari Gas Propane =

606,577 kg/jam hasil produk atas Separator sedangkan sebagiannya lagi dengan

menggunakan fuel gas berupa solar :



TEKNIK KIMIA ’01


C.5 REAKTOR DEHYDROGENASI (R-01)

Fungsi : Sebagai tempat bereaksi olefin dengan benzena membentuk LAB.

Tipe : Fixed Bed Multi Tube Reactor

Jumlah : 1 unit

C.5.1 DATA

• Tekanan Operasi = 1 atm

• Temperatur operasi = 465,5oC

• Laju alir umpan massa gas = 21.269,909 kg/jam

• Laju alir massa air pendingin = 43.964,736 kg/jam

Tabel C-02. Densitas umpan reaktor pada kondisi operasi.

Komponen reaktan(kg/jam) fraksi Densitas

(kg/m3)

x . Densitas

(kg/m3)

C12H26 (n-paraffin) 15.427,81 0,73 751,145 544,83

C14H30 (n-parrafin) 1.161,23 0.05 762,913 41,65

C12H24 (olefin) 3.856,95 0.18 762,2 138,21

C14H28 (olefin) 290,798 0.01 774,098 10,58

H2 533,116 0.03 69,8591 1,75

Jumlah 21.269,91 1 Densitas gas 737,03

[Sumber: HYSYS]

C.5.2 KATALIS

C.5.2.1 Spesifikasi Katalis

Jenis katalis = Alumina

Komposisi : lithium 0,5%

platinum 0,75%

arsenic 0,3 platinum

Diameter katalis = 1440 kg/m3

Volume pori-pori = 0,40 ml/g 0,0004

porositas, X = 0,58



TEKNIK KIMIA ’01


Densitas = 737,03 Kg/cm3

Menentukan volume katalis dalam reaktor

LHSV = volume feed/volume katalis

= 32 /jam

volume bahan dalam reaktor =

=

volume bahan = 28,86 m3/jam

volume katalis =

= 0,90 m3

Volume total = V kosong + V katalis = (X × V total) + V katalis

volume total terisi =

= 2,13 m3

volume total design =

= 2,659 m3

C.5.3 DIMENSI REAKTOR

C.5.3.1 Diameter Reaktor

• Tebal tubes, tt

Direncanakan menggunakan tube dgn diameter luar ( OD ) tube = 1,5 in

Bahan Carbon Steel SA - 106 ( Brownell :hal 251 )

Spesifikasi :

P = Tekanan design ( 1,1 x 1 atm ) = 16,17 psia psia

T design = 465,50 oC x 1,1 atm

= 512,05 oC = 785,05 oK 953,69 oF

Direncanakan menggunakan tube dengan diameter, OD = 1,5 in

= 0,125 ft

campurandensitas

totalmasa

)1( X

Vkatalis

−

737.0391,21269

30

86,28

%20,0%100

27,2 3

−m



TEKNIK KIMIA ’01


Bahan : Carbon Steel SA-106 Grade A

F = 6500 psia ( allowble working stress )

J = 0,8 ( effisiensi sambungan ) doeble welded joint

C = 0,125 in

Tebal tube =

J.F.2

Do.Pi + C

tt = 0,127 in = 1 inch

• Jumlah tubes, Nt

o Pd Kern tabel 10 : yang mendekati tebal tube ≈ 10 BWG

Tebal tube, tc = 0,134 inch

IDt (diameter dalam tube) = 1,23 inch = 0,1025 ft

Luas area tiap tube, at' = 1,075 inch2

Luas permukaan dalam tube, ao = 0,393 ft

Panjang tube, L = 15 ft

Volume satu tube

Volume satu tube = 1/4 π ID2 L = 0,125 ft3

= 0,004 m3

o Jumlah tube =

= 607,17 tube ≈ 607 tube

• Menentukan Diameter Shell

Persamaan. 10-1. E Ludwig “Applied Process Design for Chemical and

Petrochemical Plastic”, untuk triangular pitch :

Nt =

Dimana :

Nt (jumlah tube) = 336 buah

P (tube pitch, triangular pitch) = 1,875 in

n (jumlah pass) = 1 buah

K1 = 1,08

K2 = -0,9

tubesatuVolume

totalVolume

( ){ }[ ] ( ){ } ( ){ }[ ]2

2

233.1

43124/14.31

P

KnKKIDsPKKIDs

×+××−×−+×−



TEKNIK KIMIA ’01


K3 = 0,69

K4 = -0,8

IDS (diameter dalam shell)

Perhitungan dilakukan dengan trial and error sehingga diperoleh jumlah tube

dalam shell yang sesuai.

Trial IDs = 58,862 inch

= 1,495 m

IDs = 58,86 inch

H = 3D

H = 14.72 in

• Tebal shell (dinding reactor), ts

Untuk bahan Carbon Steel SA-201 grade A (Brownell tabel 13 ) Dimana

ts = (tebal Shell)

r = 1/2 IDS = 29,431 in

P (tekanan design) = 16,17 psia

Allowable working Stress ( F ) = 6500 Psi

Effisiensi sambungan ( E ) = 0,8

Faktor korosi = 0,125 inch

Tebal shell =

J.F.2

D.Pi + C

ts = 0,217 in

Diambil tebal shell standard = 0,25 in (Tabel 5.8 hal 93, Brownell & Young)

C.5.3.2 Tinggi Reaktor Termasuk Head, H

• Tebal Head, tH

Bentuk : Elipsoidal Head

Bahan : carbon steel SA 207 grade A

P design = 16,17 psia

T design = 512,05 oC

= 785,05 K (953.69 oF)

Allowable working Stress ( F ) = 6500 Psi

Effisiensi sambungan ( E ) = 0,8



TEKNIK KIMIA ’01


Faktor korosi = 0,125 inch

ODs = IDs + 2 ts

ODs = 59,36 inch

ODs = IDh = 59,36 inch

th = (Pers 7.57, Brownell & Young hal 90)

Dimana :

th = Tebal Head

P (tekanan design) = 16,17 psia

V = 1/6 (2 + K2)

K = a / b

Dengan a = IDh / 2

b = inside depth of dish = IDh / 4 Dari Fig 5.7.e (Brownell)

Didapat :

a = 29,681 inch

b = 14,841 inch

K = 2,0

V = 1,0

th = 0,217 in

Digunakan head standar yaitu : 0,25inch (Tabel5.11,Brownell)

• Tinggi Head, OA

Dari Brownell & Young, tabel 5.11, untuk th = 1 inch diperoleh :

sf ( standart straight flange ) = 1.5 – 4 inch, diambil sf = 4 inch

Tinggi Head : OA = th + b + sf

OA = 0,25 inch + 14,841 inch + 4 inch

OA = 19,0905 in

= 0,48 m

• Menentukan Volume Head

Volume tutup ( Torispherical head ) untuk 2 tutup :

V = π D3 / 12

V = π × (47,12 / 12)3 / 12

V = 30,882 ft3 Tinggi Reaktor termasuk head,

) P x (0.2 - ) E x f x (2

V IDh x x P



TEKNIK KIMIA ’01


• Menentukan Tebal Screen

(Pers 6.55a Brownell hal 102)

Dimana :

f (allowable stress) = 6500 psia

Dscreen ( Diameter screen Idshell ) = 58,86 in

P (tekanan design reaktor) = 16,17 psia

t screen tebal plate screen untuk bed katalis

jadi tebal plate screen :

tscreen = 1,273 in

= 1 in

• Menentukan Jarak Screen dari Dasar Shell

Jarak screen dari dasar vessel diambil sebesar Inside Depth of Dish (IDD),

dimana :

= 14,841 in

= 0,377 m

C.5.3.3 Menentukan ukuran Total Reaktor

⊕ Menentukan Tinggi Total Reaktor

Ht = Hs + 2Hh

Dimana :

Ht = Tinggi total reaktor

Hs = Tinggi Shell

= 15 ft

= 4,572 m

Hh = Tinggi Head (OA)

= 19,091 inch

= 0,485 m

2Hh = 0,969 m

Maka :

Ht = 5,54 m

( ) fPDt screenscreen ×= 16

3

4

ODIDD =



TEKNIK KIMIA ’01


⊕ Menentukan Volume Total Reaktor

Vt = V silinder + V tutup + 2V sf

Dimana :

V silinder = (1/4 x π (IDs)2 L)

V silinder = (1/4 x π (43,14 / 12)2 x 40)

= 283,314 ft

V tutup = 30,882 ft3

V sf = (1/4 x π (IDs)2 sf)

= (1/4 x π (43.14 / 12)2 x (4/12))

= 6,296 ft3

2V sf = 12,592 ft3

Maka :

Vt = 326,79 ft3

C.5.4 PERANCANGAN SISTEM PEMANAS

Fungsi : Sebagai pemanas bahan untuk mempertahankan temperatur operasi

dalam reaktor yang bereaksi endotermis yang dihasilkan oleh

reaksi dan menjaga temperatur reaktor agar tetap konstan.

C.5.4.1 Data


• Fluida dingin : gas masuk reaktor

Temperatur masuk (t1) = 465,5 oC (869,9 oF)

Temperatur keluar (t2) = 465,5 oC (869,9 oF)

• Fluida panas : uap dowtherm A

Temperatur masuk (T1) = 510 oC (950 F)

Temperatur keluar (T2) = 468 oC (874,4 F)

Beban panas Reaktor, Q

Q = 4,251,874,82 kJ/jam

Bahan umpan Reaktor

Ws = 44.558,94 lb/jam



TEKNIK KIMIA ’01


• Laju alir massa uap Dowtherm A

Wt = 21.269,91 kg/jam

= 46.892,07 lb/jam

C.5.4.2 Logaritmic Mean Temperature Difference (LMTD)

• LMTD = ( ) ( )( ) ( )[ ]1221

1t221

t/tln

t

−Τ−ΤΤ−−Τ − [Pers. 5.14, Kern]

= 14,587 oF

C.5.4.3 Koeffisien Transfer Panas menyeluruh, UD


Dari tabel 10 Kern, dipilih ukuran tube

ODt = 1,5 in

panjang = 40 ft

ao = 0,3925 ft2/ft

BWG = 8

Triangular Pitch = 1,875ft 0,3925 ft2/ft

A = Nt . ao . L

= 3.574,72 ft2

• Koeffisien Transfer Panas menyeluruh, UD

UD = LMTD.

Qc

Α

= 28,319 Btu/jam.ft2.oF

• Menentukan Temperatur Average

Untuk fluida yang berada dalam shell berlaku :

Ts avg =

= 489 oC

= 912,2 oF

Untuk fluida yang berada dalam tube berlaku :

Tt avg =

= 465,5 oC

2

2 T 1 T +

2

2 t 1t +



TEKNIK KIMIA ’01


= 869,90 oF

C.5.4.4 Faktor Kekotoran (Rd)


o Flow area, as

as = [Pers. 7.1, Kern]

IDs : Diameter dalam = 58,862 in

B : Baffle spacing (min. 1/5IDs), B = 2/5.IDs = 9,180 in

Pt : Pitch = 1,875 in

c' : Clearance antar tubes, c' = Pt - ODs = 0,375 in

as dalam ft2, maka:

as = 0,75 ft2


Gs = [Pers. 7.2, Kern]

= 59.373,09 lb/jam.ft2

o Bilangan Reynold,

Re = [Pers. 7.3, Kern]

De: Diameter ekivalen shell (ft) pada ODt 1½”

De = 1,08 in = 0,090 ftft [Fig. 28, Kern]

(untuk 1,875 triangular pitch, dengan OD tube 1,5 inch)

pada Tavg = 912,2 oF, diperoleh :

µ = 0,968 lbm/jam ft [Trademark of The Dow Chemical Company]

sRe = 66.242,70


)( k

. Cp

D

k . jH h s

3

1

eo φ

µ= [Pers. 6.15b, Kern]


Dari Trademark of The Dow Chemical Company pada Tt avg = 903,2 oF

diperoleh :

144 x

B x C x IDs

Pt

as

Ws

s

Gs De

µ×



TEKNIK KIMIA ’01


Cp = 0,68 Btu/lb.oF

k = 0,03 Btu/ft².jam (ºF/ft)

ho = 150.349 Btu/ft².jam.ºF [Pers. 6.36, Kern]


o Flow area, at

IDt = (diameter dalam tube) = 1,23 in = 0,1025 ft

Diameter luar tube, ODt = 1,5 in = 0,125 ft

n = 1 pass

Nt = 307 buah

at' = 1,075 in2

at = n.144

'a.Nt t ;ft2 = 4,533 ft2 [Pers. 7.48, Kern]


t

tt a

WG = = 4.692,55 lb/jam.ft2

o Bilangan Reynold, tRe

µ

= ttt

xGIDRe

viskositas pada pada Tt avg = 869,9 oF

µ = 0,0735 lb/ft,jam [hysys]

tRe = 10.372,42


)( k

. Cp

ID

k . jH hi t

3

1

t

φ

µ= [Pers. 6.15a, Kern]

jH = 570 [Fig. 24, Kern]

pada Tt avg = 869,9 oF:

Cp = 0,8 Btu/lb.oF [hysys]

k = 0,064 Btu/ft².jam(ºF/ft) [hysys]

hi = 345,433 Btu/jam ft2 oF


OD

IDxhih io = [Pers. 6.5, Kern]



TEKNIK KIMIA ’01


hio = 283,255 Btu/jam ft2 oF


Uc = oio

oio

hh

h.h



Rd = DC

DC

U.U

U-U = 0,0251 ft².jam.ºF/Btu [Pers. 6.13, Kern]

Rd ≥ 0,002 (rancangan memenuhi)

C.5.4.5 Pressure drop


Re (bilangan reynold) = 66.242,70

f (faktor friksi) = 0,0009

Sg (spesific grafity) = 1

N + 1 = 12 L/B = 522,875 ft

Ds (diameter shell) = 58,86 inch = 4,91 ft

De (diameter ekivalen) = 0,09 ft

Gs (laju umpan / area) = 59.373,09 lb/jam.ft2

se

10s

2s

S .s.D.10x22,5

)1N.(ID.G.fP

φ+=∆ [Pers. 7.52, Kern]

∆PS : Pressure drop didalam shell (psi)]

∆PS = 1,732 psi



Pada ψ (sphericity) = 1 didapat,

× (porositas) = 0,5

Ff (faktor friksi) = 500 (Fig. 220, Brown)

FRe (faktor Reynold) = 17 (Fig. 219, Brown)

Dp (diameter partikel) = 0,00984 ft

Gt (laju umpan) = 4.692,55 lb/jam.ft2

µ (viskositas) = 0,0735 lb/ft.jam



TEKNIK KIMIA ’01


=19.339,113

L = 40 ft

f (faktor friksi) = 0,00025 (Fig. 26, Brown)

gc (kec. gas) = 32,2 ft/dt2

ρg (densitas gas) = 382,91 kg/m3


tt10

2t

t .s.ID.10x22,5

n.L.G.fP


= 0.21 psia


C.6 KONDENSOR SUB COOLER (KD)

Fungsi : untuk menurunkan temperatur yang keluar HE dari 206,5 C sampai 35 C

sekaligus merubah fase bahan (parafin,olefin ) sedangkan H2 tetap dalam

keadaan Gas

Tipe : Horizontal Condenser.

Jenis : Shell and Tube Heat Exchanger

Jumlah : 1 unit.

C.6.1 Data


• Beban panas kondensor, Qc

Qc = 8.530.841,13 kJ/jam

= 8.085.677,10 Btu/jam

• Fluida dingin (Shell) : parafin,olefin dan H2

Laju alir massa, Ws = 58.711,14 kg/jam = 129.433,73 lb/jam

T1 = 206,25oC = 403,26oF

T2 = 35oC = 95oF

• Fluida panas (Tubes) : dowtherm A




TEKNIK KIMIA ’01


t1 = 30oC = 86oF

t2 = 130oC = 266oF


• LMTD = ( ) ( )( ) ( )[ ]1221

1t221

t/tln

t


= 47,07oF


R = ( ) ( )1221 t-t/T-T = 1,71

S = ( ) ( )1112 t-T/t-t = 0,57

Dipilih 1-2 exchangers,





Dari TABLE 11-3 Perry hal 11-25 Typical Overall Heat-Transfer Coefficients

untuk fluida dingin dowtherm A dan fluida panas parafin,olefin dan H2, harga

UD = 80-120 Btu/jam ft2 ºF



A = LTMD.U

Q

D

C

= 1.789,25 ft2


C)P6,0(-)E.f(

)2/OD(Ptm

design


Dimana :

tm = tebal tube minimum (in)

Pdesign = Tekanan desain dalam tubes = 120% P = 1,2 x 1 atm = 1,2 atm

= 15,90 psia



TEKNIK KIMIA ’01


ODt = Diameter luar tubes, direncanakan = 0,75 in

F = Maximum allowable stress untuk bahan SA-213 Grade

tipe P316 (appendix D,item 4, brownell and Young )

= 17,532 psia



= 0,125 in

Maka; tm = 0,1254 in

• Dari Tabel.10 Kern diambil standar tubes terdekat dengan nilai (tm) diatas,

sehingga diperoleh:

t = 0,134 in

BWG = 10

ODt = 1 ½ in

IDt = 0,123 in

a’t = 1,19 in2

ao = 0,393 ft2/ln ft

• Jumlah tube, Nt


Nt = L.a o

Α

= 284,91 tubes


A = Nt . ao . L

Dari Tabel.9, Kern untuk :

Pt = 1 7/8 in; 1 in triangular pitch

n = 4 - pass

Diambil standar jumlah tube terdekat, diperoleh :

Nt = 290 tubes

IDs = 39 in

A = 1821.2 ft2




TEKNIK KIMIA ’01


UD = LMTD.

Qc




o Flow area, as

144.P

B'.C.IDa

t



B : Baffle spacing (min. 1/5IDs), B = 0,25.IDs = 13 in



as dalam ft2, maka:

as = 0,7042 ft2

o Laju alir massa Gs

s

ss a

WG = [Pers. 7.2, hal 150 Kern ]

Gs = 66591.24 lb/jam.ft2


µ

= Ses


De: Diameter ekivalen shell (ft) pada ODt 1”

De = 0,090 ft [Fig. 28, hal 838, Kern]

Tc = 1/2(T1+T2) = 249 oF

µ = viskositas pada Tc

= 1,9602 lb/ft,jam [hysys]

sRe = 121848


)( k

. Cp

D

k . jH h s

3

1

eo φ





TEKNIK KIMIA ’01


pada Tc = 249oF :

Cp = 0,761 Btu/lb.oF [Hysys]


soh φ = 431.81 Btu/ft².jam.ºF


tw = )tT()h()h(

ht cc

sotio

soc −


= 238,69oF


ho = aa

ohφ

φ

aφ = (µ/µw) 0.14

pada tw = 238,69 oF

µw = 0,049 lb/ft.hr [hysys]

aφ = 1



o Flow area, at

at = n.144

'a.Nt t ;ft2

= 0,5991ft2 [Pers. 7.48, hal 150,Kern]


t

tt a

WG =

= 216.035,4 lb/jam.ft2


µ×

= ttt

GIDRe

µ : viskositas pada pada tc = 1/2(t1+t2)

= 176oF

µ = 1,961 lb/ft, jam [Trademark of The Dow Chemical Company]



TEKNIK KIMIA ’01


tRe = 311297


)( k

. Cp

ID

k . jH hi t

3

1

t

φ


jH = 55 [Fig. 24, Kern]

pada tc = 176 oF :

Cp = 0,44 Btu/lb.oF [Trademark of The Dow Chemical Company]

k = 0,071 Btu/ft².jam(ºF/ft) [Trademark of The Dow Chemical Company]

thi φ = 87.64 Btu/ft².jam.ºF

o Koefisien Perpindahan pipa lapisan luar, hio

OD

IDx

hh

t

i

t

io

φ=


thio φ = 71,87 Btu/ft².jam.ºF

o Koreksi Koefisien Perpindahan pipa lapisan luar, hio

tt

ioio

hh φ

φ= [Pers. 6.37, Kern]

hio = 215,61 Btu/ft².jam.ºF


Uc = oio

oio

hh

h.h

+

= 143.8 Btu/ft².jam.ºF [Pers. 6.38, hal 150Kern]


Dari Tabel 9.5, Alat Penukar Kalor:

Rd pendingin = 0,001 ft².jam.ºF/Btu

Rd organik vapour = 0,0005 ft².jam.ºF/Btu

Rd = 0,001 + 0,0005 = 0,0015 ft².jam.ºF/Btu

Rd = DC

DC

U.U

U-U [Pers. 6.13, Kern]

= 0,0015 ft².jam.ºF/Btu




TEKNIK KIMIA ’01


C.6.5 Pressure drop


se10s

2s

S .s.D.10x22,5

)1N.(ID.G.fP

φ+=∆ [Pers. 7.52, Kern]

Dimana:


f = Faktor friksi untuk shell pada Res = 0,0013 [Fig. 29, Kern]

N+1 = Number of crosses = 12 x L/B = 14,77 ft


s = spesifik grafity = 1 [HYSYS]

∆PS = 0,04 psi




○ tt

10

2t

t .s.ID.10x22,5

n.L.G.fP


Dimana :

f = 0,00026 (pada Ret ) [Fig. 26, Kern]

n = Jumlah passes dalam tubes = 4

s = 1

∆Pt = 0,05 psi


C.7 SEPARATOR 1 (S-01)

Fungsi : Memisahkan campuran gas-cair yang keluar dari Kondensor Sub Cooler.

Jenis : Vertical Drum Vessel


C.7.1 Data

• Tekanan operasi = 1 atm

• Temperatur = 35 oC



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel C-03. Konstanta Densitas untuk cairan

Komponen A B n Tc

n-Parafin C14 0,236 0,256 0,273 692,400

n-Parafin C12 0,234 0,252 0,290 658,200

1-Olefin C14 0,240 0,252 0,304 692,000

1-Olefin C12 0,240 0,254 0,297 657,000


Tabel C-04. Densitas Campuran umpan (S) pada kondisi operasi.

Komponen mL (kg/jam) x ρ (kg/m3) x.ρ (kg/m3)

n-Parafin C14 1,161,233 0,056 1.531,825 85,780

n-Parafin C12 15,427,810 0,744 1.546,908 1,150,873

1-Olefin C14 290,797 0,014 1.606,069 22,522

1-Olefin C12 3..856,952 0,186 1.553,289 288,905

Jumlah 1,548,081

• Densitas cairan, ρL = 1.548,081 kg/m3

Tabel C-05. Konstanta Densitas untuk gas

Komponen A B n Tc

H2 0,034 0,347 0,276 33,180


Tabel C-06. Densitas Campuran umpan (S) pada kondisi operasi.

Komponen mL (kg/jam) x ρ (kg/m3) x.ρ (kg/m3)

H2 533,117 1.000 1,137 1,137

Jumlah 1,137



TEKNIK KIMIA ’01


• Densitas cairan, ρL = 1,134 kg/m3

• Jumlah cairan, mL = 2.0736,793 kg/jam

• Jumlah gas, mG = 533,117 kg/jam

C.7.2 Volume Vessel , V

Asumsi: Waktu tinggal cairan, t = 10 menit

• Volume cairan, VL= L

Lm

ρ x t

Ditetapkan waktu tinggal cairan, t = 10 menit [Hal.617, Wallas]

VL = 2,234 m3

• Volume gas, VG

Ditetapkan waktu tinggal gas, t = 1 menit

VG = G

Gm

ρ x t

VG = 7,8116 m3

• Volume Vessel , V

o Perancangan separator yang diinginkan: 10% volume tangki terisi

oleh cairan (VL) dan 90% volume tangki terisi oleh gas (VG).

o Faktor keamanan = 20%

Volume Vessel = ( VL + VG ) x 1,2

= 12,053 m3

C.6.3 Dimensi Vessel

• Diameter Dalam Vessel, ID dan Tinggi Vessel, H

V = HID42 ××π ; H = 3 ID

ID = Diameter dalam Vessel, m

H = Tinggi Vessel, m

ID = 3

1

.3

V4

π

ID = 1/3 HL = 1,723 m = 67,847 in



TEKNIK KIMIA ’01


H = 5,170 m = 203,542 in

• Tinggi Cairan dalam Vessel, HL

VL = L2 HID4 ××π

HL = 0,957 m

• Diameter Luar Vessel, OD



= 14.528,186 kgF/m2

= 0,143 atm



= 20,1637 psi

o Tebal dinding Vessel, t

t = C)P6,0(-)E.f2(

IDP

design

design + [Pers. 14.34, Brownell & Young]

Dimana :


ID = Diameter dalam tangki, in

F = Maximum allowable stress untukcarbon steel SA-285 grade C

(appendix D,item 4, brownell and Young ) = 13750 psi


Tipe joint yang dipilih adalah double welded butt joint tanpa

diradiografi dan tanpa stress relieve → max efficiency

berdasarkan table 13.2, hal 254, Brownell & Young.


= 0,2 in

t = 0,2623 in

Diambil tebal standar, t = 5/16 in


ODT = IDT + 2.t

ODT = 68,472 in




TEKNIK KIMIA ’01


ODT Standar = 72 in


= 71,375 in


• Tebal Head, tH


ODT = 72 in

Diperoleh :

icr = 4 3/8 in

r = 72 in



7,625 in > 7,523 in (memenuhi)


Dimana :




W = 1,764 in

tH = CP2,0-E.f2

W.rcP

design

design + [Pers.7.77, Brownell]

= 0,3164 in


• Tinggi Head, OA

Gambar C.1. Hubungan dimensional untuk flange and dished head



TEKNIK KIMIA ’01



tH = 3/8 in

Diperoleh :

Standart straight flange, Sf = 1 ½ in s⁄d 3½ in,

dipilih Sf = 2 in



a = ID/2 = 35,688 in

AB = a – icr = 31,313 in

BC = r – icr = 67,625 in

AC = [ (BC)2 – (AB)2 ]½ = 59,939 in

b = r – AC = 12,061 in

Maka;

OA = tH + Sf + b

= 14,436 in in

= 0,3667 m

• Tinggi Vessel termasuk head,

HTH = HT + 2.OA

= 5,537 m

C.8 TANGKI PENYIMPAN HIDROGEN (T-06)

Fungsi : Menyimpan gas Hidrogen (H2) sebagai bahan baku cadangan.

Jenis : Sphrical (Bola)

Bahan : SA-167 Grade 3 tipe 304.

Jumlah : 1 unit

C.8.1 Data

• Tekanan = 1 atm


• Kebutuhan H2 = 48,883 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01



• Densitas ρ = 69,859 kg/m3


Volume gas memenuhi 80% dari volume tangki

• Massa gas = tJumlah Uni

npenyimpana Lamax jam/bulan 24 x gas Massa Total

= 8.212,41 kg

• Volume gas = Massa gas x ρ campuran

= 117,56 m3

• Volume tangki (VT) = 80% Volume gas

= 130,62 m3

C.8.3 Diamter Dalam Tangki. IDT

Volume tangki (VT) = 4/3 π [IDT]3

IDT = 3.417 m

= 123,903 in

Jari-jari, r = 1,574 m

= 61,9513 in

C.8.4 Menentukan Tebal Tangki, th

• Tebal dinding tangki, t

C)P6,0(-)E.f2(

)ID(Pt

design

Tdesign += [Pers. 14.34, Brownell & Young]

Dimana :


Pdesign = Tekanan desain dalam tubes = 120% P

= 1,2 x 1 atm = 1,2 atm = 17.640 psi

IDT = Diameter dalam tangki, in

f = Maximum allowable stress untuk bahan SA-201 Grade A

(appendix D,item 4, brownell and Young ) = 13.750 psi




TEKNIK KIMIA ’01



diradiografi dan tanpa stress relieve → max efficiency

berdasarkan table 13.2, hal 254, Brownell & Young.

C = faktor korosi yang diijinkan untuk umur alat 10 tahun = 0,125 in

Sehingga; t = 0,15


C.8.4. Diameter Luar Tangki, ODT

ODT = IDT + 2.t

ODT = 124,178 in

= 3,157 m

C.9 HEATER I (H-01)

Fungsi : untuk menaikan temperatur bahan benzen, parafin, olefin dari

40,96 oC sampai 140 oC

Jenis aliran : Counter Current


Jumlah : 1 unit.

Keterangan :

Bahan yang masuk H-01 adalah bahan yang sebelumnya berasal dari

pencampuran produk dari separator-01, dari tengki penyimpanan benzene dan

recycle dari striper-01 masuk ke tri valve sebelum dipanaskan tempratur keluar

adalah 40,96 C (temperature dihitung berdasarkan pers. Antoan)

C.9.1 Data

• Tekanan operasi, P = 1 atm

• Beban panas kondensor, QH

QH = 6.028.997,760 kJ/jam

= 5.714.387,1691 Btu/jam



TEKNIK KIMIA ’01


• Fluida dingin (Shell) : benzen,parafin,olefin


T1 = 40,96 oC = 106 oF

T2 = 140oC = 284 oF

• Fluida panas (Tubes) : uap dowtherm A


t1 = 500oC = 932878 oF

t2 = 470oC = 851 oF

C.9.2. Logaritmic Mean Temperature Difference (LMTD)

• LMTD = ( ) ( )( ) ( )[ ]1221

1t221

t/tln

t


= 708,320 oF


R = ( ) ( )1221 t-t/T-T = 0,00

S = ( ) ( )1112 t-T/t-t = 0,200



diperoleh nilai FT = 1


C.9.3. Koeffisien Transfer Panas menyeluruh, UD


untuk fluida panas uap dowtherem A dan fluida dingin parafin,olefin dan benzen,

harga UD = 80-120 Btu/jam ft2 ºF



A = LTMD.U

Q

D

C

= 126.350 ft2




TEKNIK KIMIA ’01


C)P6,0(-)E.f(

)2/OD(Ptm

design


Dimana :


Pdesign = Tekanan desain dalam tubes = 120% P = 1,2 x 4 atm = 4,8 atm

= 58,78 psia


F = Maximum allowable stress untuk bahan SA-167 Grade 11

tipe 316 (appendix D,item 4, brownell and Young )

= 18.500 psia



= 0,125 in

Maka; tm = 0,12657964 in


sehingga diperoleh:

t = 0,134 in

BWG = 10

ODt = 3/4 in

IDt = 0,482 in

a’t = 0,182 in2

ao = 0,1963 ft2/ln ft

• Jumlah tube, Nt


Nt = L.a o

Α

= 64,366 tubes


A = Nt . ao . L


ODt = 3/4 in; 1 in triangular pitch

n = 2 - pass



TEKNIK KIMIA ’01



Nt = 70 tubes

IDs = 12 in

A = 137,4 ft2


UD = LMTD.

Qc


C.9.4. Faktor Kekotoran (Rd)


o Flow area, as

144.P

B'.C.IDa

t




Pt : Pitch = 1 in

c' : Clearance antar tubes, c' = Pt - ODs = 0.25 in

as dalam ft2, maka:

as = 0,0833 ft2


s

ss a

WG =

Gs = 548600.9647 lb/jam.ft2 [Pers. 7.2, Kern]


µ

= Ses



De = 0,720 in = 0,069 ft [Fig. 28, Kern]

Tc = 1/2(T1+T2) = 195 oF


= 1,0482 lb/ft,jam [HYSYS]

sRe = 35.937,5816



TEKNIK KIMIA ’01



)( k

. Cp

D

k . jH h s

3

1

eo φ



pada Tc = 195 oF :

Cp = 0,28 Btu/lb.oF [Hysys]

k = 0,068 Btu/ft².jam(ºF/ft) [Hysys]

soh φ = 125,7535 Btu/ft².jam.ºF


tw = )tT()h()h(

ht cc

sotio

soc −


= 369,25 oF


ho = aa

ohφ

φ

aφ = (µ/µw) 0.14

pada tw = 369,25oF

µw = 1,0110 lb/ft.hr [Hysys]

aφ = 1,025



o Flow area, at

at' = 0,182 in2/tube

n = 2 passes (Tabel 9,Kern)

Nt = 70 (Tabel 9,Kern)

at = n.144

'a.Nt t ;ft2 [Pers. 7.48, Kern hal 150]

= 0,0442 ft2




TEKNIK KIMIA ’01


t

tt a

WG =

= 519.5613,46 lb/jam.ft2


µ×

= ttt

GIDRe

pada tc = 1/2(t1+t2) = 905 oF

µ = 0,2904 lb/ft, jam [Trademark of The Dow Chemical Company]

tRe = 718.631,1087

Perpindahan pipa lapisan luar, hi

)( k

. Cp

ID

k . jH hi t

3

1

t

φ


jH = 399 [Fig. 24, Kern]

Dari Trademark of The Dow Chemical Company pada tc = 865 oF

diproleh:

Cp = 0,665 Btu/lb.oF

k = 0,0436 Btu/ft².jam (ºF/ft)

thi φ = 570,867 Btu/ft².jam.ºF


OD

IDx

hh

t

i

t

io

φ=




tt

ioio

hh φ

φ=

Pada tw = 875 oF :

µw = 0,1900 lb/ft.hr [Trademark of The Dow Chemical Company]

tφ = (µ/µw) 0.14 = 1,02

hio = 366,8775 Btu/ft².jam.ºF [Pers. 6.37, Kern]




TEKNIK KIMIA ’01


Uc = oio

oio

hh

h.h

+ [Pers. 6.38, Kern]

= 93,653 Btu/ft².jam.ºF


Dari Tabel 9.5, Alat Penukar Kalor :

Rd uap dowthrem A = 0,003 ft².jam.ºF/Btu

Rd organik liquid = 0,001 ft².jam.ºF/Btu

Rd = 0,003 + 0,001 = 0,004 ft².jam.ºF/Btu

Rd = DC

DC

U.U



C.9.5. Pressure drop


se10s

2s

S .s.D.10x22,5

)1N.(ID.G.fP

φ+=∆ [Pers. 7.52, Kern]

Dimana:


f = Faktor friksi untuk shell pada Res = 0,0012

N+1 = Number of crosses = 12 x L/B = 30 ft


s = spesifik grafity pada

= 1 [Trademark of The Dow Chemical Company]

∆PS = 3,0227287 psi



Untuk Ret = 718631.1087 (fig.26, hal 836, Kern) ∆PT = ∆Pt + ∆Pr

○ tt

10

2t

t .s.ID.10x22,5

n.L.G.fP


Dimana :



TEKNIK KIMIA ’01


Gt = 519.5613,46 lb/jam.ft2 L = 10 ft IDt = 0,0402 ft n = 2 passes dalam tubes s steam= 1


∆Pt = 5,2743 psi

144

5,62

'2

4 2

g

v

s

nPr =∆ [Pers. 7.46, Kern]

V2/2g = 0,16 (fig.27, hal 837, Kern)

∆Pr = 0,556 psi

Untuk Gt = 1.929.070,63 lb/jam.ft2, diperoleh;

∆PT = 5,830 psi


C.10 REAKTOR ALKYLASI (R-02)

Fungsi : Sebagai tempat bereaksi olefin dengan benzena membentuk LAB.

Tipe : Fixed Bed Multi Tube Reactor

Jumlah : 1 unit

C.10.2 DATA

• Tekanan Operasi = 4 atm

• Temperatur operasi = 140oC

• Laju alir umpan massa gas = 26.456,15 kg/jam

• Laju alir massa air pendingin = 94.848,199 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel C-07. Densitas umpan reaktor pada kondisi operasi.

Komponen reaktan(kg/jam) fraksi Densitas

(kg/m3)

x . Densitas

(kg/m3)

C12H26 (n-paraffin) 15.427,81 0,58 751,15 438,03

C14H30 (n-parrafin) 1.161,23 0,04 762,91 33,49

C12H24 (olefin) 3.856,95 0,15 762,20 111,12

C14H28 (olefin) 290,80 0,01 774,10 8,51

benzene 5.719,36 0,22 882,19 190,71

Jumlah 26.456,15 1.00 781,86

[Sumber: HYSYS]

C.10.3 KATALIS

C.10.3.1 Spesifikasi Katalis

Jenis katalis = HF-Mordenite

Diameter katalis = 1,6 mm

Densitas = 2,800 g/cm3 = 2800 kg/m3

Fraksi Void bed (Єb) = 0,4

Bulk density = ( 1 - Єb ) x ρ ( Perry's (18-9))

= ( 1 - 0,4 ) x (2800 kg/m3)

= 1520 kg/m3

C.10.3.2 Menentukan tebal tube

LHSV ( Liquid Hourly Space Velocity ) = 10 /jam

waktu tinggal (detik) = 1 / LHSV = 360 detik

feed masuk = 26,456,152 kg/jam

Volumetrik rate = 33,838 m3/jam

Volume katalis = Volumetrik rate / LHSV

Volume katalis =

= 3,384 m3

= 119,497 ft3

)1( X

Vkatalis

−



TEKNIK KIMIA ’01


= 5.143,33 kg

volume total = Volume kosong + Volume katalis = (X × Volume total) + Volume

katalis = 6,220 m3

= 219,663 ft3

faktor keamanan = 20%

maka, volume design = 7,775 m3


Bahan baja Carbon SA - 83 grade A (Brownell tabel 13 )

Spesifikasi ;

P = Tekanan design ( 1,1 x 58,8 ) = 64,680 psia

f = 11750 psia ( allowble working stress )

E = 0,800 ( effisiensi sambungan ) doeble welded joint

C = 0,125 in

tebal tube = + C

tebal tube = 0,130 in

C.10.4 DIMENSI REAKTOR

C.10.4.1 Diameter Reaktor

• Tebal tubes, tt


Bahan Carbon Steel SA - 283 ( Brownell :hal 251 )

Spesifikasi :




C = 0,125 in

Tebal tube =

J.F.2

Do.Pi + C

Ef

DoPi

..2

.



TEKNIK KIMIA ’01


tt = 0,130 in

• Jumlah tubes, Nt

o Pd Kern tabel 10 : yang mendekati tebal tube ≈ 10 BWG

Tebal tube, tt = 0,134 in

a't = 1,190 ( flow area / tube )

ao = 0,393 ( surface / lin ft, ft2 )

ID tube = 1,23 in = 0,10 ft

o Volume satu tube

Direncanakan: Panjang Tube, L = 21.25 ft ( panjang tube )

Volume satu tube = 1/4 π ID2 L= 0,175 ft3 = 0,005 m3

o Jumlah tube

Jumlah tube = Volume Katalis

Volume satu tube

tube = 1253 tube

• Diameter Dalam Reaktor, ID

Persamaan. 10-1. E Ludwig “Applied Process Design for Chemical and

Petrochemical Plastic”, untuk triangular pitch : Dipilih :

Nt = jumlah tube = 1253 tube

Diperoleh :

Pt = tube pitch = 1 7/8 = 1,875 in

n = jumlah pass = 1 pass

OD = 1,5 in

ID = 84,15 in

• Tebal shell (dinding reactor), ts

Bahan baja Carbon SA - 129 grade A (Brownell tabel 13 )




C = 0,125 in

( ){ }[ ] ( ){ } ( ){ }[ ]2

2

233.1

43124/14.31

P

KnKKIDsPKKIDs

×+××−×−+×−



TEKNIK KIMIA ’01


ID = 84,15 in

Tebal shell =

J.F.2

D.Pi + C

ts = 0,465 in

Diambil tebal shell standard = ½ in

= 0,013 m

• Diameter Luar Reaktor, OD

OD = ID + 2.ts

= 85,149 in


OD = 90 in

= 2,286 m

ID = [OD - 2.ts]

= 89 in

C.10.4.2 Tinggi Reaktor Termasuk Head, H

• Tebal Head, tH


OD = 90 in

Diperoleh :

icr = 5,5 in

r = 90 in


icr > 6%.ID [Brownell & Young,hal 88]

2 3/8 in > 2.258in (memenuhi)


Dimana :




W = 1,761 in



TEKNIK KIMIA ’01


tH = CP2,0-E.f2

W.rcP

design


= 0,808 in

Diambil tH Standar = 0,875 in

• Tinggi Head, OA

Gambar 5.1. Hubungan dimensional untuk flange and dished head


tH = 0.875 in

Diperoleh :


dipilih

Sf = 2 in



a = ID/2

= 42,074 in

AB = a – icr

= 36,574 in

BC = r – icr

= 84,5 in



TEKNIK KIMIA ’01


Maka;

OA = tH + Sf + b

= 16,7 in

• Tinggi Reaktor termasuk head,

H = L + 2.OA

= 24,004 in

C.10.4.3 Volume Reaktor, Vr

Vr = ¼.π.ID2.H

= 948,76 ft3

= 26,87 m3

C.10.5 PERANCANGAN SISTEM PENDINGIN

Fungsi : Sebagai medium pendingin reaktor dimana fungsi kerjanya adalah

menyerap panas yang dihasilkan oleh reaksi dan menjaga temperatur

reaktor agar tetap konstan.

C.10.5.1 Data


• Beban panas Reaktor, Q

Q = 4.050,893 kJ/jam

= 3.841.866,808 Btu/jam

• Fluida panas (Tubes) : bahan umpan Reaktor


T1 = 140oC = 284 oF

T2 = 140 oC = 284 oF

• Fluida dingin (Shell) : Air Pendingin

Laju alir massa, Wt = 116.062,01 kg/jam = 255,873,608 lb/jam

t1 = 30oC = 86oF

t2 = 50oC = 122 oF



TEKNIK KIMIA ’01


C.10.5.2 Logaritmic Mean Temperature Difference (LMTD)

• LMTD = ( ) ( )( ) ( )[ ]1221

1t221

t/tln

t


= 81,88 oF

C.10.5.3 Koeffisien Transfer Panas menyeluruh, UD


Diambil Ud = 300 Btu/jam ft2 F

= 75,27 ft2

• Menetukan Jumlah Tube (Nt)

Dari Kern tabel 10 hal 842, dipilih:

Panjang tube = 21,25 ft

ODt = 1,5 in

Surface per lin (ao) = 0,393 ft2

BWG = 10

Nt = 1,253 buah N = 1 passes

Pt = 1,875 in, square pitch

IDs = 84,149 in • Menetukan Ud terkoreksi

A terkoreksi = Nt x ao x L

A terkoreksi = 10,454 ft²

Ud terkoreksi = LMTDxterkoreksiA

Q

Ud terkoreksi = 2,049 Btu/jam.ft².ºF)

Menentukan Tc average dan tc average

Tc average = (T1+T2)/2 = 284 oF (feed)

tc average= (t1+t2)/2 = 104 F (pendingin)

t x U

Q A

D ∆=



TEKNIK KIMIA ’01


C.10.5.4 Faktor Kekotoran (Rd)


o Flow area, as

144.P

B'.C.IDa

t



B : Baffle spacing (min. 1/5IDs), B = 2/5.IDs = 42,074 in



as dalam ft2, maka:

as = 4,917 ft2


s

ss a

WG = = 52,034 lb/jam.ft2 [Pers. 7.2, Kern]


µ

= Ses


De: Diameter ekivalen shell (ft) pada ODt 1½”

De = 1,48 in = 0,1233 ft [Fig. 28, Kern]

µ : viskositas pada

Tc = 1/2(T1+T2)

= 104 oF

µ = 5,083 lb/ft,jam [Trademark of The Dow Chemical Company]

sRe = 1263


)( k

. Cp

D

k . jH h s

3

1

eo φ



Dari Trademark of The Dow Chemical Company pada Tc = 302 oF

diperoleh :




TEKNIK KIMIA ’01




Temperatur dinding tubes :

)tT()h()/h(

htt cc

0t0i

0cW −

+θ+= = 119,369 oF [Pers. 5.31, Kern]

µw = 4,544 lb/ft.hr

sφ = (µ/µw) 0.14 = 1,016

ss

oo

hh φ

φ= = 38,355 Btu/ft².jam.ºF [Pers. 6.36, Kern]


o Flow area, at

at = n.144

'a.Nt t ;ft2 = 10,358 ft2 [Pers. 7.48, Kern]


t

tt a

WG = = 5.619,33 lb/jam.ft2


µ

= ttt

xGIDRe


µ = 0,765 lb/ft,jam [hysys]

tRe = 753,12


)( k

. Cp

ID

k . jH hi t

3

1

t

φ


jH = 3 pada L/D = 207,31 [Fig. 24, Kern]

pada tc = 302 oF :

Cp = 0,60 Btu/lb.oF [hysys]

k = 0,62 Btu/ft².jam(ºF/ft) [hysys]





TEKNIK KIMIA ’01


OD

IDx

hh

t

i

t

io

φ=



Pada tw = 119,36 oF :

µw = 1,998 lb/ft.hr [hysys]

tφ = (µ/µw) 0.14 = 0,874

tt

ioio

hh φ

φ= = 2,527 Btu/ft².jam.ºF [Pers. 6.37, Kern]


Uc = oio

oio

hh

h.h



Rd = DC

DC

U.U

U-U = (0,066) ft².jam.ºF/Btu [Pers. 6.13, Kern]

Rd = Rdi + Rdo ( aqueous solution + aqueous solution )

Rdi = 0,001 ; Rdo = 0,001

Rd > 0.002, jadi syarat terpenuhi

C.10.5..5 Pressure drop


se

10s

2s

S .s.D.10x22,5

)1N.(ID.G.fP

φ+=∆ [Pers. 7.52, Kern]

∆PS : Pressure drop didalam shell (psi)

f : Faktor friksi untuk shell pada Res

f = 0,003 [Fig. 29, Kern]

N+1: Number of crosses = 12 x L/B

N+1 = 6,0621 ft

De : Diameter ekivalen (ft) = IDs/12

De = 7,021 ft

s : spesifik grafity pada Tc

s = 1,00 (pada Tc) [Chemical Properties Handbooks]

∆PS = 0,058 psi



TEKNIK KIMIA ’01





tt10

2t

t .s.ID.10x22,5

n.L.G.fP


f = 0,00014557 pada Ret [Fig. 26, Kern]

n : Jumlah passes dalam tubes = 1

s = 1,980

∆Pt = 1,05E-05 psi

'g2

vsn4

P2

r =∆ [Pers. 7.46, Kern]

Untuk Gt = 5,619,331 lb/jam.ft2

='g2

v2

0,001 [Fig. 27, Kern]

∆Pr = 0,002 psi

∆PT = 0,00232 psi


C.11 EXPANDER VALVE (EV)

Fungsi : Menurunkan tekanan bahan hasil dari Reaktor Alkylasi

Jenis : Plug cocks valve

Jumlah : 1 unit.

C.11.1 Data

• Tekanan gas masuk, (P1) = 4 atm

• Tekanan gas keluar, (P2) = 1,5 atm

• Laju alir massa (m) = 26.456,152 kg/jam = 58.325,233 lb/jam



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel C-08. Densitas Campuran umpan (EV) pada kondisi operasi.

komponen m (kg/jam) x ρ liquid (kg/m3) ρ . x (kg/m3)

C12H26 (n-paraffin) 15427.8099 0.5831 1556.574 907.7104

C14H30 (n-parrafin) 1161.233 0.0439 1540.346 67.6100

benzene sisa 3812.906522 0.1441 774.027 111.5541

LAB 5647.680395 0.2135 1629.005 347.7489

heavy alkylate 406.522315 0.0154 1648.968 25.3379

Total 49.961,891 1 ρ Campuran 1.459,9612

Sumber: HYSYS

ρ = 1.459,9612 kg/m3

= 91,1415 lb/ft3

• Laju alir volumetric (Q)

Q = ρ

m = 639,942 ft3/jam = 0,178 ft3/det

C.11.2 Dimensi Valve

• Dopt = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 [Pers. 14.15 Peters edisi 4 hal.496]

= 3,223 in

• Dari apendix K item 1 Brownell & Young hal.386 dipilih pipa :

o Nominal pipe size = 4 in

o Inside diameter = 4,026 in

o Outside diameter = 4,500 in

o Schedule number = 40 ST

o Flow area, A = 12,7 in

C.11.3 Jumlah Valve

• Perbedaan tekanan operasi, ∆P1 = (4 – 1) atm = 3 atm

• Luas bagian dalam penampang pipa (A)

A =1/4 x π x ID2 = 0,088 ft2

• Kecepatan aliran, v

v = A

Q = 2,012 ft/dtk



TEKNIK KIMIA ’01


• Menentukan penurunan tekanan (∆P)

P1 = 4 atm

P2 = 1,5 atm

∆P = (P1-P2) = 2,5 atm = 303.965,8423 N/m2

Pressure head = ∆P x 1 = 253,304,866 N/m2 x 1

ρ g 1.459,9612 kg/m3 9,8 m/detik2

= 17,704 m

= 58,087 ft lbf/lbm

• Menghitung Jumlah Valve

W = ∆P + ∆V2 + ∆Z g + ΣF

ρ 2 gc gc

Menggunakan persamaan Bernaulli dengan menganggap perbedaan tinggi

(∆Z)=0 perbedaan kecepatan aliran (∆V) = 0, dan W = 0, maka :

∆P = ΣF

ρ

F = f x L x V2

2 x gc x D

L = n x Le

Sehingga :

∆P = f x n x Le x V2

ρ 2 x gc x D

karena :

k = f x Le / D

maka :

n = ∆P x 2 x gc

ρ x k x V2

Dimana :

n = Jumlah valve

k = Konstanta friksi = 206 (Perry's, table 6-4, hal 6-18)



TEKNIK KIMIA ’01


` V = Kecepatan aliran = 2,012 ft/dt

gc = 32,174 lbm ft/lbf dt2

∆P/ρ = Pressure head = 58,087 ft lbf/lbm

maka :

n = 58,087 ft lbf/lbm x 2 x 32,174 lbm ft/lbf dt2

206 x (2,012 ft/dt)2

= 4,482 ≈ 4 valve

C.12 HEATER 2 (H-02)

Fungsi : Memanaskan parafin LAB, benzen, Heavy alkylat sebelum masuk

Stripper 1

Jenis : Double Pipe Heat Exchanger


Jumlah : 1 buah.

C.12.1 Data

• Tekanan operasi, P = 1,5 atm = 22,0440 psi

• Beban panas kondensor, QH

QH = 207836,0034 kJ/jam = 196990,5181 Btu/jam

• Fluida panas (pipe) : uap Dowtherm A

Laju alir massa, Wa = 6365,0626 kg/jam = 14032,5443 lb/jam

T1 = 470 oC = 878 oF

T2 = 455oC = 851 oF

• Fluida dingin (annulus) : bahan yang keluar dari reaktor Alkylasi

Laju alir massa, Wp = 22236,7233 kg/jam = 49023,5248 lb/jam

t1 = 140,0 oC = 86oF

t2 = 143,3 oC = 289,9 oF



TEKNIK KIMIA ’01



LMTD = ( ) ( )( ) ( )[ ]1221

1t221

t/tln

t

−Τ−ΤΤ−−Τ − = 577,5506 oF [Pers.5.14, Kern]

C.12.3 Pemilihan Standar annulus-inner pipe

Aliran yang dipakai adalah counter current.

• Fitting

Dari tabel 6.1, Kern dipilih :

annulus : IPS = 1 in

inner pipe : IPS = ½ in

• Dimensi Double Pipe Heat Exchanger

Dari tabel 11, Kern diperoleh:

o annulus

IPS = 1

SN = 40

IDa = 1,0490 in

ODa = 1,3200 in

o inner pipe

IPS = 1/2

SN = 40

IDp = 0,6220 in

ODp = 0,8400 in

C.12.4 Faktor Kekotoran, Rd

• Anulus : bahan yang keluar dari reaktor Alkylasi

o Flow area,aa

aa = 1

21

22

D

)DD( −π

D1 = ODp/12 = 0,0700 ft

D2 = IDa/12 = 0,0874 ft

aa = 0,0022 ft2

o Diameter ekivalen, De



TEKNIK KIMIA ’01


De = 1

21

22

D

)DD( − [Pers. 6.3, Kern]

= 0,0392 ft

o Mass velocity, Ga

Ga = a

a

a

W

= 22778185,50 lb/ft2.jam

o Bilangan Reynolds, Rea

Rea = µ

ae G.D

pada tc = 1/2(T1+T2)

= 286,944 oF

µ = 1,7503 lb/ft,jam [Tabel 21-1, Chemical Properties Hand Book]

Rea = 509716.7206

o Koefisien perpindahan panas fluida, ho

ho = ae

31

k

Cp

D

kjH φ

µ× [Pers. 6.15b, Kern]

· jH = 215 (pada Rea) [Fig, 24, Kern]

Dari Tabel 21-1, Chemical Properties Hand Book Pada Tc = 286,944 oF

diperoleh :



aoh φ = 3531,1431 Btu/jam.ft.oF


tw = )tT()h()h(

ht cc

aopio

aoc −

φ+φφ


= 292,01 oF


ho = aa

ohφ

φ

aφ = (µ/µw) 0.14



TEKNIK KIMIA ’01


pada tw = 292,01 oF

µw = 0,912 lb/ft.hr [Tabel 21-1, Chemical Properties Hand Book]

aφ = 1,001


• Inner pipe : fluida panas LAB

o Flow area, ap

D = IDp/12 = 0,0518 ft

ap = =π4

D2

0,0021 ft

o Mass velocity, Gp

Gp =p

p

a

W

= 6653474,3586 lb/ft.jam

o Bilangan Reynold, Rep

Rep = µ

pG.D

pada Tc = 1/2(t1+t2)

= 864,5000 oF


Rep = 1395877,9746

o Koefisien perpindahan panas fluida, hi

hi = p

31

k

Cp

D

kjH φ

µ× [Pers. 6.15a, Kern]

diperoleh jH = 1250 (pada Rea) [Fig. 24, Kern]

Dari Trademark of The Dow Chemical Company Pada Tc = 864,5 oF

diperoleh:



hi = 1583,7561 Btu/jam.ft.oF

o Koefisien perpindahan pipa lapisan luar, hio



TEKNIK KIMIA ’01


p

ioh

φ =

OD

IDh

p

i ×φ

[Pers. 6.5, Kern]

= 1172,7337 Btu/jam.ft.oF

o Koreksi koefisien perpindahan panas, hio

hio = pp

iohφ

φ

pφ = [µ/µw] 0.14

pada tw = 130,117 oF


pφ = 1,0001

hio = 1172,7337 Btu/jam.ft.oF

• Clean Overall Coeffisien, Uc

oio

oioC hh

h.hU

+= [Pers. 6.7, Kern]


• Overall Design Coeffisien, UD

dCD

RU

1

U

1 += [Pers. 6.10, Kern]

Dari Tabel 9.2 Alat Penukar Kalor :

Rd uap Dowtherm A = 0,003 ft².jam.ºF/Btu


Rd = 0,001 + 0,0005 = 0,0031 ft².jam.ºF/Btu

UD = 318,8874 Btu/jam.ft2.oF

• Luas permukaan perpindahan panas, A

LMTD.U

QA

D

c=

= 1,0696 ft2

• Luas permukaan perpindahan panas aktual, Aact

oactact a.LA =



TEKNIK KIMIA ’01


Tabel 11, Kern untuk 1 in IPS standar pipe ao= 0,344 ft2/lin ft

o Jumlah Hairpin

Hairpin = L2

'L

Direncanakan panjang 1 unit hairpin, L = 8 ft/hairpin

L’ = Panjang total pipa, lin ft = oa

A

= 3,1093 lin ft

Jumlah Hairpin = 0,1943 ≈ 1

o Panjang total pipa aktual ,Lact

L2.HairpinL act = = 16 ft

Aact = 5,5040 ft2

• Koefisien design overall aktual, UD act

LMTDA

QU

act

cactD ×

=


Maka, faktor kekotoran :

actDC

actDCd U.U

UUR

−= [Pers. 6.13, Kern]



C.12.5 Pressure Drop

• Annulus

( )144

FFP ta

a

ρ∆+∆=∆

o Diameter ekivalen, De’

De’ = D2 – D1 [Pers. 6.4, Kern]

= 0,0174 ft

o Bilangan Reynolds, Rea’



TEKNIK KIMIA ’01


=µ

= a'e'

aG.D

Re 226660,6910

Faktor friksi, f

42.0

'e

GD

264.00035.0f

µ×

+= = 0,000018371 [Re>2000 ;Pers. 3.47 b, Kern]

o Velocity Head pada annulus, ∆Fa

e

aa

DDensig

LGfF

×××××

=∆2

2

2

4 [Pers. 6.14, Kern]

g = 4,180x108 ft/jam2

Densi = 62,5000 ft/detik2

∆Fa =171,6107 ft

o Linear velocity, V

ρ×=

3600

GaV

= 101,2364 ft/dtk

o Velocity Head, ∆Ft

=∆

'g2

VHairpinFt

2

=477,4288 ft

Maka pressure drop pada annulus :

∆Pa = 28,1701 psi

∆Pa < 10 psi (rancangan memenuhi)

• Inner pipe

( )144

FP p

p

ρ∆=∆

o Faktor Friksi, f

42.0G.D

264.00035.0f

µ

+= [Re>2000 ;Pers. 3.47 b, Kern]



TEKNIK KIMIA ’01


µG.D = Rep

= 1395877,9746

f = 0,0000419

o Velocity head pada inner pipe, ∆Fp

Re = 1395877.9746

p

pp IDdensig

LGfF

×××××

=∆2

4 2

[Pers. 3.45, Kern]

∆Fp = 1,1245 ft

Maka pressure drop pada inner pipe :

∆Pp = 3,3856psi

∆Pp < 10 psi (rancangan memenuhi)

C.13 STRIPPER 01 (ST-01)

Fungsi : Memisahkan produk Benzen dari komponen parafin,olefin,heavy

alkilat berdasarkan perbedaaan daya penguapan (perbedaan titik didih),

sehingga akan memperoleh kemuurnian Benzen yang lebih tinggi.

Bentuk : Silinder vertical dengan tutup toryspherical (Flange and dished head)

Bahan : Carbon steel ASME SA-283 grade C ( Brownell & Young, table

13.1, hal. 251).

Jumlah : 1 unit

Jenis : Sieve tray

C.13.1 PERHITUNGAN PADA STRIPER

C.13.1.1 Kondisi Oprasi Pada Striper

C.13.1.1.1 Kondisi Operasi Umpan Masuk

Umpan masuk pada bubble point campuran

Syarat : 1. =Σ=Σ KiXiYi

Asumsi : Tekanan Operasi, P = 1,5 atm (151,95 kpa)

Temperatur Operasi, T = 143,27 oC



TEKNIK KIMIA ’01


Komponen kg/jam kgmol Xi

benzene (C6H6) 3,812,91 48,88 0,288

paraffin C12 (C12H26) 15.427,81 90,75 0,534

paraffin C14 (C14H30) 1161,23 5,86 0,035

LAB (C18H30) 5647,68 22,96 0,135

heavy alkylate (C20H34) 406,52 1,48 0,009

Total 169,94 1,000

Pi K Yi α

504.7136 3.32158 9.55E-01 40.57995

12.4375 0.08185 4.37E-02 1.00000

3.0279 0.01993 6.88E-04 0.24345

0.1730 0.00114 1.54E-04 0.01391

0.0473 0.00031 2.72E-06 0.00381

1.0000

Pada tekanan 1.5 atm dan temperatur 143,27 oC, diperoleh nilai YiΣ = 1.

A.1.1.2 Kondisi Operasi Puncak Kolom

Syarat : 1/ =Σ=Σ KiYiXi

Asumsi : Tekanan Operasi, P = 1 atm ;



benzene (C6H6) 3812,91 48,88 1,000

paraffin C12 (C12H26) 0,00008 0,0000005 0.00000001

Total 3812.91 48.88 1.0000



TEKNIK KIMIA ’01


Pi K Xi α

114,2355 1,1277 0,8868 128,7000

0,8876 0.0088 0,0000 1,0000

Total 3812.91 48.88 1.0000

Pada tekanan 1 atm dan temperatur 82,82 oC, diperoleh nilai 1=ΣXi .

C.13.1.1.3 Kondisi Operasi Dasar Kolom





paraffin C12 (C12H26) 15,427,81 90,75 0,750

paraffin C14 (C14H30) 1,161,23 5,86 0,048

LAB (C18H30) 5647,68 22,96 0,190

heavy alkylate (C20H34) 406,52 1,48 0,012

Total 22,643,25 121.06 1.0000

Pi K Yi α

182.0268 1,1979 0,8980 1.0000

71.6500 0,4715 0,0228 0,3936

10.6964 0,0704 0,0133 0,0588

4.6777 0,0308 0,0004 0,0257

1.0000

Pada tekanan 1 atm dan temperatur 241,31 oC, diperoleh nilai YiΣ = 1.

C.13.1.2 Penentuan refluks minimum (L/D)min = Rmin

Menggunakan metode underwood

R min + 1 = ∑ [( αixYi)/( αi-φ)]D



TEKNIK KIMIA ’01


1 – 1 =

i=1

Dimana harga φ dapat di cari dengan persamaan :

n

1 − q = ∑ [( αixZi) / ( αi-φ)]F

i=1

Karena umpan masuk pada titik didih maka harga q = 1 sehingga

(αC12.XC12)feed + (αC14.XC14)feed + (αC6H6.X C6H6)feed + (αLAB.XLAB)feed + (αHA.XHA)feed

(αC12)feed - q (αC14)feed - q (α C6H6)feed - q (αLAB)feed - q (αHA)feed - q

0 = 0,00000

Dari hasil trial diperoleh q = 2,753 sehingga

(L/D)min + 1 = Rmin + 1

= ( αi.Xi )distilat

( αi )distilat - q

= 2,753

(L/D)min + 1 = Rmin + 1

= 1.02186

(L/D)min = Rmin

= 0,0219

Penentuan refluks total (L/D) = R

Diambil harga R/Rmin = 1,3

R = 1,3 x Rmin

= 0,0284

L = 1,3893

R = 0,0284



TEKNIK KIMIA ’01


Umpan Uap Bahan

(kmol) (kg) (kmol) (kg)

benzene (C6H6) 48.88 3812.91 50.27 3921.27

Paraffin C12 (C12H26) 90.75 15427.81 0.0000005 0.00009

Paraffin C14 (C14H30) 5.86 1161.23 0.00 0.00

LAB (C18H30) 22.96 5647.68 0.00 0.00

heavy alkylate (C20H34) 1.48 406.52 0.00 0.00

169.94 26456.15 50.27 3921.27

Distilat Refluks Bottom

(kmol) (kg) (kmol) (kg) (kmol) (kg)

48.88 3812.91 1.39 108.37 0.00000005 0.000004

0.0000005 0.00008 0.00000001 0.000002 90.75 15427.81

0.00 0.00 0.00 0.00 5.86 1161.23

0.00 0.00 0.00 0.00 22.96 5647.68

0.00 0.00 0.00 0.00 1.48 406.52

48.88 3812.91 1.39 108.37 121.06 22643.25

C.13.1.3 Menentukan Jumlah Pleate

C.13.1.3.1 Penentuan jumlah plate minimum (Nmin)

Nmin = avg

BD XlkXhkxXhkXlK

αlog

)/()/(log

dimana

αtop = D

D

Khk

Klk

)(

)(

= 128,7000

αbottom = B

B

Khk

Klk

)(

)(

= 14,3689

αavg = ( αtop x αbottom ) 1/2

= 43,0033



TEKNIK KIMIA ’01


maka

Nmin = 3,22

C.13.1.3.2 Penentuan plate teoritis (N)

Dari grafik (fig. 13-41, Perry, 1999)

(N-Nmin) Vs (R-Rmin)

(N+1) (R+1)

Untuk harga (R-Rmin) / (R+1) = 0,0059

−

++

−=+

−5,0

1

2,11711

4,541exp1

1 ψψ

ψψ

N

NN m

( ) ( )1/ +−= RRR mψ

Diperoleh harga (N-Nmin)/(N+1) = 0,767

Sehingga N = 17,197 ≈ 17 plate

C.13.1.3.3 Penentuan effisiensi plate (h) dan jumlah plate aktual (Naktual)

µ avg = 0.0493 cp

α µ = 1.5286

Dari fig 6-47 Banchero hal 306 didapat nilai η = 80%

Naktual = ( N /η ) + 1 ~ Kondensor total, reboiler parsial

Naktual = 22,50 ≈ 22 plate

Dari Walas, mengenai hubungan refluks total fenske di peroleh :

Ns

Nr =

[ ][ ]BF

FD

XlkXhkXXhkXlkLog

XlkXhkXXhkXlkLog

)/()/(

)/()/(

Ns

Nr =

[ ][ ]BF

FD

XLog

XLog

)0/750,0()534,0/288,0(

)288,0/534,0()0/1(

Ns

Nr = 1,634

NsNr + = aktualN

1,634 NsNs+ = 22 plate



TEKNIK KIMIA ’01


Ns = 8,540 plate ≈ 8 plate

Plate bawah(Ns) berjumlah 8 plate (termasuk plate reboiler)

Plate atas (Nr) berjumlah 14 plate

Jadi letak umpan (feed plate) masuk pada plate = 14

C.13.1.4 Penentuan diameter menara (D)

R = Lo / D (Pers 13.128, Wallas, hal.37)

Dimana : Lo = laju alir kolom atas

D = jumlah kondensat yang diambil sebagai distilat

maka

Lo = R x D

0,0284 x 3812,91 kg/jam

= 99,687 kg/jam

Vr = Lo + D

Dimana :

Vr = jumlah uap yang keluar dari bagian atas kolom yang akan dikondensasikan

Maka :

Vr = (99,687 + 3812,91 ) kg/jam

= 3.882,701 kg/jam

Vr = 49,72 lb/jam

(Vs-Vr) = 1 - q (q = 1 untuk umpan masuk pada bubble point )

Laju alir uap bawah = Vs = Vr = 3.882,701 Kg/jam

L = Vs + B

dimana

L = laju alir cairan kolom bawah

B = masa kolom bawah

maka

L = 3.882,701 + 22643,25

= 26.555,84 Kg



TEKNIK KIMIA ’01


Distilat

Bahan Massa Fraksi ρ ρ camp BM BM camp

benzene (C6H6) 3812,91 1.00 882.19 882.19 78.00 78.00

paraffin C12 (C12H26) 0.00 0.00 751.15 0.00 170.00 0.00

paraffin C14 (C14H30) 0.00 0.00 762.91 0.00 198.00 0.00

LAB (C18H30) 0.00 0.00 857.60 0.00 246.00 0.00

heavy alkylate(C20H34) 0.00 0.00 856.39 0.00 274.00 0.00

Total 3812.91 1.00 882.19 78.00

Bottom


benzene (C6H6) 0.00 0.00 882.19 0.00 78.00 0.00

paraffin C12 (C12H26) 15427.81 0.68 751.15 511.79 170.00 115.83

paraffin C14 (C14H30) 1161.23 0.05 762.91 39.13 198.00 10.15

LAB (C18H30) 5647.68 0.25 857.60 213.90 246.00 61.36


Total 22643.25 1.00 780.19 192.26

BM gas atas = S (Xi.BMi)distilat

= 78,00 Kg/kgmol

BM gas bawah = S (Xi.BMi)bottom

= 192,26 Kg/kgmol

ρ cairan atas = 882,1900 Kg/m3

ρ cairan bawah = 780,1890 Kg/m3

ρ uap atas = P x BM gas atas

R x T

= 2,6709 Kg/m3

ρ uap bawah = P x BM gas bawah

R x T

= 6,8321 Kg/m3



TEKNIK KIMIA ’01


C.13.1.4.1 Diameter kolom atas

Asumsi Tray spacing = 18 in

Kecepatan alir maksimum, berdasarkan pers.1, Peters, hal. 656 :

Vm = Kv uap

uapairanc

ρρρ −

Dimana : Vm = Kecepatan linier uap

KV = Konstanta

= 0,26 untuk tray spacing

= 18 in (Fig 15.6 Peters hal 719)

cairanρ atas = 882,1900 lb/ft3

ρuap atas = 2,6709 lb/ft3

maka ; Vm = 0,24 6709,2

6709,2882,1900−

= 4,711 ft/det

= 1,436 m/detik

Floading yang diijinkan = 65 – 80% (Peters,hal. 658), diambil floading = 80%,

maka :

V = 0,80 x Vm

= 0,80 x 4,711 ft/det

= 1,1488 ft/detik

D atas = 4 x Vr x BM gas atas

π x ρ gas atas x Vaktual x 3600

D atas = 0,669 m

C.13.1.4.2 Diameter kolom bawah

Kecepatan alir maksimum kolom bawah. Dihitung berdasarkan persamaan Peter

hal 656

Vm = ( ρ cairan bawah - ρ uap bawah)

ρ uap bawah



TEKNIK KIMIA ’01


Vm = 2,767 ft / detik

= 0,843 m / detik


maka :

Vaktual = 0,80 x Vm

= 0,80 x 2,7662ft/det

= 0,674 ft/detik

D bawah = 4 x Vr x BM gas atas


D bawah = 0,865 m

Maka diambil diameter kolom stripper sebesar = 0,856 m

= 33,9170 in

= 2,810 ft

C.13.1..5 Penentuan tebal kolom stripper (ts)

Bahan : stainless steel SA-167 grade 11 type 316

t = C)P6,0(-)E.f2(

)ID(P

design


Dimana :



= tekanan dalam kolom

= 1,1 - 1,25 Poperasi

= 1,2 x 1 atm = 17,6352 psia


= 33,9170 in

F = Maximum allowable stress untuk SA-167 grade 3 tipe

306 (appendix D,item 4, brownell and Young )



TEKNIK KIMIA ’01


= 18,750 psi



diradiografi dan tanpa stress relieve → max efficiency berdasarkan

table 13.2, hal 254, Brownell & Young.


= 0,200 in

ts = 0,219 in

Diambil tebal standar, ts = 1/4 in

C.13.1.6 Penentuan Tebal Penutup Kolom Stripper (th)

Bentuk : torispherical head (flange and dishead head) Brownell hal 88

Bahan stainless steel SA-167 grade 11 type 316

Diameter luar Do = Di awal + (2.ts)

= 33,7917 +(2 x ¼ )

= 34,220 in

Diambil diameter luar standar shell

OD = 36 in

karena ts diambil = 0,25 in maka

icr = 2,25 in

r = 36 in

icr / r = 0,0625 in > 6% sehingga memenuhi syarat untuk torispherical head.

Berdasarkan Brownell & Young hal 256-258, karena icr/r > 6% maka

persamaan yang digunakan untuk menghitung tebal head adalah

pers 7.76 dan 7.77 Brownell & Young hal 135

W =

dimana

W = faktor intensifikasi stress untuk torispherical head

Rc = radius of crown ( r )

( )1341 rrc+



TEKNIK KIMIA ’01


= 36 in

r1 = inside corner radius ( icr )

= 2,25 in

2,250 in

maka

W = 1,7500

t = CPEf

WrcP

design

design +)6,0(-).2(

[Pers. 14.34, Brownell & Young]

Dimana :


W = 1,7500



= 1,1 - 1,25 Poperasi

= 1,2 x 1 atm = 17,6352 psia

rc = jari –jari

= 36 in



= 18,750 psi






= 0,200 in

th = 0,237 in

Dipilih tebal head standar th = 1/4 in

Standar straight flange (Sf) = 1,5-2,25 in



TEKNIK KIMIA ’01


dipilih Sf = 1,5 in (Tabel 5.8 Brownell & Young hal 93)

C.13.1.7 Penentuan Tinggi Tutup Kolom Stripper

Dari tabel 5.7 Brownell & Young hal 90 untuk

OD = 36 in

ts = 0,2200 in

icr = 2,25 in

r = 36 in

ID = OD - (2 x ts)

= 35,500 in

Untuk menghitung tinggi head digunakan penjelasan pada fig 5.8 Brownell &

Young hal 87

a = ID/2

= 17,750

AB = (ID/2)-icr

= 15,500

BC = r - icr

= 33,750

AC = (BC2-AB2)^0,5

= 29,980

b = r - AC

= 6,0198

OA = th + b + Sf

= 7,769

Maka tinggi penutup kolom stripper = 7,7698 in

= 0,1974 m

Penentuan tinggi kolom stripper

Jumlah plate total = Naktual

= 22 plate

Jumlah plate dalam kolom = Naktual - 1

= 21 plate



TEKNIK KIMIA ’01


Tray spacing = 18 in

Tinggi plate total dalam kolom = jumlah plate dalam kolom x tray spacing

= 386,947 in

= 9,828 m

Tinggi penutup kolom = Hh

= 7,769 in

= 0,1974 m

Tinggi kolom stripper = H

= Tinggi plate total dalam kolom + (2 x Hh)

= 402,487 in

= 10,223 m

C.13.2 KONDENSOR KOLOM STRIPER 1 ( Ks – 01 )

Fungsi : Mengembunkan uap benzen produk atas pada striper 1.

Jenis : Shell and tube exchanger.


Bahan : Stainless Steel SA – 240 grade M type 316

Jumlah : 1 buah

C.13.2.1 Kondisi oprasi pada kondensor

a. Fluida panas di Tubbe ( Uap produk atas striper 1 )

T masuk (T1) = 82,824 °C (181,0835 °F)

T keluar (T2) = 82,824 °C (181,0835 °F)

b. Fluida dingin di shell ( dowthrem A )

T masuk (t1) = 30 °C (86 °F)

T keluar (t2) = 80 °C (176°F)

Laju alir uap kolom atas (Wt) = 18.446,396 kg/jam

= 40.630,828 lb/jam

Panas yang diserap pendingin (Qc) = 1.632.309,912 kJ/jam

= 1.547.131,065 Btu/jam

Kebutuhan Dowtherm A (Ws) = 3.783,013 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01


= 71.894,064 lb/jam

C.13.2.2 Menghitung Logaritmic Mean Temperature Difference (LMTD)

LMTD = ( ) ( )

( ) ( )[ ] =−Τ−Τ−Τ−−Τ

1221

1221

/ln tt

tt

= ( ) ( )

( )[ ]30824,8280824,82ln

30824,8280824,82

−−−−−

= 30,7297 °F

Dari Fig.19 Kern hal 828, untuk harga R dan S diatas diperoleh 1-2 exchanger,

Ft = 1.0000

∆t = Ft x ∆LMTD = 30,7297 °F

Menentukan Tc average & tc average

Ta average = ( T 1 + T 2 ) / 2 = 181,083 °F ( 355,824 oK )

ta average = ( t 1 + t 2 ) / 2 = 131,00 °F ( 328,00 oK )

C.13.2.3 Menentukan Luas Permukaan Transfer Panas

Dari Tabel 8. Kern Halaman 840 untuk ,

Fluida panas = Gasses benzen (C6H6)

Fluida dingin = dowtherm A

C.13.2.4 Menghitung Koeffisien Transfer panas menyeluruh, UD

Harga Koefisien Transfer panas menyeluruh, UD untuk pemanasan Gasses dengan

Steam : 80 - 120 Btu/jam ft2 oF (tabel 8, Kern).

Asumsi UD = 100 Btu/jam ft2 oF

Luas Permukaan transfer panas, A

A = 7297,30100

6567,30936

×=

× LTMDU

Qc

D

= 503,465

Jumlah tube, Nt

Asumsi:

Panjang tube (L) = 6 ft



TEKNIK KIMIA ’01


BWG = 10

Diameter luar tube, ODt = 3/4 in

Surface per Iin ft, ao = 0,1963

61963,0

465,503

×=

×=

La

ANt

o

= 427,462

Koreksi harga, UD

Dari tabel 9 Kern, diperoleh :

Nt = 442

ODt = 3/4 in

n = 1 passes

IDs = 23,250 in

A terkoreksi = Nt × ao × L

= 520,588 ft2

Maka:

UD terkoreksi = 100,049=× LTMDiAterkoreks

Qc

⊕ Menentukan Tebal tube

Dimana :

t = C)P6,0(-)E.f2(

)ID(P

design

Tdesign +

t = Tebal tube ( in )

P = Tekanan design dalam tube

= 1.0000 atm 14,696 psia

OD t = Diameter luar tube

= 0.7500 in (0.0625 ft)

f = Maximum allowable stress. Untuk bahan SA 285 Grade C

(appendix D, item 4, Brownell & Young)

= 13.750,000 psia

E = Welded joint efficiency

= 0,8000



TEKNIK KIMIA ’01


C = Korosi yang diijinkan untuk umur alat 10 thn

= 0,1250 in/10thn

Sehingga, t = 0.1255 in

⊕ Dari tabel 10, Kern Halaman 843 dipilih :

BWG = 10.0000

t = 0,1340 in

ai = 0,1263 ft2

ao = 0,1963 ft2

ID t = 0,4820 in

at' = Luas penampang dalam per tube 0,1820 in2/tube

C.13.2.5 Menentukan Faktor Kekotoran (Dirt factor), Rd

C.13.2.51 Pada Tube side

~ Fluida dingin : Dowtherm A

Flow area tube, at’

Dari tabel 10 Kern, diperoleh at’ = 0,182 in2/tube

At = 20,5596144

182,0442

144

'ft

n

aNt t =×

×=

××

Mass velocity, Gt

Gt = =ta

Wt 72.731,828 lb/jam.ft2

Bilangan Reynolds,, Re

Pada Ta = 181,035 oF ;

µ = 1,985 lb/ft.jam ;

Cp = 0,402 ;

k = 0,01 Btu/jam.ft.oF

Ret = 1471,952985,1

828,731.72040,0=

×=×

µGtIDt

Untuk Ret = 297.293,639 maka dari fig.24 Kern di dapat harga jH = 80



TEKNIK KIMIA ’01


Koefisien perpindahan panas, hio

FftjamBtuk

C

D

kjH

t

hi o2

3/1

./333,336=

××=

µφ

Dimana ;

hi = Koefisien transfer panas lapisan luar di dinding tube bagian dalam

ketika tube telah kotor

φt = Rasio viskositas ( faktor koreksi viskositas untuk fluida dekat dinding

tube bagian dalam )

)/.(./214,224 2 ftFftjamBtuODt

IDt

t

hi

t

hio o=

=φφ

hio = Koefisien transfer panas lapisan tipis bawah dari dinding luar tube

Pada tw = 200,678 oF didapat ; µw = 1,594 lb/ft.jam, maka ;

25,1=

wµµ

dari fig. 24, Kern didapat φt = 1,320

hio terkoreksi = (hio/φt) x φt

= 214,224 x 1,3200

= 282,775 Btu/jam.ft2 (oF/ft)

C.13.2.52 Pada Shell side

~ Shell Side ( Fluida panas : gass benzen )

Flow area shell,as

Dimana: IDs = 23,25 in

Baffle space, B = 4,650 in

Pitch tube, PT = 0,938 in

Clearance, C’ = 0,188 in

as = 20,150144

'ft

P

BCIDs

T

=××

Mass velocity, Gs

Ws = 8.332,627 lb/jam



TEKNIK KIMIA ’01


Gs = 187,0

8.332,627=sa

Ws

2./55.493,043 ftjamlb=

Bilangan Reynold (Res)

µGsDe

s×=Re

dari fig.28, Kern untuk ;

ODt = 3/4 in

Pt = 1 in (square pitch), diperoleh;

De = 0,95 in (0,0792 ft)

Dari Trademark of The Dow Chemical Company Pada ta = 131,00 oF

diproleh :

µ Dowtherm A = 0,512 lb/ft

Cp Dowtherm A = 34,482 Btu/lbm.°F

k Dowtherm A = 0,117 Btu.ft/ft2.jam.°F

Sehingga Res = 0747,3

011,036.3830792,0 x

= 8.584,733

Koefisien perpindahan panas,ho

Untuk Res = 8.584,733 ; dari fig.24 Kern didapat jH = 25

Pada ta = 131,00 oF

)/(./127,199 23/1

ftFftjamBtuK

C

De

KjH

s

ho o=

××= µφ

Dimana ;

ho= Koefisien transfer panas lapisan tipis atas dari dinding tube bagian luar

)( taTahohio

hotatw −

++= (persamaan 5.31a, Kern)

= 200,67 oF

pada tw = 180,6169 oF µ air = 0,987 lb/ft

Maka ; 0,521=

wµµ

dai fig.24, Ken didapat φs = 1



TEKNIK KIMIA ’01


ho terkoreksi = (ho/φs) x φs (persamaan 6.36, Kern)

= 255,500 Btu/jam ft2.oF

Clean Overall Coeffisien, Uc

Uc = hohio

hohio

+×

= 134,223

Maka Dirty Factors, Rd

DC

DC

UU

UURd

×−

=

= 0,003

Dari Tabel 12. Kern Halaman 845, faktor kekotoran untuk :

~ fluida panas : Organic vapors → Rd = 0,001 Btu/jam.ft2°F

~ fluida dingin : dowtherm → Rd = 0,002 Btu/jam.ft2°F

Rd min total = 0,003

Rd hasil perhitungan > dari pada Rd min = 0,0025 sehingga rancangan memenuhi

syarat.

C.13.2.6 Menentukan Pressure Drop

C.13.2.6 1 Pada Tube Side

Bilangan Reynolds, Ret = 1.471,952

Dari figure 26, Kern diperoleh f = 0,004

Pressure Drop pada tube side :

( ) φ×××××××=

sIDt

nLGtfPt

10

2

1022.5

= 0,004 psi

Return pressure pada tube side :

g

V

s

n

2

4Pr

2

×= = 0,000015 psi

Pressure drop total pada Tube side :



TEKNIK KIMIA ’01


PT = Pt + Pr = 0,004 psi

Pressure drop yang diijinkan pada tube side < 10 psi , berarti rancangan

memenuhi syarat.

C.13.2.62 Pada shell side

Bilangan Reynolds,

Res = 8.584,733

Dari figure 26, Kern diperoleh f = 0,0000575

Number of crosses, N + 1

N + 1 = 12 x (L/B) = 185,806

s dowtherm A = 1

Pressure drop pada shell side :

( )( ) sDe

NDsGsfPs

×××+×××=∆

10

2

1022.5

1

( ) 10792,01022.5

240155.493,0430000575,010

2

××××××=∆Ps

= 0,012 psi

Pressure drop yang diijinkan pada shell side < 10 psi, maka rancangan memenuhi

syarat.

C.13.3 REBOILER PADA STRIPER 1 ( Rb – 01 )

Fungsi : Menguapkan sebagian cairan fraksi bawah kolom striper 1.




Jumlah : 1 buah

C.13.31 Kondisi oprasi pada Reboiler 1

a. Fluida panas di Tubbe (Hot Oil ; dowtherm A)

T masuk (T1) = 510 °C (950 °F)

T keluar (T2) = 470 °C (878 °F)



TEKNIK KIMIA ’01


b. Fluida dingin di shell ( Cairan bagian bawah striper 1 )

=−=∑

−=∆

60

181,0834466,349

plate

TTT distilatbottom 4,7554 °F

T masuk (t1) = (466,349 – 4,755 ) °F = 461,594 °F

T keluar (t2) = T bottom = 466,349 °F

Laju alir umpan = Laju alir cairan bagian bawah distilator 1

= 22.673,139 kg/jam

= 49.874,989 lb/jam

Beban panas reboiler (Qr) = 9.273.687,519 kJ/jam

= 8.789.758,571 Btu/jam

Kebutuhan uap dowtherm A = 101.959,547 kg/jam

= 224.580,500 lb/jam

C.13.3.2 Menghitung Logaritmic Mean temperature Difference (LMTD)

LMTD = ( ) ( )

( ) ( )[ ] =−Τ−Τ−Τ−−Τ

1221

1221

/ln tt

tt 453,344 oF

C.13.3.3 Menghitung Koeffisien Transfer Panas menyeluruh, UD

Shell side = Cairan produk bawah ST - 02 ( Fluida dingin )

Tube side = Hot oil ; dowthrem A ( Fluida panas )

Aliran : Counter current


untuk fluida dingin dowtherem

dan fluida panas parafin,olefin dan H2, harga UD = 60-80 Btu/jam ft2 ºF

Dipilih UD = 75 Btu/jam.ft2.oF

L = 12 ft

ODt = 1 in = 0.0833 ft

Dengan memilih bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C, maka

Allowable stress (f) = 13750 psi (Brownell and Young )

Faktor korosi ( C ) = 0,125 in



TEKNIK KIMIA ’01


Tekanan (P) = 459,5926 psi

Maka tebal minimum :

Cf

ODtPtm +

×××

=2

1,1

= 0,1388

Dari Tabel.10,Kern diambil standar Tube terdekat :

ODt = 1 in

t = 0,148 in

BWG = 9

IDt = 0,704 in

at’ = 0,389 in

ao = 0,2618 in


A = =× LTMDU

Qr

D

258,516 ft2

Jumlah tube, Nt

Nt = =× La

A

o

82,288

Jumlah shell = 1 shell

Diambil jumlah tube dalam 1 shell = 86 tube

Koreksi harga, UD

Dari Tabel 9. Kern, hal : 841, diperoleh ;

Nt = 86 tube

ODt = 1 in, 1 ¼ in squre pitch

n = 2 passes

IDs = 15,25 in = 0,387 m

A terkoreksi = Nt Lao ×× = 270,178 ft2

Maka: UD terkoreksi = =× LTMDiAterkoreks

Qr 71,763 Btu/jam.ft2.oF



TEKNIK KIMIA ’01


C.13.3.4 Menentukan Faktor Kekotoran (Dirt Factor), Rd

C.13.3.41 Pada Tube Side

Data:

~ Fluida panas = Hot oil ; dowthrem A


at' = 0,3890 in2

n = 2 pass

Nt = 86

De = 0,7040 inch

= 0,0587 ft

Dari tabel 10, Kern diperoleh at’ = 0,4210 in2

At = =×

×n

aNt t

144

' 0,465 ft2

Mass velocity, Gt

Wt = 224.580,500 lbm/jam

Gt = =ta

Wt 483.344,174 lb/jam.ft2

Bilangan Reynold, Re

Pada ta = 914 oF dari Trademark of The Dow Chemical Company

µ = 0,1714 lb/ft jam

Ret = =×µ

GtIDt 165.419,710

Dari fig.24,Kern diperoleh jH = 300

Koefisien Perpindahan Panas pipa , hi

(Cp.µ/k)1/3 = 1,466

FftjamBtuK

Cp

IDt

KjHhi o../277,367

.3/1

=

×= µ

hio = =× hiODt

IDt 195,266 Btu/jam.ft.oF



TEKNIK KIMIA ’01


C.13.3.42 Pada Shell Side

Data:

~ Tavg = 460,009 oF

~ Fluida : Cairan dari bagian bawah kolom striper 1

~ Kapasitas panas campuran : Cp = 128,200 Btu/lb oF

~ Konduktivitas panas campuran : K = 0,055 Btu/ jam ft2 (oF/ft)

~ Viskositas campuran : µ = 0,352 lb/ft jam

Flow Area Shell, as

Dimana:

IDs = 15,250 in

B = 3,050 in

Pt = 1,2500 in square pitch

De = 0,720 in (0,0600 ft)

C' = Pt - ODt

= 0,250 inch

As = TP

BCIDs

144

'××= 0,065 ft2

Mass velocity, Gs

Ws = 49.940,836 lb/jam

Gs di split = 2

1.

sa

Ws

= 386.534,819 lb/jam.ft2

Koefisien perpindahan panas, ho

Bil Reynolds

Res = µ

GsDes.

= 65.824,953

Dari fig 28, Kern diperoleh jH = 180

(Cp.µ/k)1/3 = 9,387

31

×××=K

Cp

De

KjH

ho

s

µφ




TEKNIK KIMIA ’01



Uc = =+×

hohio

hohio 77,374 Btu/jam.ft2.oF

Maka Dirt factor, Rd

Rd = =×−

DC

DC

UU

UU 0,001

Rd yang di ijinkan untuk light organic =0,001Btu/jamft2 oF, dan untuk uap

dowtherm = 0

Rd min = 0,001 + 0 = 0,001 Btu/jam ft2 oF

Rd hasil perhitungan lebih besar dari Rd min, sehingga rancangan memenuhi

syarat.

C.13.3.5 Menentukan Pressure Drop

C.13.3.5.1 Pada tube Side

Ret = 165.419,710

f = 0,00045 (Fig.26 Kern hal 836)

Gt = 483.344,174 lb/jam.ft2

L = 12 ft

n = 2 pass

D = IDt / 12

= 0,059 ft

s = 1

V2/2g (62,5/144) = 0,0010 (Fig.27 Kern hal 837)

Dari fig. 26, Kern→diperoleh f = 0,0005 ft2/in2

Pressure drop pada tube side:

Pt = tsIDt

nLGtf

φ×××××××

)1022,5( 10

2

= 0,824psi

Return pressure pada tube side:

Pr = g

V

s

n

2

4 2

×



TEKNIK KIMIA ’01


Dari fig 27 Kern, pada Gt = 10193,4494 →V2/2g = 0,001

Maka: Pr = 0,008 psia

Pressure drop total pada Tube side:

PT = Pt + Pr

= 0,832 psia

Pressure drop yang diijinkan pada tube side = 10 psi, berarti rancangan

memenuhi syarat.

C.13.3.5.2 Pada Shell Side

Bil Reynolds, Res = 65.824,953

Dari fig 29, Kern, diperoleh f = 0,00003 ft2/in2

Number of crosses, N+1

N+1 = 12× (L/B) = 1.382,400

Pressure drop pada shell side

Ps = sDe

NDsGsf

×××+×××

)1022,5(

)1(10

2

= 1,978 psia

Pressure Drop yang diijinkan pada shell side = 10 psia, maka rancangan

memenuhi syarat.



TEKNIK KIMIA ’01



Fungsi : Memisahkan produk parafin dari komponen LAB dan heavy alkilat.



13.1, hal. 251).

Jumlah : 1 unit

Jenis : Sieve tray

C.14. 1 PERHITUNGAN PADA STRIPER





Asumsi : Tekanan Operasi, P = 1,5 atm (151.95 kpa)



paraffin C12 (C12H26) 15427.81 90.75 0.75

paraffin C14 (C14H30) 1161.23 5.86 0.05 LAB (C18H30) 5647.68 22.96 0.19

heavy alkylate (C20H34) 406.52 1.48 0.01

Total 22643.25 121.06 1.0000

Pi K Yi α

2615.53 17.213 0.0000 244.52 182.03 1.198 0.8980 17.02 71.65 0.472 0.0228 6.70 10.70 0.070 0.0133 1.00 4.68 0.031 0.0004 0.44

1.0000 Pada tekanan 1.5 atm dan temperatur 348.60 oC, diperoleh nilai YiΣ = 1.

C.14.1.12 Kondisi Operasi Puncak Kolom





TEKNIK KIMIA ’01


Temperatur Operasi, T = 220.99 oC


paraffin C12 (C12H26) 15427.81 90.75 0.939

paraffin C14 (C14H30) 1161.23 5.86 0.061

LAB (C18H30) 0.000006 0.00000002 0.00000000024

Total 3812.91 48.88 1.0000

Pi K Xi α

116.26 1.148 0.81841727 21.5183

42.41 0.419 0.144979928 7.8501

5.40 0.053 4.45516E-09 1.0000

Total 1,000


C.14.1.13 Kondisi Operasi Dasar Kolom





LAB (C18H30) 5647.68 22.96 0.939


Total 22643.25 121.06 1.0000

Pi K Yi α

154.86 1.019 9.573E-01 1.00

90.38 0.595 3.610E-02 0.58

1.0000



TEKNIK KIMIA ’01


1 – 1 =




R min + 1 = ∑ [( αixYi)/( αi-φ)]D

i=1


n

1 − q = ∑ [( αixZi) / ( αi-φ)]F

i=1


(αC12.XC12)feed + (αC14.XC14)feed + (αLAB.XLAB)feed + (αHA.XHA)feed

(αC12)feed - q (αC14)feed - q (αLAB)feed - q (αHA)feed - q

0 = 0,00000


(L/D)min + 1 = Rmin + 1


( αi )distilat - q

= 1,054

(L/D)min + 1 = Rmin + 1

= 1,054

(L/D)min = Rmin

= 0,0539



R = 1,3 x Rmin

= 0,0701

L = 6,8178

R = 0,0879



TEKNIK KIMIA ’01


Umpan Uap Bahan


Paraffin C12 (C12H26) 90.75 15427.81 98.73 16783.64

Paraffin C14 (C14H30) 5.86 1161.23 6.38 1263.28 LAB (C18H30) 22.96 5647.68 0.00 0.00


121.06 22643.25 105.11 18046.92



90.75 15427.81 7.98 1355.83 0.00 0.00

5.86 1161.23 0.52 102.05 0.00 0.00

0.00 0.00 0.00 0.00 22.96 5647.68

0.00 0.00 0.00 0.00 1.48 406.52

96.62 16589.04 8.49 1457.88 24.44 6054.20

C.14.1.3. Menentukan Jumlah Pleate

C.14.1.3.1. Penentuan jumlah plate minimum (Nmin)

Nmin = avg

BD XlkXhkxXhkXlK

αlog

)/()/(log

dimana

αtop = D

D

Khk

Klk

)(

)(

= 7,8501

αbottom = B

B

Khk

Klk

)(

)(

= 3,7524


= 5,4274

maka Nmin = 5,430



TEKNIK KIMIA ’01


C.14.1.3..2. Penentuan plate teoritis (N)



(N+1) (R+1)


−

++

−=+

−5,0

1

2,11711

4,541exp1

1 ψψ

ψψ

N

NN m

( ) ( )1/ +−= RRR mψ



C.14.1.3..3. Penentuan effisiensi plate (h) dan jumlah plate aktual (Naktual)

µ avg = 0,3236 cp

α µ = 3,7854





Ns

Nr =

[ ][ ]BF

FD

XlkXhkXXhkXlkLog

XlkXhkXXhkXlkLog

)/()/(

)/()/(

Ns

Nr = 1,00

NsNr + = aktualN








TEKNIK KIMIA ’01






maka

Lo = R x D

0,0701 x 16589.04 kg/jam

= 1.168,495 kg/jam

Vr = Lo + D

Dimana :


Maka :

Vr = (1.168,495 + 16589.04) kg/jam

= 17832,30 kg/jam

Vr = 104,05 lb/jam


Laju alir uap bawah = Vs = Vr = 17832,30 Kg/jam

L = Vs + B

dimana



maka

L = 17832,30 + 6054.20

= 23841,64 Kg



TEKNIK KIMIA ’01


Distilat


paraffin C12 (C12H26) 15427.81 0.93 751.15 698.56 170.00 158.10

paraffin C14 (C14H30) 1161.23 0.07 762.91 53.40 198.00 13.86

LAB (C18H30) 0.00 0.00 857.60 0.00 246.00 0.00


Total 16589.04 1.00 751.97 171.96

Bottom


paraffin C12 (C12H26) 0.00 0.00 751.15 0.00 170.00 0.00

paraffin C14 (C14H30) 0.00 0.00 762.91 0.00 198.00 0.00

LAB (C18H30) 5647.68 0.93 857.60 800.01 246.00 229.48


Total 6054.20 1.00 857.51 247.88


= 171.96 Kg/kgmol


= 247.88 Kg/kgmol

ρ cairan atas = 751.97 Kg/m3

ρ cairan bawah = 857.51 Kg/m3


R x T

= 4.2414 Kg/m3


R x T

= 7.2882 Kg/m3



TEKNIK KIMIA ’01


C.14.1.4.1. Diameter kolom atas

Asumsi



Vm = Kv uap

uapairanc

ρρρ −


KV = Konstanta



cairanρ atas = 882,1900 Kg/m3

ρuap atas = 4,241 Kg/m3

maka ; Vm = 0,26 214,4

214,4190,882 −

= 3,453 ft/det

= 1,052 m/detik


maka :

V = 0,80 x Vm

= 0,80 x 1,052 m/detik

= 0,8421 ft/detik



D atas = 1,331 m

C.14.1.4..2. Diameter kolom bawah


hal 656


ρ uap bawah



TEKNIK KIMIA ’01



= 0,856 m / detik


maka :

Vaktual = 0,80 x Vm

= 0,80 x 0,856 m / detik

= 0,6848 m / detik



D bawah = 1,352 m


= 53,238 in

= 4,440 ft

C.14.1.5. Penentuan tebal kolom stripper (ts)


t = C)P6,0(-)E.f2(

)ID(P

design


Dimana :




= 1,1 - 1,25 Poperasi

= 1,2 x 1 atm = 17,6352 psia


= 53,5106 in



= 18,750 psi



TEKNIK KIMIA ’01







= 0,200 in

ts = 0,2315 in


C.14.1.6. Penentuan Tebal Penutup Kolom Stripper (th)




= 53,5106 +(2 x ¼ )

= 54,01 in


OD = 54 in


icr = 2,25 in

r = 36 in





W =

dimana



= 54 in

( )1341 rrc+



TEKNIK KIMIA ’01



= 3.25 in

maka

W = 1.7690

t = CPEf

WrcP

design

design +)6,0(-).2(


Dimana :


W = 1,7500



= 1,1 - 1,25 Poperasi

= 1,2 x 1 atm = 17,6352 psia

rc = jari –jari

= 54 in



= 18,750 psi






= 0,200 in

th = 0.2562 in






TEKNIK KIMIA ’01


C.14.1.7. Penentuan Tinggi Tutup Kolom Stripper


OD = 36 in

ts = 0,2200 in

icr = 2,25 in

r = 54 in

ID = OD - (2 x ts)

= 53,5 in


Young hal 87

a = ID/2

= 26,75

AB = (ID/2)-icr

= 23,5

BC = r - icr

= 50,75

AC = (BC2-AB2)^0,5

= 44,981

b = r - AC

= 9,0188

OA = th + b + Sf

= 11,3313

Maka tinggi penutup kolom stripper = 11.3313 in

= 0,2878 m



= 25 plate


= 24 plate




TEKNIK KIMIA ’01



= 431,415 in

= 10,958 m


= 11,3313 in

= 0,2878 m



= 454,0784 in

= 11,5336 m

C.14.2 KONDENSOR KOLOM STRIPER 2 ( Kd – 02 )

Fungsi : Mengembunkan uap benzen produk atas.




Jumlah : 1 buah

C.14.2.1 Kondisi oprasi pada kondensor


T masuk (T1) = 220,9896 °C (429.7813 °F)

T keluar (T2) = 220,9896 °C (429.7813 °F)


T masuk (t1) = 30 °C (86 °F)

T keluar (t2) = 130 °C (266°F)

Laju alir uap kolom atas (Ws) = 16.663,801 kg/jam

= 36.704,408 lb/jam


= 6.839.836,231 Btu/jam

Kebutuhan Dowtherm A (Wt) = 40.289,739 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01


= 88743,918 lb/jam

C.14.2.2 Menghitung Logaritmic Mean Temperature Difference (LMTD)

LMTD = ( ) ( )

( ) ( )[ ] =−Τ−Τ−Τ−−Τ

1221

1221

/ln tt

tt

= 242,760 °F


Ft = 1.0000

∆t = Ft x ∆LMTD = 242,760 °F


Ta average = ( T 1 + T 2 ) / 2 = 429,781 °F = 493,990 K

ta average = ( t 1 + t 2 ) / 2 = 176 °F = 353 K

C.14.2.3 Menentukan Luas Permukaan Transfer Panas


Fluida panas = Gasses paraffin C12 (C12H26), paraffin C14 (C14H30)


C.14.2.4. Menghitung Koeffisien Transfer panas menyeluruh, UD





A = 242,760100

2316.839.836,

×=

× LTMDU

Qc

D

= 281,753 ft2

Jumlah tube, Nt

Asumsi:


BWG = 10



TEKNIK KIMIA ’01


Diameter luar tube, ODt = 0,750 in (0.0625 ft)


101963,0

753,281

×=

×=

La

ANt

o

= 143,532 tube

Koreksi harga, UD


Nt = 151

ODt = 0,750 in (Diameter luar tube ( in ))

Pt = 1 in (1 in square pitch ; Pitch tube, jarak antara pusat tube ( in ))

n = 1 passes (Banyaknya pass untuk tube/shell)

IDs = 15,25 in (Diameter dalam shell ( in ))


= 296,413 ft2

Maka:


Qc Btu/jam.ft2.°F

C.14.2.5. Menentukan Faktor Kekotoran (Dirt factor), Rd

~ Pada Tube side

~ ( Fluida dingin : Dowtherm A )



At = 20,1911144

182,0151

144

'ft

n

aNt t =×

×=

××

Mass velocity, Gt

W = Laju alir umpan ( lbm/jam )

at = Flow area tube ( ft2 )

Gt = =ta

Wt 464.999,788 lb/jam.ft2 (Pers. 7.1 Kern)

Bilangan Reynolds, Re



TEKNIK KIMIA ’01


Pada Ta = 181,035 oF

ID t = 0,4820 in (0,0402 ft )

µ = 0,545 lb/ft.jam

Cp = 0,507 Btu/lbm.°F (Trademark of The Dow Chemical Company)

k = 0,063 Btu/jam.ft.oF (Trademark of The Dow Chemical Company)

Ret = 34.243,8479795,0

8464.999,78482,0=

×=×

µGtIDt

Untuk Ret = 34.243,847 maka dari fig.24 Kern di dapat harga jH = 102


FftjamBtuk

C

D

kjH

t

hi o2

3/1

./260,557=

××=

µφ

Dimana ;




tube bagian dalam )


IDt

t

hi

t

hio o=

=φφ



0,673=

wµµ



= 167,451 x 1,10


~ Pada Shell side

~ Fluida panas : gass parafin

Flow area shell,as

Dimana: IDs = 15,250 in



TEKNIK KIMIA ’01


Baffle space, B = 3,050

Pitch tube, PT = 1 in


as = 20,081144

'ft

P

BCIDs

T

=×× (Pers. ( 7.1 ) Kern Halaman 138)

Mass velocity, Gs

Ws = 187661,5372 lb/jam

Gs = 081,0

36704,408=sa

Ws

2./2454.538,86 ftjamlb=


µGsDe

s×=Re


ODt = 0,750 in


De = 0,95 in (0,0792 ft)

Dari Trademark of The Dow Chemical Company Pada ta = 131,00 oF

diproleh :

µparaffin = 0,320 lb/ft

Cp paraffin = 119,570 Btu/lbm.°F

k paraffin = 0,057 Btu.ft/ft2.jam.°F


2454.538,860792,0 x

= 112.510,506



Pada ta = 176 oF

)/(./615,536 2

3/1

ftFftjamBtuK

C

De

KjH

s

ho o=

××=

µφ



TEKNIK KIMIA ’01


Dimana ;


)( taTahohio

hotatw −

++= (persamaan 5.31a, Kern, hal 98)

= 234,452 oF

pada tw = 234,452 oF µ paraffin = 1,115 lb/ft

Maka ; 0,287=

wµµ

dai fig.24, Ken didapat φs = 1

ho terkoreksi = (ho/φs) x φs (persamaan 6.36, Kern, hal 121)

= 800,196 Btu/jam ft2.oF


Uc = hohio

hohio

+×

= 149,730 Btu/jam.ft2 °F


DC

DC

UU

UURd

×−

=

= 0,004 Btu/jam.ft2 °F

Dari Tabel 12. Kern Halaman 845, faktor kekotoran untuk :

~ fluida panas : Organic vapors → Rd = 0,001 Btu/jam.ft2°F

~ fluida dingin : dowtherm → Rd = 0,002 Btu/jam.ft2°F

Rd min total = 0,003


syarat.

C.14.2.6. Menentukan Pressure Drop

~ Pada Tube Side

Diketahui :

Gt = 464.999,788 lb/jam.ft2

n = 1 passes

ID t = 0,4820 in (0,0402 ft )



TEKNIK KIMIA ’01


f = 0,0003 (Trademark of The Dow Chemical Company)




( ) φ×××××××=

sIDt

nLGtfPt

10

2

1022.5

= 2,422 psi


( V2 / 2 g' ) ( 62.5 / 144 ) = 0,0052 (Dari Fig 27. Kern Halaman 837)

g

V

s

n

2

4Pr

2

×= = 0,050 psi


PT = Pt + Pr = 2,472 psi


memenuhi syarat.

~ Pada shell side

Diketahui :

Gs = 454.538,862 lb/ jam ft2

IDs = 12 in

f = 0,0000058 (Dari figure 26, Kern)



Diameter ekivalen (De) = 0,0792 ft


N + 1 = 12 x (L/B) = 472,131

s dowtherm A = 1


( )( ) sDe

NDsGsfPs

×××+×××=∆

10

2

1022.5

1



TEKNIK KIMIA ’01


( ) 10792,01022.5

1311,4721862,538.5440000058,010

2

××××××=∆Ps

= 0,133 psi


syarat.

C.14.3. REBOILER PADA STRIPER 2 ( Rb – 02 )

Fungsi : Menguapkan cairan yang naik pada kolom bawah Striper 2.




Jumlah : 1 buah

C.14.3.1. Kondisi oprasi pada Reboiler 2

a. Fluida panas di Tubbe (Hot Oil (uap dowtherm A))

T masuk (t1) = 500 °C (932 °F)

T keluar (t2) = 470 °C (878 °F)

b. Fluida dingin di shell ( Cairan bagian bawah striper- 02 )

Fluida dingin

=−=∑

−=∆

25

4429.7813352659,478836

plate


T keluar (t2) = T bottom

= 659,479 °F

T masuk (t1) = (659,4788 – 9,200) °F

= 650,279 °F

Laju alir umpan = Laju alir cairan bagian bawah distilator 1

= 6.009,338 kg/jam

= 13.236,428 lb/jam

Beban panas reboiler (Qr) = 6.900.557,991 kJ/jam

= 6.540.466,090 Btu/jam

Kebutuhan uap dowtherm A = 75.868,177 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01


= 167.110,522 lb/jam

C.14.3.2. Menghitung Logaritmic Mean temperature Difference (LMTD)

LMTD = ( ) ( )

( ) ( )[ ] =−Τ−Τ−Τ−−Τ

1221

1221

/ln tt

tt 257,848 oF

C.14.3.3. Menghitung Koeffisien Transfer Panas menyeluruh, UD

Shell side = Cairan produk bawah D - 02 ( Fluida dingin )

Tube side = Hot oil ; uap dowthrem A ( Fluida panas )





Dipilih UD = 75.0000 Btu/jam.ft2.oF

L = 12 ft

ODt = 1 in = 0.0833 ft






Cf

ODtPtm +

×××

=2

1,1

= 0,146 in


ODt = 1 in

t = 0,148 in

BWG = 9

IDt = 0,704 in

at’ = 0,389 in

ao = 0,2618 in



TEKNIK KIMIA ’01



A = =× LTMDU

Qr

D

338,208 ft2

Jumlah tube, Nt

Nt = =× La

A

o

107,655 tube



Koreksi harga, UD


Nt = 109 tube

ODt = 1 in, 1 ¼ in triangular pitch

n = 1 passes

IDs = 17,250 in = 0,438 m




C.14.3..4. Menentukan Faktor Kekotoran (Dirt Factor), Rd

• Pada Tube Side

Data:

~ Fluida = Hot oil ; dowthrem A ( Fluida panas )

at' = 0,3890 in2 (Dari tabel 10, Kern, hal 843)

n = 1 pass

Nt = 109

De = 0,7040 inch

= 0,0587 ft

Flow area, at



TEKNIK KIMIA ’01


At = n

aNt t

××

144

'

= 0,589 ft2

Mass velocity, Gt

Wt = 167.110,522 lbm/jam

Gt = =ta

Wt 283.765,892 lb/jam.ft2


Pada ta : 914 oF dari Trademark of The Dow Chemical Company diperoleh :

µ Dowtherm A = 0,1714 lb/ft jam

k Dowtherm A = 0,03700

Cp = 0.6800 Btu/lb.oF

Ret = =×µ

GtDe 97.116,039



(Cp.µ/k)1/3 = 1.4660

FftjamBtuK

Cp

IDt

KjHhi o../208,025

.3/1

=

×= µ

hio = hiODt

IDt ×


• Pada Shell Side

Data:

~ Tavg = 654,879 oF



~ Konduktivitas panas campuran : K = 0,075 Btu/ jam ft2 (oF/ft)




TEKNIK KIMIA ’01


Flow Area Shell, as

Dimana:

IDs = 37,0000 inch

B = 7,4000 inch

Pt = 1,2500 inch in square pitch

De = 0,7200 inch = 0.0600 ft

C' = Pt - ODt

= 0,2500 inch

As = TP

BCIDs

144

'××

= 0,083 ft2

Mass velocity, Gs

Ws = 13.236,428 lb/jam

Gs di split = 2

1.

sa

Ws

= 80.069,129 lb/jam.ft2


Bil Reynolds

Res = µ

GsDes.

= 13.635,373

Dari fig 28, Kern hal 838 diperoleh jH = 170

(Cp.µ/k)1/3 = 8,460

31

×××=K

Cp

De

KjH

ho

s

µφ



Uc = =+×

hohio




TEKNIK KIMIA ’01



Rd = =×−

DC

DC

UU

UU 0,002

Rd min = 0,001 Btu/jam ft2 oF


syarat.


~ Pada tube Side

Ret = 97.116,039

f = 0,004 (www. Dowtherm.com)

Gt = 28.3765,892 lb/jam.ft2

L = 12 ft

n = 2 -pass

D = IDt / 12

= 0,704 ft

s = 1



Pt = tsIDt

nLGtf

φ×××××××

)1022,5( 10

2

= 0,002 psi


Pr = g

V

s

n

2

4 2

×

V2/2g (62,5/144) = 0,110 (Fig.27 Kern hal 837)



PT = Pt + Pr

= 0,802 psia



TEKNIK KIMIA ’01


Pressure drop yang diijinkan pada tube side = 10 psi, berarti rancangan

memenuhi syarat.

~ Pada Shell Side

Bil Reynolds, Res = 13.635,373

f = 0,0015 ft2/in2 (Fig.29 Kern hal 839)

L = 12 ft

B = 1,250 inch 0,1042 ft


N+1 = 12× (L/B) = 1382,400


Ps = sDe

NDsGsf

×××+×××

)1022,5(

)1(10

2

= 2,462 psia

Pressure Drop yang diijinkan pada shell side = 10 psia, maka rancangan

memenuhi syarat.

C.15 COOLER I (CO-01)

Fungsi : untuk menurunkan temperatur bahan Parafin dari 219,43 oC

sampai 31 oC




Jumlah : 1 buah

C.15.1 Data

• Tekanan operasi, P = 1 atm


Qc = 8.696.017,26 kJ/jam

= 8.242.233,86 Btu/jam



TEKNIK KIMIA ’01


• Fluida panas (Tubes) : Parafin


T1 = 221oC = 429,8oF

T2 = 35oC = 95oF

• Fluida dingin (Shell) : dowtherm A


t1 = 30oC = 86oF

t2 = 120oC = 248oF


• LMTD = ( ) ( )( ) ( )[ ]1221

1t221

t/tln

t

−Τ−ΤΤ−−Τ − [ Pers. 5.14, Kern]

= 57,487 oF


R = ( ) ( )1221 t-t/T-T = 0,484

S = ( ) ( )1112 t-T/t-t = 0,974







untuk fluida dingin dowtherem dan fluida panas parafin,olefin dan H2, harga UD

= 80-120 Btu/jam ft2 ºF



A = LTMD.U

Q

D

C

= 1.493,50 ft2




TEKNIK KIMIA ’01


C)P6,0(-)E.f(

)2/OD(Ptm

design


Dimana :


Pdesign = Tekanan desain dalam tubes = 14,7 psia



TP316 (appendix D,item 4, brownell and Young )

= 17532 psia



= 0,125 in



sehingga diperoleh:

t = 0,134 in

BWG = 10

ODt = 3/4 in

IDt = 0,482 in

a’t = 0,182 in2

ao = 0,1963 ft2/ln ft

• Jumlah tube, Nt


Nt = L.a o

Α

= 380,413 tubes


A = Nt . ao . L



n = 8 - pass




TEKNIK KIMIA ’01


Nt = 1258 tubes

IDs = 39 in

A = 4938,91 ft2


UD = LMTD.

Qc

Α = 36,29 Btu/jam.ft 2.oF



o Flow area, as

144.P

B'.C.IDa

t




Pt : Pitch = 0.94 in

c' : Clearance antar tubes, c' = Pt - ODs = 0.19 in

as dalam ft2, maka:

as = 0,7042 ft2


s

ss a

WG =

Gs = 167.999,628 lb/jam.ft2 [Pers. 7.2, Kern]


µ

= Ses



De = 0,046 ft [Fig. 28, Kern]

Tc = 1/2(T1+T2) = 167 oF



sRe = 2248,63




TEKNIK KIMIA ’01


)( k

. Cp

D

k . jH h s

3

1

eo φ



pada Tc = 167 oF :





tw = )tT()h()h(

ht cc

sotio

soc −


= 245,03 oF


ho = aa

ohφ

φ

aφ = (µ/µw) 0.14

pada tw = 245,03oF


aφ = 1,085



o Flow area, at

at = n.144

'a.Nt t ;ft2

= 0,1987 ft2 [Pers. 7.48, Kern]


t

tt a

WG =

= 184.013,0964 lb/jam.ft2




TEKNIK KIMIA ’01


µ×

= ttt

GIDRe


µ = 0,97 lb/ft, jam [Fig. 14, Kern]

tRe = 7620,94


)( k

. Cp

ID

k . jH hi t

3

1

t

φ


jH = 30 [Fig. 24, Kern]

pada tc = 262oF :

Cp = 0,62 Btu/lb.oF [HYSYS]

k = 0,066 Btu/ft².jam(ºF/ft) [HYSYS]



OD

IDx

hh

t

i

t

io

φ=




tt

ioio

hh φ

φ=

tφ = (µ/µw) 0.14 = 0,2



Uc = oio

oio

hh

h.h

+

= 38,508 Btu/ft².jam.ºF [Pers. 6.38, Kern]


Dari Tabel 12, Kern:

Rd = DC

DC

U.U




TEKNIK KIMIA ’01




C.15.5. Pressure drop


se10s

2s

S .s.D.10x22,5

)1N.(ID.G.fP

φ+=∆ [Pers. 7.52, Kern]

Dimana:



N+1 = Number of crosses = 12 x L/B = 18,46 ft



= 1 [HYSYS]

∆PS = 1,15 psi




○ tt

10

2t

t .s.ID.10x22,5

n.L.G.fP


Dimana :



s = 1

∆Pt = 0,37 psi

○ 'g2

v

s

n4P

2

r =∆ [Pers. 7.46, Kern]

Untuk Gt = 184.013,10 lb/jam.ft2, diperoleh;

∆Pr = 0,37 psi




TEKNIK KIMIA ’01



Fungsi : Memisahkan produk LAB dari komponen heavy alkilat.



13.1, hal. 251).

Jumlah : 1 unit

Jenis : Sieve tray

C.16.1 PERHITUNGAN PADA STRIPER





Asumsi : Tekanan Operasi, P = 1,5 atm (151,95 kpa)



paraffin C14 (C14H30) 0,0011 0,00000586 0.00000024

LAB (C18H30) 5647.68 22.96 0.94


Total 6054.20 24.44 1.0000

Pi K Yi α

581.11 3.824 9.177E-07 6.43

154.86 1.019 9.573E-01 1.71

90.38 0.595 3.610E-02 1.00

1.0000

Pada tekanan 1,5 atm dan temperatur 348,60 oC, diperoleh nilai YiΣ = 1.



TEKNIK KIMIA ’01


C.16.1.1.2 Kondisi Operasi Puncak Kolom





paraffin C14 (C14H30) 0.001161233 0.000005865 0.000000255

LAB (C18H30) 5647.68 22.96 1.000


Total 3812.91 48.88 1.0000

Pi K Xi α

415.47 4.1014 6.229E-08 7.29

101.90 1.0060 9.941E-01 1.79

56.96 0.5623 1.796E-08 1.00

1,000


C.16.1.1.3 Kondisi Operasi Dasar Kolom





LAB (C18H30) 0,000056 0.00000022 0.000000154739

heavy alkylate (C20H34) 406,522 1,48365785 0.999999845260

Total 406.52 1.48 1.0000



TEKNIK KIMIA ’01


1 – 1 =

Pi K Yi α

156.35 1.5435 0.00000021 1.71

91.34 0.9016 0.9016355 1.00

1.0000




R min + 1 = ∑ [( αixYi)/( αi-φ)]D

i=1


n

1 − q = ∑ [( αixZi) / ( αi-φ)]F

i=1


(αC14.XC14)feed + (αLAB.XLAB)feed + (αHA.XHA)feed

(αC14)feed - q (αLAB)feed - q (αHA)feed - q

0 = 0,00000


(L/D)min + 1 = Rmin + 1


( αi )distilat - q

= 1,936

(L/D)min + 1 = Rmin + 1

= 1,936

(L/D)min = Rmin

= 0,9361



R = 1,3 x Rmin



TEKNIK KIMIA ’01


= 1,2169

L = 27,7312

R = 1,2169

Umpan Uap Bahan


Paraffin C14 (C14H30) 0.000006 0.000011 0.00001 0.00003

LAB (C18H30) 22.958048 5647.679830 63.098590 15522.253136


Total 24.44 6054.20 63.10 15522.26



0.000006 0.001161 0.00001 0.002030 0.0000001 0.0000002

22.958048 5647.679 40.140 9874.573 0.000000 0.000056

0.0000002 0.000064 0.0000004 0.000111 1.483658 406.522252

22.958 5647.680 40.140 9874.575504 1.483658 406.522308

C.16.1.3 Menentukan Jumlah Pleate

C.16.1.3.1 Penentuan jumlah plate minimum (Nmin)

Nmin = avg

BD XlkXhkxXhkXlK

αlog

)/()/(log

dimana

αtop = D

D

Khk

Klk

)(

)(

= 1,789

αbottom = B

B

Khk

Klk

)(

)(

= 1,712



TEKNIK KIMIA ’01



= 1,750

1,7501

maka Nmin = 11,26

C.16.1.3.2 Penentuan plate teoritis (N)



(N+1) (R+1)


−

++

−=+

−5,0

1

2,11711

4,541exp1

1 ψψ

ψψ

N

NN m

( ) ( )1/ +−= RRR mψ



C.16.1.3..3 Penentuan effisiensi plate (h) dan jumlah plate aktual (Naktual)

µ avg = 1,238 cp

α µ = 13,424





Ns

Nr =

[ ][ ]BF

FD

XlkXhkXXhkXlkLog

XlkXhkXXhkXlkLog

)/()/(

)/()/(

Ns

Nr = 0,420



TEKNIK KIMIA ’01


NsNr + = aktualN










maka

Lo = R x D

1,2169 x 5609,34 kg/jam

= 6826,210 kg/jam

Vr = Lo + D

Dimana :


Maka :

Vr = (6826,210 + 5609,34) kg/jam

= 12435,55 kg/jam

Vr = 50,52 lb/jam


Laju alir uap bawah = Vs = Vr = 12435,55 Kg/jam

L = Vs + B

dimana



maka

L = 12.435,55 + 400,00



TEKNIK KIMIA ’01


= 12835,55 Kg

Distilat


paraffin C14 (C14H30) 0.001161 0.0000002 762.913 0.00015 198 0.00004

LAB (C18H30) 5647.679 0.999999 857.596 857.5958 246 245.999

heavy alkylate(C20H34) 0.000063 0.0000001 856.387 0.0000096 274 0.0000030

Total 5647.680 1.00 857.5959 245.99999

Bottom


LAB (C18H30) 0.000056 0.0000001 857.596 0.0001191 246 0.0000341

heavy alkylate(C20H34) 406.5222 0.9999998 856.387 856.38688 274 273.9999

Total 406.52 1.00 856.39 274.00


= 246,21Kg/kgmol


= 270,09Kg/kgmol

ρ cairan atas = 857,386 Kg/m3

ρ cairan bawah = 856,556 Kg/m3


R x T

= 4,992 Kg/m3


R x T

= 5,289 Kg/m3

C.16.1.4.1 Diameter kolom atas

Asumsi Tray spacing = 18 in




TEKNIK KIMIA ’01


Vm = Kv uap

uapairanc

ρρρ −


KV = Konstanta



cairanρ atas = 857,386 Kg/m3

ρuap atas = 4,992 Kg/m3

maka ; Vm = 0,26 992,4

992,4386,857 −

= 2,875 ft/det

= 0,876 m/detik


maka :

V = 0,80 x Vm

= 0,80 x 0,876 m/detik

= 0,701 ft/detik



D atas = 1,122 m

C.16.1.4.2 Diameter kolom bawah


hal 656


ρ uap bawah


= 0,851 m / detik



TEKNIK KIMIA ’01



maka :

Vaktual = 0,80 x Vm

= 0,80 x 0,851 m / detik

= 0,6805 m / detik



D bawah = 1,158 m


= 45,595 in

= 3,80 ft

C.16.1.5 Penentuan tebal kolom stripper (ts)


t = C)P6,0(-)E.f2(

)ID(P

design

Tdesign + [Pers.14.34, Brownell &Young]

Dimana :




= 1,1 - 1,25 Poperasi

= 1,2 x 1 atm = 17,6352 psia


= 45,595 in



= 18,750 psi





TEKNIK KIMIA ’01





= 0,200 in

ts = 0,2268 in


C.16.1.6 Penentuan Tebal Penutup Kolom Stripper (th)




= 45,595 + (2 x ¼ )

= 46,09 in


OD = 48 in


icr = 3 in

r = 48 in





W =

dimana



= 48 in


= 3 in

( )1341 rrc+



TEKNIK KIMIA ’01


maka

W = 1,7500

t = CPEf

WrcP

design

design +)6,0(-).2(


Dimana :


W = 1,7500



= 1,1 - 1,25 Poperasi

= 1,2 x 1 atm = 17,6352 psia

rc = jari –jari

= 48 in



= 18,750 psi






= 0,200 in

th = 0,249 in




C.16.1.7 Penentuan Tinggi Tutup Kolom Stripper


OD = 48 in

ts = 0,25 in



TEKNIK KIMIA ’01


icr = 3 in

r = 48 in

ID = OD - (2 x ts)

= 47,5 in


Young hal 87

a = ID/2

= 23,75

AB = (ID/2)-icr

= 20,75

BC = r - icr

= 45

AC = (BC2-AB2)^0,5

= 39,930

b = r - AC

= 8,069

OA = th + b + Sf

= 9,819

Maka tinggi penutup kolom stripper = 9,819 in

= 0,249 m



= 32 plate


= 31 plate



= 467,489 in

= 11,874 m


= 9,819 in



TEKNIK KIMIA ’01


= 0,249 m



= 487,1288 in

= 12,3731 m

C.16.2. KONDENSOR KOLOM STRIPER 3 ( Ks – 03 )

Fungsi : Mengembunkan uap LAB produk atas pada kolom striper 3.




Jumlah : 1 buah

C.16.2.1. Kondisi oprasi pada kondensor


T masuk (T1) = 327,960 °C (622,328 °F)

T keluar (T2) = 327,960 °C (622,328 °F)


T masuk (t1) = 30 °C (86 °F)

T keluar (t2) = 200 °C (392°F)

Laju alir uap kolom atas (Ws) = 5.609,342 kg/jam

= 12.355.379 lb/jam


= 1.966.624,069 Btu/jam

Kebutuhan Dowtherm A (Wt) = 6.560,005 kg/jam

= 14.449,349 lb/jam

C.16.2.2. Menghitung Logaritmic Mean Temperature Difference (LMTD)

LMTD = ( ) ( )

( ) ( )[ ] =−Τ−Τ−Τ−−Τ

1221

1221

/ln tt

tt



TEKNIK KIMIA ’01


= ( ) ( )

( )[ ]86328,622392328,622ln

86328,622392328,622

−−−−−

= 362,027 °F


Ft = 1

∆t = Ft x ∆LMTD = 362,027 °F


Ta average = ( T 1 + T 2 ) / 2 = 622,328 °F = 600,960 K

ta average = ( t 1 + t 2 ) / 2 = 239 °F = 388 K

C.16.2.3. Menentukan Luas Permukaan Transfer Panas


Fluida panas = Gasses paraffin C12 (C12H26), paraffin C14 (C14H30)


C.16.2.3.1. Menghitung Koeffisien Transfer panas menyeluruh, UD





A = 362.027100

691966.624,0

×=

× LTMDU

Qc

D

= 54,323 ft2

Jumlah tube, Nt

Asumsi:


BWG = 10

Diameter luar tube, ODt = 0,750 in (0,063 ft)




TEKNIK KIMIA ’01


101963,0

7332,238

×=

×=

La

ANt

o

= 23,061 tube

Koreksi harga, UD


Nt = 26

ODt = 0,750 in (Diameter luar tube ( in ))

Pt = 1 in (1 in square pitch ; Pitch tube, jarak antara pusat tube ( in ))

n = 4 passes (Banyaknya pass untuk tube/shell)

IDs = 8,000 in (Diameter dalam shell ( in ))


= 61,246 ft2

Maka:


Qc Btu/jam.ft2.°F

C.16.2.3..2. Menentukan Faktor Kekotoran (Dirt factor), Rd

� Pada Tube side

~ Fluida Dingin : dowtherm A



At = 20,0084144

182,026

144

'ft

n

aNt t =×

×=

××

Mass velocity, Gt

W = Laju alir umpan ( lbm/jam )

at = Flow area tube ( ft2 )

Gt = =ta

Wt 1758838,814 lb/jam.ft2 (Pers. 7.1 Kern)

Bilangan Reynolds, Re

Pada Ta = 622,328 oF

ID t = 0,4820 in (0,0402 ft )

µ = 0,281 lb/ft.jam



TEKNIK KIMIA ’01


Cp = 0,057 Btu/lbm.°F (Trademark of The Dow Chemical Company)

k = 0,0501 Btu/jam.ft.oF (Trademark of The Dow Chemical Company)

Ret = 8251.855,45281,0

8141.758.838,482,0=

×=×

µGtIDt

Untuk Ret = 910,089 maka dari fig.24 Kern di dapat harga jH = 310


FftjamBtuk

C

D

kjH

t

hi o2

3/1

./264,588=

××=

µφ

Dimana ;




tube bagian dalam )


IDt

t

hi

t

hio o=

=φφ



1,0956=

wµµ



= 170,04 x 1,10


� Pada Shell side

Fluida PANAS : GASS LAB

Flow area shell,as

Dimana: IDs = 8 in


Pitch tube, PT = 0,938 in




TEKNIK KIMIA ’01


as = 20,018144

'ft

P

BCIDs

T

=×× (Pers. ( 7.1 ) Kern Halaman 138)

Mass velocity, Gs

Ws = 12.355,379 lb/jam

Gs = 018,0

12.355,379=sa

Ws

2./7694.990,08 ftjamlb=


µGsDe

s×=Re


ODt = 0,75 in


De = 0,95 in (0,0792 ft)

Dari hyasys Pada ta = 131,00 oF diproleh :

µ LAB = 0,317 lb/ft

Cp LAB = 173,520 Btu/lbm.°F

k LAB = 0,053 Btu.ft/ft2.jam.°F


087,990.6940792,0 x

= 173.440,122



Pada ta = 622,39 oF

)/(./1317,062 2

3/1

ftFftjamBtuK

C

De

KjH

s

ho o=

××=

µφ

Dimana ;


)( taTahohio

hotatw −

++= (persamaan 5.31a, Kern, hal 98)

= 282,831 oF



TEKNIK KIMIA ’01


pada tw = 358,6254 oF µ LAB = 2,118 lb/ft

Maka ; 0,150=

wµµ

dai fig.24, Ken didapat φs = 1,35

ho terkoreksi = (ho/φs) x φs (persamaan 6.36, Kern, hal 121)

= 1.448,768 Btu/jam ft2.oF


Uc = hohio

hohio

+×

= 152,180 Btu/jam.ft2 °F


DC

DC

UU

UURd

×−

=

= 0,005 Btu/jam.ft2 °F


syarat.


� Pada Tube Side

Diketahui :

Gt = 1.758.838,814 lb/jam.ft2

n = 4 passes

ID t = 0,4820 in (0,0402 ft )

f = 0,00001 (Dari figure 26, Kern)



( ) φ×××××××=

sIDt

nLGtfPt

10

2

1022.5

= 0,826 psi


( V2 / 2 g' ) ( 62.5 / 144 ) = 0,0010 (Dari Fig 27. Kern Halaman 837)



TEKNIK KIMIA ’01


g

V

s

n

2

4Pr

2

×= = 0,003 psi


PT = Pt + Pr = 0,830 psi


memenuhi syarat.

� Pada shell side

Diketahui :

Gs = 694.990,087 lb/ jam ft2

n = 4 passes

IDs = 0,667ft

f = 0,000005 (Trademark of The Dow Chemical Company)


Diameter ekivalen (De) = 0,0792 ft



N + 1 = 12 x (L/B) = 320

s dowtherm A = 1


( )( ) sDe

NDsGsfPs

×××+×××=∆

10

2

1022.5

1

= 0,344 psi


syarat.

C.16.3. REBOILER PADA STRIPER 3 ( Rb – 03 )

Fungsi : Menguapkan sebagian cairan fraksi bawah kolom striper 3.






TEKNIK KIMIA ’01


Jumlah : 1 buah

C.16.3.1. Kondisi oprasi pada Reboiler 2

a. Fluida panas di Tubbe (Hot Oil (uap dowtherm A))

T masuk (t1) = 510°C (950 °F)

T keluar (t2) = 470 °C (878 °F)

b. Fluida dingin di shell ( Cairan bagian bawah striper- 02 )

Fluida dingin

=−=∑

−=∆70

4429.7813352659,478836

plate


T keluar (t2) = T bottom

= 660,368 °F

T masuk (t1) = (660,368 – 1,1887) °F

= 659,179 °F

Laju alir umpan (Ws) = Laju alir cairan bagian bawah distilator 1

= 399,996 kg/jam

= 881,049 lb/jam

Beban panas reboiler (Qr) = 954578,705 kJ/jam

= 904765,912 Btu/jam

Kebutuhan dowtherm A (Wt) = 10495,114 kg/jam

= 23116,992 lb/jam

C.16.3.2. Menghitung Logaritmic Mean temperature Difference (LMTD)

LMTD = ( ) ( )

( ) ( )[ ] =−Τ−Τ−Τ−−Τ

1221

1221

/ln tt

tt 252,571 oF

C.16.3.3. Menghitung Koeffisien Transfer Panas menyeluruh, UD

Shell side = Cairan produk bawah D - 02 ( Fluida dingin )

Tube side = Hot oil ; uap dowthrem A ( Fluida panas )



TEKNIK KIMIA ’01






Dipilih UD = 75.0000 Btu/jam.ft2.oF

L = 10 ft

ODt = 1 in = 0.0833 ft






Cf

ODtPtm +

×××

=2

1,1

= 0.1388 in


ODt = 1 in

t = 0,148 in

BWG = 9

IDt = 0,704 in

at’ = 0,389 in

ao = 0,2618 in


A = =× LTMDU

Qr

D

47,763 ft2

Jumlah tube, Nt

Nt = =× La

A

o

18,244 tube





TEKNIK KIMIA ’01


Koreksi harga, UD


Nt = 21 tube

ODt = 1 in, 1 ¼ in squre pitch

n = 1 passes

IDs = 8 in = 0,203 m




C.16.3.4. Menentukan Faktor Kekotoran (Dirt Factor), Rd

� Pada Tube Side

Data:

~ Fluida = Hot oil ; dowthrem A ( Fluida panas )

at' = 0,3890 in2 (Dari tabel 10, Kern, hal 843)

n = 2 pass

Nt = 21

De = 0,7040 inch

= 0,0587 ft

Flow area, at

At = n

aNt t

××

144

'

= 0,057 ft2

Mass velocity, Gt

Wt = 23116,992 lbm/jam

Gt = =ta

Wt 407.497,477 lb/jam.ft2


Pada ta : 914,000oF dari Trademark of The Dow Chemical Company

diperoleh :

µ Dowtherm A = 0,171 lb/ft jam



TEKNIK KIMIA ’01


k Dowtherm A = 0,037


Ret = =×µ

GtDe 139461,937



(Cp.µ/k)1/3 = 1,466

FftjamBtuK

Cp

IDt

KjHhi o../416,050

.3/1

=

×= µ

hio = hiODt

IDt ×


� Pada Shell Side

Data:

~ Tavg = 659,773 oF



~ Konduktivitas panas campuran : k = 0,055 Btu/ jam ft2 (oF/ft)


Flow Area Shell, as

Dimana:

IDs = 8 in

B = 1,6 in

Pt = 1,2500 in in square pitch

De = 0,7200 in ( 0,0600 ft)

C' = Pt - ODt

= 0,2500 inch

As = TP

BCIDs

144

'××

= 0,018 ft2



TEKNIK KIMIA ’01


Mass velocity, Gs

Ws = 881,049 lb/jam

Gs di split = 2

1.

sa

Ws

= 24.779,489 lb/jam.ft2


Bil Reynolds

Res = µ

GsDes.

= 4219,824

Dari fig 28, Kern hal 838 diperoleh jH = 90

(Cp.µ/k)1/3 = 10,276

31

×××=K

Cp

De

KjH

ho

s

µφ



Uc = =+×

hohio



Rd = =×−

DC

DC

UU

UU 0,002

Rd yang diijinkan untuk light organic = 0,001Btu/jamft2 oF, dan untuk uap

dowtherm = 0

Rd min = 0,001 + 0 = 0,001 Btu/jam ft2 oF


syarat.



TEKNIK KIMIA ’01



� Pada tube Side

Ret = 139461,937

f = 0,00045 (Fig.26 Kern hal 836)

Gt = 407497,477 lb/jam.ft2

L = 10 ft

n = 1 pass

D = IDt / 12

= 0,058 ft

s = 1



Pt = tsIDt

nLGtf

φ×××××××

)1022,5( 10

2

= 0,244 psi


Pr = g

V

s

n

2

4 2

×

V2/2g (62,5/144) = 0,110 (Fig.27 Kern hal 837)



PT = Pt + Pr

= 0,248 psia

Pressure drop yang diijinkan pada tube side < 10 psi, berarti rancangan

memenuhi syarat.

� Pada Shell Side

Bil Reynolds, Res = 720,402

f = 0,04 ft2/in2 (Fig.29 Kern hal 839)

L = 10 ft

B = 1,25 in (0,1042 ft)



TEKNIK KIMIA ’01



N+1 = 12× (L/B) = 1152


Ps = sDe

NDsGsf

×××+×××

)1022,5(

)1(10

2

= 0,068 psia

Pressure Drop yang diijinkan pada shell side < 10 psia, maka rancangan

memenuhi syarat.

C.17 COOLER 2 (CO-02)

Fungsi : Mendinginkan gas LAB yang keluar dari puncak Stripper




Jumlah : 1 buah.

C.17.1. Data



Qc = 4074820,18 kJ/jam = 3862184,25 Btu/jam

• Fluida panas (tube) : LAB (bahan yang keluar dari puncak Stripper 2

Laju alir massa, Wa = 5647,68 kg/jam = 12450,9 lb/jam

T1 = 328 oC = 622oF

T2 = 45oC = 113oF

• Fluida dingin (shell side) : Dowtherm A


t1 = 30oC = 86oF

t2 = 200oC = 392,0oF



TEKNIK KIMIA ’01



LMTD = ( ) ( )( ) ( )[ ]1221

1t221

t/tln

t

−Τ−ΤΤ−−Τ − = 94,8507 oF [Pers.5.14, Kern]


R = ( ) ( )1221 t-t/T-T = 0,601

S = ( ) ( )1112 t-T/t-t = 0,950




• Koreksi LMTD = LMTD x FT = 72,087oF



untuk fluida dingin dowtherem dan fluida panas parafin,olefin dan H2, harga UD

= 80-120 Btu/jam ft2 ºF



A = LTMD.U

Q

D

C

= 446,48 ft2


C)P6,0(-)E.f(

)2/OD(Ptm

design


Dimana :


Pdesign = Tekanan desain dalam tubes = 14,7 psia



TP316 (appendix D,item 4, brownell and Young )

= 17532 psia





TEKNIK KIMIA ’01


= 0,125 in


• Dari Tabel.10 Kern diambil standar tubes terdekat dengan nilai (tm)

diatas,

sehingga diperoleh:

t = 0,134 in

BWG = 10

ODt = 3/4 in

IDt = 0,482 in

a’t = 0,182 in2

ao = 0,1963 ft2/ln ft

• Jumlah tube, Nt


Nt = L.a o

Α

= 114 tubes


A = Nt . ao . L



n = 6 - pass


Nt = 118 tubes

IDs = 15 1/4 in

A = 463,27 ft2


UD = LMTD.

Qc

Α = 115,65 Btu/jam.ft 2.oF



TEKNIK KIMIA ’01




o Flow area, as

144.P

B'.C.IDa

t



B : Baffle spacing (min. 1/5IDs), B = 0,2.IDs = 5,1 in

Pt : Pitch = 1 in


as dalam ft2, maka:

as = 0,1346 ft2


s

ss a

WG =

Gs = 108684,7365 lb/jam.ft2 [Pers. 7.2, Kern]


µ

= Ses



De = 0,061 ft [Fig. 28, Kern]

Tc = 1/2(T1+T2) = 239 oF



sRe = 3344.73


)( k

. Cp

D

k . jH h s

3

1

eo φ



pada Tc = 239 oF :





TEKNIK KIMIA ’01




tw = )tT()h()h(

ht cc

sotio

soc −


= 338,38 oF


ho = aa

ohφ

φ

aφ = (µ/µw) 0.14

pada tw = 338,38oF


aφ = 1,073



o Flow area, at

at = n.144

'a.Nt t ;ft2

= 0,0771 ft2 [Pers. 7.48, Kern]


t

tt a

WG =

= 161494,7227 lb/jam.ft2


µ×

= ttt

GIDRe


µ = 0,953 lb/ft, jam [Fig. 14, Kern]

tRe = 6808,30




TEKNIK KIMIA ’01


)( k

. Cp

ID

k . jH hi t

3

1

t

φ


jH = 25 [Fig. 24, Kern]

pada tc = 368oF :

Cp = 0,606 Btu/lb.oF [HYSYS]

k = 0,072 Btu/ft².jam(ºF/ft) [HYSYS]



OD

IDx

hh

t

i

t

io

φ=




tt

ioio

hh φ

φ=

tφ = (µ/µw) 0.14 = 2



Uc = oio

oio

hh

h.h

+

= 31,850 Btu/ft².jam.ºF [Pers. 6.38, Kern]



Rd = DC

DC

U.U




C.17.5 Pressure drop




TEKNIK KIMIA ’01


se10s

2s

S .s.D.10x22,5)1N.(ID.G.f

Pφ

+=∆ [Pers. 7.52, Kern]

Dimana:



N+1 = Number of crosses = 12 x L/B = 33.88 ft

De = Diameter ekivalen (ft) = IDs/12 = 0.061 ft


= 1 [HYSYS]

∆PS = 0,33 psi




○ tt

10

2t

t .s.ID.10x22,5n.L.G.f

Pφ

=∆ [Pers. 7.45, Kern]

Dimana :

f = 0.00023 (pada Ret ) [Fig. 26, Kern]


s = 1

Untuk Gt = 161494,72 lb/jam.ft2, diperoleh;

∆Pr = 0,23 psi


C.18 TANGKI PENYIMPAN HEAVY ALKYLAT (T-05)

Fungsi : Untuk menyimpan Produk heavy alkylat



Bahan : Carbon Steel SA 201 grade A.

Jumlah : 1 unit



TEKNIK KIMIA ’01


C.18.1 Data

• Tekanan = 1 atm


• Kebutuhan Heavy = 406,522 kg/jam


• Jumlah = 1 unit

• Densitas (ρ) = 856.39 kg/m3



Massa Heavy untuk 1 unit

= tJumlah Uni

npenyimpana Lama x jam/hari 24alkilat x Heavy Jumlah

= 68,295.75 kg

• Volume hevy alkilat, VL = Massa x ρ campuran

= 79.749 m3


= 99.686 m3




Dimana :



IDT = 3

1

TV4

π

IDT = 1 H = 5.025 m

= 197.83 in





TEKNIK KIMIA ’01


= 33767.90 kgF/m2

= 0,3333 atm



= 1,47 atm

= 21.56 psi


t = C)P6,0(-)E.f2(

)ID(P

design


Dimana :




= 197.83 in



= 13,750 psi





Young.


= 0,125 in

t = 0,319 in



ODT = IDT + 2.t

ODT = 199.58 in





TEKNIK KIMIA ’01



= 202.5 in

C.18.4. Tinggi Tangki Termasuk Head, HTH

• Tebal Head, tH


ODT = 204 in

Diperoleh :

icr = 12 ¼ in

r = 170 in



9,375in > 9,323 in (memenuhi) W = ¼ (3 + (rc/ri)0,5) [Pers. 7.76, Brownell]

Dimana :




W = 1.681 in

tH = CP2,0-E.f2

W.rcP

design

design + = 0.293 in [Pers.7.77,

Brownell]


• Tinggi Head, OA


tH = 5/16 in

Diperoleh :


dipilih Sf = 1.5 in



a = ID/2 = 101.125 in



TEKNIK KIMIA ’01


AB = a – icr = 88.875 in

BC = r – icr = 157.750 in

AC = [ (BC)2 – (AB)2 ]½ = 130.331 in

b = r – AC = 39.669 in

Maka;

OA = tH + Sf + b

= 41.841 in = 1.0536 m Tinggi tangki termasuk head,

HTH = HT + OA

= 6.078 m

C.19 TANGKI PENYIMPAN SO3 (Sulfur Trioxide) (T-03)

Fungsi : Untuk menyimpan bahan baku SO3 (Sulfur Trioxide) .



Bahan : Stainless Steel SA-201 grade A.

Jumlah : 2 unit

C.19.1 Data

• Tekanan = 1 atm


• Kebutuhan SO3 = 1.891,743 kg/jam


• Jumlah = 1 unit

• Densitas (ρ) = 1875.43 kg/m3



Massa SO3 untuk 2 unit

= tJumlah Uni

npenyimpana Lama x jam/hari 24 x EDCProduk Jumlah

= 317812.9 kg



TEKNIK KIMIA ’01



= 169.461 m3


= 211.827 m3




Dimana :



IDT = 3

1

TV4

π

IDT = 5.127 m

H = 10.255 m



= 150,916.67 N/m2

= 1.4894 atm



= 2.99 atm

= 43.91 psi


t = C)P6,0(-)E.f2(

)ID(P

design


Dimana :




= 100.93 in



TEKNIK KIMIA ’01




= 13,750 psi





Young.


= 0,200 in

t = 0,604 in



ODT = IDT + 2.t

ODT = 203.62 in




= 202.25 in


• Tebal Head, tH


ODT = 204 in

Diperoleh :

icr = 12.25 in

r = 170 in



12.25 in > 12.135 in (memenuhi)


Dimana :



TEKNIK KIMIA ’01





W = 1,681 in

tH = CP2,0-E.f2

W.rcP

design



• Tinggi Head, OA


tH = 5/8 in

Diperoleh :


dipilih Sf = 1.5 in



a = ID/2 = 101.125 in

AB = a – icr = 88.875 in

BC = r – icr = 157.750 in

AC = [ (BC)2 – (AB)2 ]½ = 130.331 in

b = r – AC = 39.669 in

Maka;

OA = tH + Sf + b

= 41.794 in = 1.0616 mm

Tinggi tangki termasuk head,

HTH = HT + OA

= 11.316 m



TEKNIK KIMIA ’01


C.20. VAPORIZER (V-01)

Fungsi : untuk menguapkan SO3 dan menaikan temperatur dari 30oC menjadi

45oC



Jumlah : 1 buah.

C.20.1. Data


• Beban panas vaporizer, Qv

Qv = 53078,06352 kJ/jam = 50308,2962 Btu/jam

Fluida panas (pipe) : uap Dowtherm A Laju alir massa, Wa = 583,567 kg/jam = 1286,5428 lb/jam

T1 = 510 oC = 950 oF

T2 = 470oC = 878 oF

• Fluida dingin (annulus) : bahan yang keluar dari puncak Stripper


t1 = 30.0 oC = 86oF

t2 = 45.0oC = 113.0oF

C.20.2. Logaritmic Mean Temperature Difference (LMTD)

LMTD = ( ) ( )( ) ( )[ ]1221

1t221

t/tln

t

−Τ−ΤΤ−−Τ − = 814.29278 oF [Pers.5.14, Kern]

C.20.3. Pemilihan Standar annulus-inner pipe

Aliran yang dipakai adalah counter current.

• Fitting

Dari tabel 6.1, Kern dipilih :

annulus : IPS = 1 in

inner pipe : IPS = 1/2 in

• Dimensi Double Pipe Heat Exchanger



TEKNIK KIMIA ’01


Dari tabel 11, Kern diperoleh:

o annulus

IPS = 1

SN = 40

IDa = 1,049 in

ODa = 1,320 in

o inner pipe

IPS = 1/2

SN = 40

IDp = 0,62 in

ODp = 0,84 in

C.20.4. Faktor Kekotoran, Rd

• Anulus : SO3

o Flow area,aa

aa = 1

21

22

D

)DD( −π

D1 = ODp/12 = 0,0700 ft

D2 = IDa/12 = 0,0874 ft

aa = 0,002 ft2

o Diameter ekivalen, De

De = 1

21

22

D

)DD( − [Pers. 6.3, Kern]

= 0,0392 ft

o Mass velocity, Ga

Ga = a

a

a

W

= 1937807.1352 lb/ft2.jam

o Bilangan Reynolds, Rea

Rea = µ

ae G.D

pada tc = 1/2(T1+T2)



TEKNIK KIMIA ’01


= 99,5 oF

µ = 0,2471 lb/ft,jam [hysys ]

Rea = 307197,79

o Koefisien perpindahan panas fluida, ho

ho = ae

31

k

Cp

D

kjH φ

µ× [Pers. 6.15b, Kern]

· jH = 315 (pada Rea) [Fig, 24, Kern]

Dari Hysys Pada Tc = 99,5000 oF

diperoleh :

Cp = 1,2000 Btu/lb.oF [Fig. 2, Kern]

k = 0,0729 Btu/ft².jam(ºF/ft) [Tabel 4, Kern]

aoh φ = 6912,9767 Btu/jam.ft.oF


tw = )tT()h()h(

ht cc

aopio

aoc −

φ+φφ


= 112,5 oF


ho = aa

ohφ

φ

aφ = (µ/µw) 0.14

pada tw = 112,5 oF

µw = 0,124 lb/ft.hr [Hysys]

aφ = 1,00


• Inner pipe : uap Dowthrem A

o Flow area, ap

D = IDp/12 = 0,115 ft

ap = =π4

D2

0,0021 ft

o Mass velocity, Gp



TEKNIK KIMIA ’01


Gp =p

p

a

W

= 610009,1062 lb/ft.jam

o Bilangan Reynold, Rep

Rep = µ

pG.D

pada Tc = 1/2(t1+t2)

= 99,5 oF


Rep = 3246.9240

o Koefisien perpindahan panas fluida, hi

hi = p

31

k

Cp

D

kjH φ

µ× [Pers. 6.15a, Kern]

jH = 67 (pada Rea) [Fig. 24, Kern]

Pada Tc = 99,5 oF :



hi = 260,2085 Btu/jam.ft.oF

o Koefisien perpindahan pipa lapisan luar, hio

p

ioh

φ =

OD

IDh

p

i ×φ

[Pers. 6.5, Kern]


o Koreksi koefisien perpindahan panas, hio

hio = pp

iohφ

φ

pφ = [µ/µw] 0.14

pada tw = 872,12 oF


pφ = 1

hio = 192,6782 Btu/jam.ft.oF



TEKNIK KIMIA ’01


• Clean Overall Coeffisien, Uc

oio

oioC hh

h.hU

+= [Pers. 6.7, Kern]


• Overall Design Coeffisien, UD

dCD

RU

1

U

1 += [Pers. 6.10, Kern]


Rd Dowtherm A = 0,002 ft².jam.ºF/Btu


Rd = 0,001 + 0,0005 = 0,0025 ft².jam.ºF/Btu

UD = 110,0921 Btu/jam.ft2.oF

• Luas permukaan perpindahan panas, A

LMTD.U

QA

D

c=

= 0,5612 ft2

• Luas permukaan perpindahan panas aktual, Aact

oactact a.LA =

Tabel 11, Kern untuk 2 in IPS standar pipe ao= 0,344 ft2/lin ft

o Jumlah Hairpin

Hairpin = L2

'L

Direncanakan panjang 1 unit hairpin, L = 6 ft/hairpin

L’ = Panjang total pipa, lin ft = oa

A

= 0.6313 lin ft

Jumlah Hairpin = 0,1359 ≈ 1

o Panjang total pipa aktual ,Lact

L2.HairpinL act = = 12 ft

Aact = 4,13 ft2



TEKNIK KIMIA ’01


• Koefisien design overall aktual, UD act

LMTDA

QU

act

cactD ×

=


• Maka, faktor kekotoran :

actDC

actDCd U.U

UUR

−= [Pers. 6.13, Kern]



C.20.5. Pressure Drop

• Annulus

( )144

FFP ta

a

ρ∆+∆=∆

o Diameter ekivalen, De’

De’ = D2 – D1 [Pers. 6.4, Kern]

= 0,0174 ft

o Bilangan Reynolds, Rea’

=µ

= a'e'

aG.D

Re 136604.6300

o Faktor friksi, f

42.0

'e

GD

264.00035.0f

µ×

+= = 0,0001 [Re>2000 ;Pers. 3.47 b, Kern]

o Velocity Head pada annulus, ∆Fa

e

aa

DDensig

LGfF

×××××

=∆2

2

2

4 [Pers. 6.14, Kern]

g = 32,3 ft/jam2

Densi = 62.5000 ft/detik2

∆Fa = 6,4405 ft



TEKNIK KIMIA ’01


o Linear velocity, V

ρ×=

3600

GaV

= 8,6125 ft/dtk

o Velocity Head, ∆Ft

=∆

'g2

VHairpinFt

2

= 3,4553453 ft

Maka pressure drop pada annulus :

∆Pa = 4,2951 psi

∆Pa < 10 psi (rancangan memenuhi)

• Inner pipe

( )144

FP p

p

ρ∆=∆

o Faktor Friksi, f

42.0G.D

264.00035.0f

µ

+= [Re>2000 ;Pers. 3.47 b, Kern]

µG.D = Rep

= 3246,9240

f = 0,0036

Velocity head pada inner pipe, ∆Fp

Re = 3246,9240

p

pp IDdensig

LGfF

×××××

=∆2

4 2

[Pers. 3.45, Kern]

∆Fp = 16,4841 ft

Maka pressure drop pada inner pipe :

∆Pp = 8,8001 psi

∆Pp < 10 psi (rancangan memenuhi)



TEKNIK KIMIA ’01


C.21 SEPARATOR-02 (S-02)

Fungsi : Memisahkan campuran gas-cair yang keluar dari Reaktor Sulfonasi.

Jenis : Vertical Drum Vessel


C.21.1 Data

• Tekanan operasi = 1 atm

• Temperatur = 45 oC

Komponen Massa fraksi Densitas Densitas campuran

HLAS 7393.842 0.9909 840.70 833.01

LAB sisa 68.278 0.0091 836.93 7.66

Total 7462.120 1.000 840.668


Densitas cairan 840.67 kg/m3

2. pada kondisi operasi T =

Komponen Densitas

SO3 uap 3.067

Densitas uap 3.0666 kg/m3

C.21.2 Penentuan Laju alir Volumetrik Cairan dan Uap

1. Laju alir volumetrik cairan

lig

MligQliq

ρ=

668,840

120,7462=Qliq

= 8.8764 m3/jam

= 1.4794 m3/mnt

2. Laju alir volumetrik uap



TEKNIK KIMIA ’01


uap

MuapQliq

ρ=

066,3

303,77=Qliq

= 25,208 m3/jam

= 0.420 m3/mnt

C.21.3 Penentuan Volume Separator

1. Volume cairan dalam 1 menit

Volume cairan (Vlig) = 1,479 m3

Volme uap (Vuap) = 0,420 m3

2. Volume vessel = Vlig + Vuap

= 1.8995 m3 x 1.2 (faktor keamanan 20 %)

= 2.279

Untuk vessel vertikal gas-cair P = 0-250 psi,

H = 3D

V = 1/4 x 3.14 x D^2 x H

Dt3 = 1.1066 / (1/4 x 3,14 x 3)

= 0,9679 m3

Dt = 0,989 m

= 38,944 in

r = D/2

= 19,472 in

= 0,494 in

P hidrostatik = hcairan x densitas x g

= 15867.5100 N/m2 x (0.986923 atm/ 105 N/m2)

= 0.1566 atm

Pdesign = Poperasi + Phidrostatik

= 1.1566 atm x (14.69595 psi/ 1 atm)

= 16.9973

H = 3D

= 2,967 m



TEKNIK KIMIA ’01


= 116,833 in

3. Penentuan ketinggian ruang cair dan uap

24/1 Dx

VHi lig

π=

Hv = H – HI

Dimana : HI = Ketinggian ruang cair

Hv = Ketinggian ruang uap

HI = 1.9260 m

Hv = 2.9676 -1.9260

1.0416 m

C.21.4 Penentuan tebal dinding vessel

tH = CP2,0-E.f2

W.rcP

design


Dimana :

P = 16.9973 psi x 1.2 (faktor keamanan 20 %)

20,3968 psi

r = D/2

= 0.4946 m

19.4722 in

f = 13750 psi --> untuk carbon steel SA-285 grade C

E = welded joint efficiency

= 0,8

C = 0,2000

maka t = 0,2361 in Dipilih t = 5/16 in



TEKNIK KIMIA ’01


C.21.5 Menentukan Dimensi Head Vessel

1. Bentuk torispherical head

Diketahui P = 20.3968 psi

f = 13750 psi

E = 0,8

C = 0,20

OD = ID + 2t

= 39,569 in

= 1,0051 m

Dipilih OD = 72 in

1,828 m

Dipilih ID = 71.3750 in

= 1.813 m

Icr = 4 3/8

r = 72

w = 0,25 x [3 + (r / icr)0,5]

1,7642

th = (P x r x w ) / ( (2 x f x E)- (0,2 x P) )

0,3178 in

dipilih th = 0,375 in

* Tinggi Head, OA

Berdasarkan tabel 5.8, Brownell & Young, hal 93, untuk th = 3/8 in

Harga standard straight flange(Sf) = 1,5 s.d. 3,5 in,dipilih Sf = 2

a = ID/2

= 35,688 in

AB = ID/2 - icr

= 31,313 in

BC = r - icr

= 67,625 in



TEKNIK KIMIA ’01


AC = (BC2-AB2)1/2

= 59,939 in

b = r - AC

= 12,061 in

OA = th + b + Sf = 14,436 in

= 0,367 m

6, Tinggi Tangki, termasuk tinggi head dan bottom

Ht = H + OA

= 3,33 m

C.22 KOMPRESOR 2 (K-02)

Fungsi : mengalirkan SO3 gas dari Vaporizer ke mixer

Jenis : single stage isothermal compressor

C.22.1 Data

T masuk = 45oC

Laju alir masuk, m = 1891.7434 kg/jam

= 4166.8356 lb/jam

Tekanan masuk kompresor, P1 = 1 atm = 2116.1170 lb/ft2 Tekanan keluar kompresor, P2 =1 atm = 2116.170 lb/ft2

C.22.2 Kecepatan Volumetrik Umpan, Qf

Qf = ρm

= 1185550.1733 ft3/jam

= 19759.1696 ft3/menit

= 329.3195 ft3/dtk

C.22.3 Rasio Kompresor per- Stage, π

Direncanakan memakai single stage compressor, n = 1 stage



TEKNIK KIMIA ’01


π = n

1

1

2

P

P

= 1

Stage ke- P2 (atm) P2 (lb/ft2)

I 1,00 2.116,117

Untuk menjaga agar temperatur keluar tetap maka digunakan kompresor

isothermal

C.22.4 Menghitung temperatur keluar kompressor

Data :

T masuk (T1) = 45 oC

Pmasuk (P1) = 1 atm

Pkeluar (P2) = 1 atm

Cp = 1029,713 kj/kmol

K = Cp / ( Cp - R )

K = 1029,7125 / (1029,7125 – 8,314)

K = 1,0081

T2 = T1 x (P2/P1) ((k-1)/(k*n))

Dimana, n = jumlah stage = 1

T2 = 318 K = 45oC

C.22.5 Daya Kompresor, P

= 76,1721 ≈ 76 HP

Di ambil pompa yang biasa di jual dipasaran dengan daya = 76 HP

( )

1 - p

p × Q × P ×

1 - k

N × k × 10 × 03 , 3 = Hp

. N × k / ) 1 - k (

1

2 1

s 5 - s



TEKNIK KIMIA ’01


C.23. POMPA - 01 (P-01)

Fungsi : Memompa Benzene dari tangki penampung (T-02) ke reaktor alkylasi

(R-02)

Jenis : Pompa sentrifugal

Data :

� Densitas, ρ : 458.7910 kg/m3 = 28.6411lb/ft3

� Viskositas, µ : 0,0057 cp

� Laju alir massa, m : 20.785,677 kg/jam = 45.824,101 lb/jam

Penentuan Ukuran Pipa

Laju alir Qf :

ρm

Qf = = 1599,943 ft3/jam

Aliran diasumsikan turbulen (Peters, pers.13-15, hal.496) :

ID optimum = 3,9 x Qf 0,45 x ρ 0,13

= 4,2 inci

Pemilihan spesifikasi pipa (Peters, tabel 13, hal.888) :

Ukuran pipa nominal : 6 inci

Schedule number : 40

OD : 6,625 inci

ID : 6,065 inci

Ao : 28,9 in2

� Luas bagian dalam penampang pipa (A)

A =1/4 x π x ID2 : 0,201 ft2

� Kecepatan linier fluida (v)

V = Qf / A

= 2,216 ft/detik

� Menentukan faktor friksi (f)

Bilangan reynold, Re

NRe = µ

ρ xIDvx



TEKNIK KIMIA ’01


= 8390082.1522

NRe > 2100.000 maka alirannya adalah turbulen.

Dari Peters, fig 14-1, untuk commercial steel, dengan NRe = 8.390.082,1522

ε/D = 0,0003

Dari Peters, fig 14-1, diperoleh faktor friksi (f) = 0,015

� Menentukan sistem Pemipaan

Panjang pipa lurus diperkirakan 10 m = 32,8084ft (termasuk Le globe valve)

• Standar ekbow 90º = 0 buah

• Globe valve yang digunakan = 0 buah

• Gate valve yang digunakan = 2 buah

Dari fig. 127, Brown, hal.141, diperoleh panjang ekivalen (Le) :

• Panjang elbow = 0 ft

• Globe valve = 0 ft

• Gate valve = 3,5 ft

Total panjang pipa = L + Σle

= 39,808 ft = 12,133 m

� Menentukan Friction Head (F)

F = xgcxID

vxLxf

2

2

Dimana :

f : Faktor friksi = 0,015

L : Panjang pipa total = 39,81 ft

V : Kecepatan linier fluida = 2,2163 ft/detik

ID : Diameter dalam pipa = 0.5054 ft

gc : 32,174 lbm.ft/lbf.detik2

maka :

F = 0,0902 ft.lbf/lbm



TEKNIK KIMIA ’01


� Menentukan Head Pompa (w)

Persamaan Bernoulli :

W = ρP∆

+ Fgc

v

gc

gZ +∆+∆2

. 2

Dimana :

W : Head pompa (ft.lbf/lbm)

∆P/ ρ : Pressure head (ft.lbf/lbm)

∆Z(g/gc) : Potensial head (ft.lbf/lbm)

∆v2 / 2gc : Velocity head (ft.lbf/lbm)

F : Friction head (ft.lbf/lbm)

• Penentuan Pressure head

P1 = 1 atm =14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14.7 lbf/in2

∆P = P2 − P1 = 0

Maka Pressure head = ∆P/ ρ

• Beda ketinggian

Diasumsikan Z = 0 m = 0 ft2

Maka Potensial head = ∆Zg/ gc = 0

• Velocity head

∆V2 / 2gc = (V2-V1) / 2gc

= 0,0763 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli, maka :

W = 0.1665 ft.lbf/lbm

� Menentukan Daya Pompa (BHP)

Daya fluida (Hp) = w x ρ x Qf

550

Dimana :

W = Head pompa = 0,1665 ft.lbf/lbm

ρ = Densitas fluida = 458,791 lbm/ft3

Qf = Laju alir volumetrik = 1599,943 ft3/jam

Maka :



TEKNIK KIMIA ’01


Daya fluida = 0,3854 Hp

Dari fig. 14-36, Peters, untuk kapasitas 4,7088 gpm, diperoleh ηpompa = 50%

Maka :

Daya pompa (BHP) = daya fluida / ηpompa

= 0,3854 / 50 %

= 0,4941 Hp

Dari fig.14-38, Peters, untuk

BHP = 0,4941 Hp diperoleh efisiensi motor ηmotor = 81%

Maka :

Daya motor = 0,4888 /0,88 = 0,6176 Hp

Untuk memenuhi kebutuhan digunakan daya 1 Hp.

Catatan :

Hasil perhitungan pompa lain dapat dilihat pada tabel di halaman selanjutnya.

LAMPIRAN D

PERHITUNGAN UTILITAS

D.1 Kebutuhan Dowtherm A Sebagai Pemanas

Pemanas yang digunakan pada pabrik ini adalah uap dowtherm jenis A

yang mampu memanaskankan bahan di atas 257 oC namun dalam pabrik ini

pemakain digunakan dengan suhu awal 500 oC dan suhu keluaran bervariasi.

pemakaian uap dowterm A ini digunakan karna alsan steam biasa yang berasal

dari air tidaklah bisa memanaskan bahan pada suhu lebih dari 300 oC.

Tabel D.1. Kebutuhan Dowtherm A sebagai pemanas

No

Kebutuahan

(Kg/jam)

Kebutuahan

(lb/jam)

Total Beban

pemanas

(Kj/jam)

Total Beban

pemanas

(BTU/jam)

Suhu

(oC)

Heater I 66.285,81 146.135,02 6.028.997,76 5.714.387,17 143,37

Heater II 6.365,06 14.032,54 207.836,00 196.990,52 140

Vaporizer 583,57 1.286,54 53.078,06 50.308,30 45

Reboiler ST - 01 101.959,55 224.782,06 9.273.687,52 8.789.759,61 241.31

Reboiler ST - 02 75.868,18 167.260,50 6.900.557,99 6.540.466,86 348.60

Reboiler ST - 03 10.495,11 23.137,74 954.578,70 904.766,02 349.09

R-dehydrogenasi 44.558,94 98.235,54 4.251.874,82 4.029.999,66 465,5

Total 306.116,22 674869,94 27.670.610,86 26.226.678,14

Dowtherm A yang dibutuhkan sebagai pemanas = 306.116,220 kg/jam

LAMPIRAN D UTILITAS LD


TEKNIK KIMIA ’01

2

1. Penentuan kebutuhan Dowtherm A sebagai pemanas

Dowtherm A umpan masuk pada suhu 30oC,

maka densitas = 1.054,200 kg/m3

Volume Uap Dowtherm A yang dibutuhkan = dowthermAdensitas

dowthermAmasa

= 3200,054.1

220,116.306

mKg

jamKg

= 290,378 m3/jam

Keterangan :

Dowtherm A yang digunakan sebagai pemanas, tidak mengalami %

kehilangan pemakaian selama bebarapa tahun, hal ini disebabakan karna

dowtherm A bekerja pada sistem tertutup namun diasumsikan % kehilangan per 5

tahun sebesar 0,005 % hal ini disebabkan untuk menghindari % kebocoran pada

pipa yang sewaktu-waktu dapat terjadi karena faktor friksi, umur alat, dll.

Dowtherm A akan di-recycle ke furnace secara kontinyu sehabis

mengalami pemakaian pada unit – unit proses, karena itu kebutuhan dowtherm A

tetap dan diperkirakan dapat dipakai selama 5 tahun kebutuhan dowtherm untuk

proses pemanasan per lima tahaun = 306116 Kg/5 tahun

Kebutuhan dowtherm A untuk make up pada pemanas diperkirakan bahwa

jumlah kehilangan Dowtherm A adalah 0,005% perlima tahun. Jadi dowtherm A

yang harus di make Up adalah

Wb = 0,005% x massa Dowtherm A

= 0,0005 x 306.116,220 kg/5 thn

= 153,058 kg/5 tahun

Total kebutuhan dowtherm = 306.116,220 + 153,058

= 306.269,28 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01

3

Dengan memperhitungkan faktor keamanan 10 %, maka total kebutuhan

dowtherm A sebagai pemanas = 336.896,21 kg/5 tahun

Untuk selanjutnya Total kebutuhan dowtherm A hanya untuk make up saja di beli

perlima tahun yaitu sebesar 153,058 Kg/5 tahun.

Untuk memanaskan kebutuhan dowtherm A diatas dipenuhi dari Furnace, dengan

jumlah Dowtherm A sebesar = 306.116,220 kg/jam

= 674.870,699 lb/jam.

2. Kebutuhan Bahan Bakar Fuel gas berupa solar

Beban bahan bakar (Q) = 26.226.678,137 BTU/jam

Massa bahan bakar = Hvx

Q

η

dimana

Hv (Heating valve solar) = 19920 Btu/lb (Wallas 213)

ή ( Efisiensi Pembakaran) = 0,75

Densitas solar = 850 kg/m3

Jadi massa bahan bakar (solar) = 1992075.0

137,678.226.26

x

= 1.607,027 lb/jam

= 728,94 kg/jam

= 0,9 m3 / jam

= 858 liter /jam

D.2 Kebutuhan Dowtherm A Sebagai Pendingin

Pendingin yang digunakan pada pabrik ini adalah dowtherm jenis A yang

mampu mendinginkan bahan dari 15 sampai 400 oC namun dalam pabrik ini

pemakain digunakan dengan suhu awal 30oC dan suhu akhir bervariasi maksimal

200 oC. pemakaian dowterm A ini digunakan karna alasan air biasa tidaklah bisa

mendinginkan bahan pada suhu lebih dari 100 oC, andaipun bisa pasti

memerlukan jumlah air sangat besar.



TEKNIK KIMIA ’01

4

Tabel D.2.. Dowtherm A Sebagai Pendingin

No

Kebutuahan

(Kg/jam)

Kebutuahan

(lb/jam)

Beban

pendingin

(Kj/jam)

Beban

pendingin

(BTU/jam)

Suhu

(oC)

R-Sulfonasi 408.285,38 900.114,12 7.089.909,64 6.719.937,59 45

R-Alkyalsi 116.062,45 255.873,61 4.050.892,88 3.839.505,54 140

CsC 26.971,13 59.461,09 8.530.841,13 8.085.677,10 206

Cooler - 01 53.660,76 118.301,59 8.696.017,26 8.242.233,86 324,96

Cooler - 02 12.882,96 28.402,04 407.4820,18 3.862.184,25 220,96

Kondensor ST - 01

18.446,40 40.667,29 1.632.309,91 1.547.131,25 82,82

Kondensor ST - 02

40.289,74 88.823,56 7.284.808,62 6.904.666,18 220,96

Kondensor ST - 03

10.495,11 23.137,74 954.578,70 904.766,02 324,96

Total 687.093,94 1514.781,04 42.314.178,3 40.106.101,79

1. Penentuan kebutuhan Dowtherm A

Total kebutuhan Dowtherm A adalah = 687094 kg/jam

Dowtherm A umpan masuk pada suhu 30oC, maka densitas = 1.051,6 kg/m3

Volume Dowtherm A yang dibutuhkan = 653 m3/jam

Untuk mendinginkan kembali bahan Dowtherm A yang sudah terpakai

akibat pemakain pada alat proses dari temperatur tinggi ke temperatur rendah

digunakan suatu alat Refrigeration system. Diamana system ini akan bekerja pada

saat Dowtherm A yang sudah terpakai masuk kedalam suatu alat exspander untuk

menurunkan tekanan dari Dowtherm A bahan keluar dari Exspander berupa uap-

cair kemudian untuk memperoleh keadaan uap total disempurnakan oleh

Evaporator. Bahan keluar dari Evaporator adalah sama dengan beban yang

ditanggung pendingin, sehingga ini akan mempengaruhi kerja kompresor

Pemakain bahan untuk mendinginkan Dowtherm A digunakan Ammonia

(R-717) dengan batasan COP yang di ijinkan adalah dari 4 – 8



TEKNIK KIMIA ’01

5

Menetukan Kerja kompresor

Menentukan COP = W

Qc (Pers 9.5 smith Van Ness)

Dimana

Qc = Beban kompresor

= H2 – H1

W = Kerja kopresor

= H3 – H2

Beban pendingin (Qc) = 40.106.101,790 BTU/jam

Asumsi COP yang diambil = 7,20

( 1 BTU/jam ) = 0,00003927 Hp

Maka Kerja kompresor (W) = COP

Qc

= 20,7

790,101.106.40

= 5.570.291,915 BTU / jam

= 218,73 Hp

Mencari kecepatan Volumetrik

ρG

Q f =

Dimana:

Qf = kecepatan volumetrik (ft3/dtk)

G = laju alir massa (lb/jam)

ρ = Densitas (lb/ft3)

Dowtherm A Pada 200 oC (Trademark of The Dow Chemical Company)

ρDowtherm A = 894,19 kg/m3

= 55,82 lb/ ft3

Laju alir massa (G) = 687.093,94 kg/jam

= 1.514.767,30 lb/jam

maka



TEKNIK KIMIA ’01

6

Qf 82,55

30,767.514.1=

= 27.135,55 ft3/jam

= 27.135,55 ft3/detik

= 3.383,13 gpm

Dari fig 14-37,Peters,hal 520, untuk Q = 27031,488 gpm diperoleh :

Efisiensi motor = 80%

W = 42.286.307,259 (BTU/jam)

= 42.286.307,259 x 0,000039267 Hp

= 218,73 Hp

Efisiensi kompresor sebesar = 80%

%80

73,218=

Maka Broke Horse Power (BHP) = 273,41 Hp

Maka daya motor yang sebenarnya

Efisiensi motor sebesar = 80 %

(BHP/effisiensi) %80

41,273=

= 342 Hp

Asumsi COP yang diambil berdasarkan daya kompresor yang dinginkan,

semakin tinggi COP maka kerja komperosr semakin rendah itu artinya daya yang

di[erlukan semakin kecil, begitu juga sebaliknya. Refigeran yang dipilih adalah

refrigran Ammonia (R-717).

Kebutuhan dowtherm A untuk make up pada pendingin diperkirakan

bahwa jumlah kehilangan Dowtherm A adalah 0,005 % perlima tahun

Jadi dowtherm A yang harus di make Up untuk pendingin adalah

Wb = 0,005 % x massa Dowtherm A

= 0,0005 x 687.093,941 kg/5 thn



TEKNIK KIMIA ’01

7

= 34,355 kg/5 tahun

Total kebutuhan dowtherm = 687.128,295 kg/jam

Dengan memperhitungkan faktor keamanan 10 % maka total kebutuhan

dowtherm A untuk Pendingin = 755841 kg/5 tahun

Total Kebutuhan dowtherm A

1. Total make up untuk dowtherm A pada tangki

Diperkirakan bahwa jumlah kehilangan Dowtherm A adalah 5%, Jadi

dowtherm A yang harus di make Up baik untuk pendingin maupun pemanas

Wb = 153,058 + 34,355

= 187,413 kg/5 tahun

2. Total kebutuhan dowtherm A untuk pemanas dan pendingin sebesar pada unit

proses sebesar = 1.092.737,33 kg /5 tahun

= 136.556,00 lt/5 tahun

D.3 Unit Pengolahan Air

D.3.1 Kebutuhan Air Keseluruhan

A. Kebutuhan Air Domestik

Menurut standar WHO, kebutuhan air untuk satu orang kurang lebih sebanyak

150 liter/hari. Jumlah karyawan yang direncanakan untuk pabrik ini sebanyak 242

orang, maka kebutuhan air domestik untuk karyawan adalah :

242 orang x 150 orang

hari/liter= 36300 liter/hari

= 36,46 m3/hari

Sedangkan untuk kebutuhan laboratorium diperkirakan sebesar 18 m3/hari

Jadi total kebutuhan air domestik = 36,46 + 18 m3/hari

= 54,46 m3/hari

Densitas air pada 30oC = 995,650 kg/m3

Berat air domestik total = 54,46 m3/hari x 995,650 kg/m3



TEKNIK KIMIA ’01

8

= 2.259,20 kg/jam

Faktor keamanan = 20%

Jumlah air dimestik yang disediakan = 1,2 x 2.259,20 kg/jam

= 2.711,04 kg/jam

= 2,74 m3/jam

B. Unit Pengolahan air

Tabel.D.3. Total Kebutuhan air

Start Up Kontinyu No

Jenis

(kg/jam) (kg/jam)

1 Air domestik 2.711,04 2.711,04

2 Air proses pada Stabilizer wather 51,79

Total 2.711,04 2.762,83

Volume air yang harus diolah setelah operasi berjalan kontinyu adalah

= 995,650

2.762,833 kg/jam

= 2,78 m3/jam

Dengan faktor keamanan 12%, maka air yang disediakan

= 1,2 x 2.762,833 m3/jam

= 3.315,400 m3/jam

= 3,33 m3/jam

Dengan konversi sebesar 95% pada masing-masing bak presedimentasi, bak

koagulasi, bak sedimentasi dan bak filtrasi, maka jumlah air sungai yang diolah

sebanyak = 3,33 m3/jam

0,954

= 4,088 m3/jam



TEKNIK KIMIA ’01

9

D.2.2 Spesifikasi Peralatan di Unit Utilitas

1. Screen (SC – 01)

Fungsi : Menyaring kotoran-kotoran yang berukuran besar seperti sampah,

ranting pohon, plastik, dan material lain yang terbawa aliran sungai.

Ukuran : 2 x 3 m

Bahan Konstruksi : Besi

Diameter lubang saringan : 1.000 cm

Luas = 28,26 m2

= 304,17 ft2

2. Reservoir (RV – 01)

Fungsi : Menampung air sungai yang sudah disaring




Volume air = 3,3301 / (0,95)3 x 12

= 49,0612 m3

Dengan over design = 20 %, maka :

Volume tangki = 61,33 m3

V = P x L x T, dimana: P : L: T = 3 : 2 : 1

V = 2 x T x T x 3 x T =6 x T3

61.33 = 6 x T3

T = 2,170 m

L = 2 x T

= 4,340 m

P = 3 x T

= 6,511 m

Luas permukaan = 28,258 m2

3. Bak Pengadukan Cepat (BPC - 01)

Fungsi : Menggumpalkan partikel-partikel yang terdapat dalam air



TEKNIK KIMIA ’01

10

sungai dengan penambahan koagulan



Jumlah : 1 unit

Waktu tinggal : 20 menit - 1 jam (Powel, Water Condition For Industry)

Diambil : 40 menit = 2/3 jam

Volume yang akan ditampung selama 40 menit

Volume air = 3,330 / (0,95)3 x 12

= 4,088 m3

Volume bak dengan faktor keamanan 20% = 1,2 x 4,088 m3/hari

= 5,1105 m3/hari

Dimana : V = P x L x T

Dengan : P : L : T = 3 : 2 : 1

V = 6 T3

5,1105 = 6 T3 T = 0.9479 m

Maka : P = 2,844 m

L = 1,419 m

T = 1,896 m

Kebutuhan koagulan :

Jenis koagulan : Al2(SO4)3

Kadar Al2(SO4)3 : 50 – 70 mg/liter

Diambil : 60 mg/liter

Jumlah air yang diolah : 4,0884 m3/jam

Kebutuhan Al2(SO4)3 : 0,245 kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01

11

4. Bak Pengendapan I (BP - 01)

Fungsi : Mengendapkan kotoran-kotoran sesusai dari Bak Pengadukan Cepat



Jumlah : 1 unit

Waktu tinggal : 2 - 6 jam (Powel, Water Condition For Industry)

Diambil : 4 jam

Volume yang akan ditampung selama 4 jam = 3,330 m3/jam x 0,95 x 4 jam

= 15,536 m3

Volume bak dengan faktor keamanan 20% = 1,2 x 15,536 m3/hari

= 18,643 m3/hari


Dengan :

Kedalaman bak ( T ) = 12 - 20 ft (Powel, Water Condition For Industry)

Diambil = 10 ft = 3,048 m

P/L = 1- 2,5 (Powel, Water Condition For Industry)

Diambil = 1,5

Maka : A = V = 18,643 m3 = 6,116 m2

T 3,048 m

A = P x L

= 1,5 x L x L

= 1,5 L2

6,116 = 1,5 L2

L = 2,019 m

P = 1,5 L

= 3,029 m

5. Bak Pengendapan II (BP - 02)

Fungsi : Mengendapkan kotoran-kotoran yang yang lebih halus partikelnya,

yang tidak terendapkan pada bak sebelumnya.


Jumlah : 4 unit



TEKNIK KIMIA ’01

12

Waktu tinggal : 2 - 6 jam (Powel, Water Condition For Industry)

Diambil : 4 jam

Volume air yang ditampung selama 4 jam = 3,330 m3/jam x 0,952 x 4 jam

= 14,759 m3

Volume bak dengan faktor keamanan 20% = 1.2 x 14,759 m3/hari

= 17,711 m3/hari


Dengan :

Kedalaman bak ( T ) = 12 - 20 ft (Powel, Water Condition For Industry)

Diambil = 10 ft (3,048 m)

P/L = 1- 2,5 (Powel, Water Condition For Industry)

Diambil = 2

Maka : A = V = 17,711 m = 5,811 m2

T 3,048 m

A = P x L

= 2 x L x L

= 2 L2

5,811 = 2 L2

L = 1,705 m

P = 2 L

= 3,409 m

6. Tangki Filtrasi (TF - 01)

Fungsi : Menyaring partikel-partikel yang masih tersisa dalam air yang berasal

dari bak pengendap II.


Bahan konstruksi : Carbon steel SA 283 grade C

Jumlah : 1 unit



TEKNIK KIMIA ’01

13

Media penyaring : pasir dan kerikil

Laju Volumetrik air sungai yang akan disaring

= 3,330 m3/jam x 0.951

= 3,5053 m3/jam

= 15,4335 gpm

Kecepatan penyaringan = 15 - 30 gpm/ft2 (Powel, Water Condition For Industry)

Diambil kecepatan penyaringan = 20 gpm/ft2

Maka :

Luas penampang tangki filtrasi ( A ) = 15,4335 gpm

20 gpm/ft2

= 0,7717 ft2

= 0,0452 m2

Diameter tangki ( D ) = (14,3

4 x A )0.5 = 0,3022 m

Komposisi ketebalan lapisan media penyaring :

Pasir : 12 - 20 in Diambil : 15 in = 0,381 m

Kerikil : 20 - 40 in Diambil : 30 in = 0,762 m

Maka tinggi lapisan media penyaring (tebal bed) = 1,143 m

Diasumsikan tinggi bed = 3 x tinggi tangki penyaring

Maka tinggi tangki penyaring = 3 x 1,143 m

= 3,4290 m

Tebal tangki (tu) = P2,1-Exf2

DxP+ C

Dimana :

P = Tekanan perancangan (faktor keamanan 20%)

= 17.640 psi



TEKNIK KIMIA ’01

14

D = Diameter tangki = 0,3022 m = 11,897 in

E = Efisiensi sambungan = 0,8

f = Maximum allowable strees = 12650 psi

C = faktor korosi = 0,015 in/tahun x 10 tahun

= 0,150 in

Maka, tu,= 0,188 in (Dipakai tenal standart 0,312 m)

7. Bak Penampungan Air Bersih (BAB - 01)

Fungsi : Menampung air bersih yang keluar dari tangki filtrasi



Jumlah : 1 unit


Volume air yang ditampung selama 4 jam = 3,330 m3

Volume bak dengan faktor keamanan 20% = 1,2 x 3,330 m3

= 4,162 m3


Dengan : P : L : T = 3 : 2 : 1

V = 6 T3

4,163 = 6 T3 T = 0,8853 m

Maka : P = 2,655 m

L = 1,7705 m

Keterangan :

Untuk air domestik dan air pendingin, digunakan air bersih ini tanpa diolah lebih

lanjut



TEKNIK KIMIA ’01

15

8. Tangki Demineralisasi (Pelunakan) dengan ion Exchanger (TD - 01)

Fungsi : Menghilangkan kesadahan air dengan resin penukar ion



Jenis resin : mixed cation and strong base anion

Laju air yang akan dilunakkan Air proses = 51,793 kg/jam

= 0,052 m3/jam

Dengan faktor keamanan 10%, maka laju alir air menjadi = 1,1 x 0,052

= 0,057 m3/jam

Dari tabel 19.7, Perry, hal. 19-41, diperoleh

Kecepatan air maksimum = 40,00 m/jam

Tinggi bed minimum = 1,20 m

Digunakan tinggi bed sebesar = 2,00 m

Maka luas penampang tangki V

QA=

40

057,0=A

= 0,001 m2

Volume resin untuk satu bed adalah = A x tinggi bed

= 0,001 x 2

= 0,003 m3

Asumsi : Waktu tinggal air dalam tangki resin = 15 menit

Maka volume total tangki adalah : = V resin + 0,057 x 15 / 60

= 0,003 + 0,014

= 0,017 m3

Tinggi tangki seluruhnya adalah = Volume tangki

= 0,017 m3

A = 0,001 m2

= 12 m



TEKNIK KIMIA ’01

16

Diameter tangki ( D ) = 4,000 x 5,0

140,3

A

= 4,000 x 5,0

140,3

001,0

= 0,043 m

= 1,681 in

Tebal tangki ( t ) = CPDf

DxP+

− 6,02

Dimana : P = Tekanan desain

= 14.700 x 1,200

= 17,640 psi

D =1,681in

F = 12650.000 psi (Carbon steel SA 283 Grade C)

E = 0,80

C = 0,150 in/10 tahun

t = 0,188

Diambil tebal standar = 0,188 in

Maka diameter luar = Diameter tangki + Tebal standart tangki

= 1,681 in + 0,188 in

= 1,869 in

= 0,047 m

9. Bak Penampung Air Proses (BAP 01)

Fungsi :Menampung air untuk kebutuhan proses

Bentuk :empat persegi panjang

Jumlah :1 unit


Waktu tinggal :12 jam



TEKNIK KIMIA ’01

17

Volume air yang ditampung = 51,793 kg/jam

= 0,052 m3/jam x12 jam

= 0,625 m3/jam

Volume bak penampung dengan faktor keamanan 20% = 1,200 x 0,625 m3/jam

= 0,750 m3

Dimensi bak penampung :

P x L x T = 0,126

V = 6,0 T3

0.750 = 6,0 T3

T = 0,5 m

P = 3,00 x T

= 1,5 m

L = 2 x T

= 1 m

10. Bak Khlorinasi (BK)

Fungsi : Menambahkan CaOCl2 pada air agar bebas dari bakteri


Jumlah ; 1 unit

Bahan konstruksi : beton

Waktu tinggal :1jam

Volume air yang harus ditampung = volume air domestik

= 2,7230 m3/jam x 1 jam

Kebutuhan total = 2,7230 m3

faktor keamanan = 20 %

Volume bak penampung = 1,2 x 2,7230 m3

= 3,4038 m3

Dimensi bak penampung , P x L x T = 3 : 2 : 1

V = 6 T3



TEKNIK KIMIA ’01

18

3.4038 = 6 T3

T = 0,8278 m

P = 3 x T

= 2,484 m

L = 2 x T

= 1,655 m

11. Bak Penampung Air Domestik (BAD - 01)

Fungsi : Menampung air domestik


Jumlah : 1 unit



Volume air yang ditampung = 2,723 kg/jam

= 2,723 m3/jam x 1 jam = 2,723 m3

Volume bak penampung dengan faktor keamanan 20% = 1.2 x 2,723 m3/jam

= 3,404 m3/jam

Dimensi bak penampung :

P x L x T = 3 : 2 : 1

V = 6 T3

3,404 = 6 T3 T = 0,8278 m

P = 3 x T

= 2,483 m

L = 2 x T

= 1,655 m



TEKNIK KIMIA ’01

19

12. Pompa Dowtherm A

Fungsi Memompa Dowtherm A dari tengki penyimpanan

Jenis : Pompa sentrifugal

Data :

ρ = 8925,600 kg/m3 = 566,703 lb/ft3

Laju alir massa ( G ) = 306.116,22 m3/jam

= 685.841,759 ft3/jam

µ (viskositas) = 0,021 cp (1,30694E-05lb / ft dtk)

Penentuan diameter optimum pompa

Qf = ρG

Dimana:

Qf = Kecepatan volumetrik

G = Laju alir massa ( 685.841,759 m3/jam )

ρ = Densitas (566,703 lb/ft3)

Qf = 566,703

9685.841,75= 1210,237 ft3/jam = 0,3362 ft3/detik

ID opt = 3,9 x Qf 0.45 x ρ0,13 (Peters, pers 15, hal 496, untuk aliran turbulen)

= 3,9 x 0,3362 0.45 x 566,703 0.13

= 5,4 in

Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut :

Nominal pipe size = 6 in

Schedule number = 40 in

Diameter luar (OD) = 6,6 in

Diameter dalam (ID) = 6,07 in (0.5054 ft)

Flow area per pipe = 28,9 in2



TEKNIK KIMIA ’01

20

Kecepatan linear fluida (v) 1

A = 1/4 x π x ID2

= 0,201 ft2

v = A

Qf = 1,676 ft/det

* Penentuan bilangan Reynold

Re = ρ x ID x v = 36.740.734,278

µ

Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel (e = 0,00015)

dengan ID = 6,065 in diperoleh e/D = 0,0003

Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 36.740.734,278 dan e/D = 0,0003

diperoleh : f = 0,015

*Pemipaan

Diperkirakan panjang pipa lurus ( L ) = 10 m = 32,8 ft

*Standard Elbow 90° yang digunakan = 4 buah

* Globe valve yang digunakan = 2 buah

* Gate valve yang digunakan = 2 buah

Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le):

* Standard elbow 90° = 16 ft

* Globe valve = 175 ft

* Gate valve = 4 ft

Maka total panjang pipa = Lt = L+ ΣLe = 454,800 ft = 138,658 m

* Penentuan tenaga yang hilang karena friksi

Friction head (F) = f x Lt x V2 (Brown, fig 125, hal 140)

2 x gc x ID

Dimana :

f = Faktor friksi = 0,015

Lt = Panjang pipa total = 454,800 ft

V = Kecepatan linier fluida = 1,6765 ft/det



TEKNIK KIMIA ’01

21

ID = Diameter dalam pipa = 0,5054 ft

gc = 32,174 lbm.ft/lbf.detik2

Friction head (F) = 0,5896 ft.lbf/lbm

* Penentuan pressure head

- Kerja Pompa

Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa :

W = ∆P + ∆V2 + ∆Z g + ΣF

ρ 2 gc gc

Dimana :W = Working head / Kerja dari pompa

∆P/ρ = Pressure head

∆Z(g/gc) = Potensial head

∆V2 / 2gc = Velocity head

ΣF = Friction head

*Penurunan tekanan

P1 = 1 atm

P2 = 15 atm

∆P = 14 atm (1.381.692,20 N/m2)

Pressure head = ∆P x 1 = 15,796 m = 51,811 ft lbf/lbm

ρ g

*Beda ketinggian

Diasumsikan ∆Z = 15 m = 49,2 ft

∆Z(g/gc) = 49,20 ft.lbf/lbm

*Velocity head

∆V2 / 2gc = V22 - V1

2 = 0,0437 ft.lbf/lbm

2 gc

* Penentuan daya pompa

Dengan hukum Bernoulli, pers.10, Peters, hal 486, didapat kerja pompa :

W = ∆P + ∆V2 + ∆Z g + ΣF

ρ 2 gc gc



TEKNIK KIMIA ’01

22

W = 101,644 ft.lbf/lbm

Daya pompa (P) = W x ρ x Q x (1 Hp / 550 lb ft/dt)

P = 35,208 Hp

Q = 685842 ft3/jam = 85.502,61 gpm

Dari fig 14-37,Peters, hal 520, untuk Q = 85.502,61 gpm diperoleh :

Efisiensi pompa sebesar = 85 %

Maka Broke Horse Power (BHP) = 41,422 Hp

Dari fig 14-38,Peters, hal 521, untuk BHP = 41,422 Hp diperoleh :

Efisiensi motor = 90 %

Maka daya motor yang sebenarnya (BHP/effisiensi) = 46,02 Hp

Tabel D.4. Hasil Perhitungan Pompa Utilitas

Kode Fungsi memompa air dari Daya, HP

PU-01 sungai → reservoir 0,5000

PU-02 Reservoir → Bak pengadukan cepat 0,5

PU-03 Bak pengadukan cepat → Bak pengendap I 0,5

PU-04 Bak pengendap I → bak pengendap II 0,5

PU-05 Bak pengendap II → Tangki filtrasi 0,5

PU-06 Bak filtrasi → Bak air bersih 0,5

PU-07 Bak air bersih → Bak klorinasi 0,5

PU-08 Bak klorinasi → Bak air domestik 0,5

PU-09 Bak air bersih → Tangki Deminerlisasi 0,5

PU-10 Tangki Deminerlisasi → Bak air proses sabilizer water 0,5

PU-11 Bak air prosesi → unit proses (stabilizer wather) 0,5

PU-12


untuk di panaskan dalam furnace sekaligus ke unit proses

46,024

PU-13


ke unit proses, sekaligus ke refrigeration system

98,049

Total

149,573



TEKNIK KIMIA ’01

23

D.4 Penyediaan Tenaga Listrik

1. Listrik untuk penggerak motor

2. Listrik untuk pengggerak peralatan penunjang

D.4.1 Listrik Untuk Penggerak Motor

1. Listrik untuk penggerak motor

Beberapa peralatan pabrik menggunakan tenaga listrik sebagai penggerak motor.

Daya yang dibutuhkan oleh masing-masing alat adalah sebagai berikut :

Tabel.D.5. Daya yang dibutuhkan untuk tiap alat

No Nama Alat Daya (Hp)

1 Kompressor secara menyeluruh proses 96

2 Pompa secara menyeluruh 3497

4 Pengaduk pada reaktor sulfonasi 3

5 Pengaduk pada STABILIZER WATER 1

Total 3597.00

2. Peralatan Utilitas

Tabel.D.6. Daya yang dibutuhkan untuk peralatan utilitas

No Nama Alat Daya (Hp)

1 Pompa pada Utilitas 149.5732

2 motor pada Kompressor dalam refrigeration system 341.76

Total 491.3326

D.4.2 Listrik Untuk Peralatan Penunjang

1. Peralatan bengkel

Dalam suatu pabrik diperlukan fasilitas pemeliharaan dan perbaikan

peralatan pabrik. Daya listrik yang dibutuhkan untuk fasilitas ini diperkirakan

= 50 kW/hari ( 2,0833 kW/jam



TEKNIK KIMIA ’01

24

2. Instrumentasi

Alat-alat instrumentasi yang digunakan berupa alat-alat kontrol dan alat-

alat pendeteksi. Daya listrik yang dibutuhkan diperkirakan sebesar = 10 kW/ hari

(0,4167 kW/jam)

3. Penerangan lampu jalan, pendingin ruangan dan perkantoran

Alat-alat penerangan yang dibutuhkan untuk pabrik, kantor dan

lingkungan sekitar pabrik. Selain itu dibutuhkan pendingin ruangan untuk kantor

dan laboratorium.Untuk laboratorium, perlu diberikan daya listrik untuk

mengoperasikan peralatan laboratorium.

Alat-alat tersebut memerlukan daya listrik sebesar = 60 kW/hari = 80,4

hp/hari (2.5000 kW/jam). Selain itu peralatan kantor seperti komputer, intercom,

pengeras suara dan lainnya, membutuhkan tenaga listrik sebesar = 40 kW/ hari =

53,6 hp/ hari = 1,6667 kW/jam

Maka kebutuhan listrik secara keseluruhan adalah :

Tabel.D.7. Kebutuhan listrik keseluruhan

No Jenis Penggunaan Daya (kW/jam)

1 Listrik untuk alat proses 2.683,36

2 Listrik untuk utilitas 366,53

3 Listrik untuk peralatan penunjang 6,67

Total kebutuhan listrik 3.056,56

Diperkirakan kebutuhan listrik tak terduga adalah sebesar 20%, maka daya listrik

total adalah = 1,1 x 3.056,56 Kw/jam

= 3362 Kw/jam

Penyediaan listrik berasal dari PLN sebesar 3362 kW dan sebagai cadangan

digunakan generator dengan kapasitas 1685 kW sebanyak 2 buah.



TEKNIK KIMIA ’01

25

D.4.3 Penyediaan Bahan Bakar

1. Kebutuhan Solar untuk Generator

Diketahui : Heating value solar = 19200 Btu/lb

Kebutuhan Bahan Bakar Fuel gas berupa solar untuk generator

Beban lisrtik (Q) = 1685 kw

= 5.754.576,62 BTU/jam

Massa bahan bakar = Hvx

Q

η

dimana

Hv (Heating valve solar) = 19200 Btu/lb (Wallas 213)

ή ( Efisiensi Pembakaran) = 0,75

Densitas solar = 850 kg/m3

Jadi massa bahan bakar (solar) = 1920075.0

62,576.754.5

x

= 352,61 lb/jam

= 159,940 kg/jam

Diasumsikan : Dalam 1 bulan, listrik padam selama 10 jam

Maka, Total kebutuhan solar per generator = 1.599,41kg/bulan

= 2,2214 kg/jam

untuk 2 unit generator = 4,443

Kebutuhan solar untuk 4 buah truk, 2 bus dan 2 mobil operasional sebesar = 600

L/hari (0,6 m3/ hari ; 21.25 kg/jam )

1. Kebutuhan solar untuk genereator = 4,4 Kg/jam

2. Kebutuhan solar untuk memanaskan dowtherm A = 728,91 Kg/jam

= 17494,444 Kg/ hari

3. Kebutuhan solar untuk bahan bakar Fired Heater = 713,21 Kg/jam

4. Kebutuhan solar untuk bus dan truk = 21,31 Kg/jam



TEKNIK KIMIA ’01

26

Kebutuhan bahan bakar solar total

Total kebutuhan solar = 1.467,85 Kg/jam

= 1.726,88 liter /jam

= 1.243.354,49 liter / bulan

D.4.4 Tangki Bahan Bakar Solar

Fungsi : Untuk menampung bahan bakar solar selama 1 bulan

Bentuk : Silinder tegak

Jenis : Silinder Tegak berdasar rata dan beratap torispherical Head

Tanpa pengaduk (Brownell & Young, hal 3)


Jumlah : 3 unit

D.4.4.1 Data

• Tekanan = 1 atm


• Kebutuhan solar = 1.056.851,32 kg/jam

• Lama penyimpanan = 1 bulan

• Jumlah = 3 unit

• Densitas (ρ) = 850 kg/m3

D.4.4.2 Volume Tangki, VT

Volume solar memenuhi 80% dari volume tangki


= 414,45 m3


= 518,06 m3

D.4.4.3 Dimensi Tangki


VT = T2T HID4 ××π ; HT = IDT



TEKNIK KIMIA ’01

27

Dimana :



IDT = 3

1

TV4

π

IDT = H = 5,4830 m

= 215,9 in




HL = 2T

L

ID.

V4

π

= 4,3904 m



= 36.572,082 kgF/m2

= 0,3021 atm



= 1,497 atm

= 22,0064 psi


t = C)P6,0(-)E.f2(

)ID(P

design

Tdesign + [Pers. 14.34, Brownell &

Young] Dimana :




= 146,0362 in




TEKNIK KIMIA ’01

28


= 14750 psi





Young.


= 0,125 in

t = 0,2835 in

Diambil tebal standar, t = 1,1250 in


ODT = IDT + 2.t

ODT = 218,117 in




= 237,750 in

D.4.4.4 Tinggi Tangki Termasuk Head, HTH

• Tebal Head, tH


ODT = 240 in

Diperoleh :

icr = 14,4375 in

r = 180 in



14,4375in > 14,2650 in (memenuhi)


Dimana :




TEKNIK KIMIA ’01

29



W = 1,6327 in

tH = CP2,0-E.f2

W.rcP

design



• Tinggi Head, OA


tH = 5/16 in

Diperoleh :


dipilih Sf = 3 in



a = ID/2 = 118,875 in

AB = a – icr = 104,4375 in

BC = r – icr = 165,5625 in

AC = [ (BC)2 – (AB)2 ]½ = 128,4669 in

b = r – AC = 51,5331 in

Maka;

OA = tH + Sf + b

= 53,1581 in = 1,3502 m Tinggi tangki termasuk head,

HTH = HT + OA

= 6,836 m



TEKNIK KIMIA ’01

30

D.4.5 Tangki untuk penyimpanan bahan baku dowtherm A

Fungsi : menampung bahan baku dowtherm A pada saat pembelian sekaligus

make up Dowtherm A sebagai pemanas maupun pendingin per 5 tahun




Jumlah : 3 unit

D.4.5.1 Data

• Tekanan = 1 atm


• Jumlah = 3 unit

• Densitas (ρ) = 850 kg/m3

• Lama penyimpanan = 1 bulan

• Kebutuhan make up dowtherm A = 187,413 kg/jam

• Kebutuhan make up dowtherm A = 134.937,221 kg/bulan

D.4.5.2 Volume Tangki, VT

Volume solar memenuhi 80% dari volume tangki

• Volume Dowtherm A, VL = Massa x ρ campuran

= 128,32 m3


= 160,40 m3

D.4.5.3 Dimensi Tangki


VT = T2T HID4 ××π ; HT = IDT

Dimana :





TEKNIK KIMIA ’01

31

IDT = 3

1

TV4

π

IDT = H = 3,7093 m

= 146,036 in




HL = 2T

L

ID.

V4

π

= 2,9702 m



= 30.608,318 kgF/m2

= 0,3021 atm



= 1,4323 atm

= 21,0546 psi


t = C)P6,0(-)E.f2(

)ID(P

design


Dimana :




= 146,0362 in



= 14750 psi




TEKNIK KIMIA ’01

32




Young.


= 0,125 in

t = 0,227 in

Diambil tebal standar, t = 1,1250 in


ODT = IDT + 2.t

ODT = 148,2862 in




= 237,750 in

D.4.5.4 Tinggi Tangki Termasuk Head, HTH

• Tebal Head, tH


ODT = 240 in

Diperoleh :

icr = 14,4375 in

r = 180 in



14,4375in > 14,2650 in (memenuhi)


Dimana :




W = 1,6327 in



TEKNIK KIMIA ’01

33

tH = CP2,0-E.f2

W.rcP

design



• Tinggi Head, OA


tH = 5/16 in

Diperoleh :


dipilih Sf = 3 in



a = ID/2 = 118,8750 in

AB = a – icr = 104,4375 in

BC = r – icr = 165,5625 in

AC = [ (BC)2 – (AB)2 ]½ = 128,4669 in

b = r – AC = 51,5331 in

Maka;

OA = tH + Sf + b

= 53,1581 in = 1,3502 m Tinggi tangki termasuk head,

HTH = HT + OA

= 5,0595 m

Lampiran E

Analisa Ekonomi

E.1 Ketetapan yang Diambil Konstruksi 2007 Produksi komersial 2008 Operasi per tahun 330 hari Shut down 30 hari Umur teknis pabrik 10 tahun Salvage value 10% DFCI (tanpa harga tanah) 1$ = 10000 rupiah Bunga bank = 20% per tahun Kenaikan harga bahan baku & produk 5% per tahun



TEKNIK KIMIA ’01

ANALISIS EKONOMI E−2

E.2 Cost Index

Tahun Index 1995 1027,4 1996 1039,1 1997 1056,8 1998 1069,9 1999 1068,3 2000 1089,0 2001 1093,9 2002 1104,2 2003 1117,38 2004 1128,17 2005 1138,97 2006 1149,76 2007 1160,55 2008 1171,34 2009 1182,14 2010 1192,93

Index tahun 2003: 1117,4 Index tahun 2007: 1160,55



TEKNIK KIMIA ’01


MARSHALL & SWIFT INDEX Sumber: Chemical Engineering Magazine, www.CHF.com, January 2003

Marshall & Swift Index

y = 10,793x - 20501

R2 = 0,9722

1000,0

1020,0

1040,0

1060,0

1080,0

1100,0

1120,0

1140,0

1160,0

1180,0

1200,0

1990 1995 2000 2005 2010

Tahun

MS

In

de

x



TEKNIK KIMIA ’01


E.3 Daftar Harga Alat-alat Rumus yang digunakan: H2 = H1 x (I2/I1) atau Dimana :

H2 = Harga sekarang

H1 = Harga yang diketahui*

I2 = Index sekarang (2007)

I1 = Index yang diketahui (2003)

E.3.1 Harga Peralatan Utama

Marshall and Swift Index

Harga Satuan Harga Total Kode Nama Alat Kapasitas Jml Kapasitas Harga ($) Exp

Rp Rp

T-01 Tangki Penyimpanan Paraffin 296,71 m3 4 58.000 602.000.000 2.410.000.000

T-02 Tangki Penyimpanan Benzena 153,96 m3 3 38.000 394.000.000 1.180.000.000

T-03 Tangki Penyimpanan SO3 cair 211,83 m3 1 46.700 485.000.000 485.000.000

T-04 Tangki Penampungan HLAS 308,03 m3 6 59.600 619.000.000 3.710.000.000

T-05 Tangki Penampungan Heavy Alkylate 99,69 m3 1 28.600 297.000.000 297.000.000

T-06 Tangki Penampungan H2 130,62 m3 1 39.700 412.000.000 412.000.000

T-07 Tangki Stabilizer Water + Pengaduk (curved blade) 10,88 m3 1 21.300 221.000.000 221.000.000

1US$

10000 Rp

2003Index

2007Index Harga

Kapasitas

Kapasitas Harga referensi

exponent

referensi

×××

=



TEKNIK KIMIA ’01


R-01 Reaktor Multi Tube Bed (Dehidrogenasi) 9,254 m3 1 1 m3 178.034 0,54 6.140.000.000 6.140.000.000

R-02 Reaktor Multi Tube Bed (Alkilasi) 26,866 m3 1 1 m3 178.034 0,54 10.900.000.000 10.900.000.000

R-03 Reaktor CSTR (Sulfonasi) 23,765 m3 1 226.000 2.340.000.000 2.340.000.000

ST-01 Kolom Stripper Benzena 2,810 ft 1 1,5 ft 15.916 0,62 243.000.000 243.000.000

ST-02 Kolom Stripper Paraffin 4,437 ft 1 1,5 ft 15.916 0,62 323.000.000 323.000.000

ST-03 Kolom Stripper LAB 3,800 ft 1 1,5 ft 15.916 0,62 294.000.000 294.000.000

FH Fired Heater 11E+6 BTU/jam 1 277.700 2.880.000.000 2.880.000.000

HE Heat Exchanger Shell and Tube 1.577,75 ft2 1 51.400 533.000.000 533.000.000

V Vaporizer 4,13 ft2 1 600 6.230.000 6.230.000

S-01 Separator-01 67,85 in 1 12.800 132.000.000 132.000.000

S-02 Separator-02 38,94 in 1 8.500 88.200.000 88.200.000

EV Expander Valve 0,088 ft2 1 900 9.340.000 9.340.000

PU Pengering Udara 10,2 ft2 1 1.100 11.400.000 11.400.000

K-01 Kompresor-01 16,4 HP 1 8.600 89.300.000 89.300.000

K-02 Kompresor-02 76,2 HP 1 24.600 255.000.000 255.000.000

H-01 Heater-01 108,09 ft2 1 12.500 129.000.000 129.000.000

H-02 Heater-02 1,07 ft2 1 700 7.270.000 7.270.000

CSC Condensor Sub Cooler 120,00 ft2 1 10.200 105.000.000 105.000.000

C-01 Cooler-01 0,00 ft2 1 1.100 11.400.000 11.400.000

C-02 Cooler-02 0,00 ft2 1 900 9.340.000 9.340.000

KD-01 Kondensor Stripper 01 503,46 ft2 1 4.800 49.800.000 49.800.000



TEKNIK KIMIA ’01




RE-01 Reboiler Stripper 01 258,52 ft2 1 18.900 196.000.000 196.000.000



MP Mixed Point 10,00 ft 1 8.000 83.000.000 83.000.000

P-01 Pompa-01 100 HP 2 10 HP 1.500 0,33 33.300.000 66.600.000

P-02 Pompa-02 49 HP 2 10 HP 1.500 0,33 26.300.000 52.600.000

P-03 Pompa-03 530 HP 2 10 HP 1.500 0,33 57.700.000 115.000.000

P-04 Pompa-04 580 HP 2 10 HP 1.500 0,33 59.400.000 119.000.000

P-05 Pompa-05 99 HP 2 10 HP 1.500 0,33 33.100.000 66.200.000

P-06 Pompa-06 580 HP 2 10 HP 1.500 0,33 59.400.000 119.000.000

P-07 Pompa-07 150 HP 2 10 HP 1.500 0,33 38.000.000 76.000.000

P-08 Pompa-08 430 HP 2 10 HP 1.500 0,33 53.900.000 108.000.000

P-09 Pompa-09 150 HP 2 10 HP 1.500 0,33 38.000.000 76.000.000

P-10 Pompa-10 140 HP 2 10 HP 1.500 0,33 37.200.000 74.400.000

P-11 Pompa-11 10 HP 2 10 HP 1.500 0,33 15.500.000 31.000.000

P-12 Pompa-12 10 HP 2 10 HP 1.500 0,33 15.500.000 31.000.000

P-13 Pompa-13 49 HP 2 10 HP 1.500 0,33 26.300.000 52.600.000

P-14 Pompa-14 430 HP 2 10 HP 1.500 0,33 53.900.000 108.000.000

P-15 Pompa-15 190 HP 2 10 HP 1.500 0,33 41.100.000 82.200.000

T O T A L 35.543.680.000



TEKNIK KIMIA ’01


Rp 35.543.680.000 Biaya Peralatan Utama Biaya Pengangkutan + Asuransi 10% Rp 3.550.000.000

Biaya Administrasi pelabuhan 5% Rp 1.780.000.000

SUBTOTAL Rp 40.873.680.000

PPN 10% Rp 4.090.000.000

TOTAL Rp 44.963.680.000

E.3.2 Harga Peralatan Penunjang

Marshall and Swift Index

Kode Nama Alat Harga Satuan Harga Total

Kapasitas Jml Kapasitas Harga ($) Exp

Rp Rp

SC Screen Utilitas 241,19 ft2 1 500 ft2 10.000 0,62 66.000.000 66.000.000

BP-01 Bak Penampung (Reservoir) 43,30 m3 1 3,80 m3 500 0,46 15.900.000 15.900.000

BP-02 Bak Pengaduk Cepat 3,61 m3 1 3,80 m3 500 0,46 5.070.000 5.070.000

BP-03 Bak Pengendap I 13,16 m3 1 3,80 m3 500 0,46 9.190.000 9.190.000

BP-04 Bak Pengendap II 12,51 m3 1 3,80 m3 500 0,46 8.980.000 8.980.000

BP-05 Bak Penampung Air Bersih 2,94 m3 1 3,80 m3 500 0,46 4.610.000 4.610.000

BP-06 Bak Penampung Air Domestik 2,39 m3 1 3,80 m3 500 0,46 4.190.000 4.190.000

BP-07 Bak Penampung Air Proses 0,75 m3 1 3,80 m3 500 0,46 2.460.000 2.460.000

TU-01 Tangki Filtrasi 3,64 m3 1 3,80 m3 4.700 0,57 47.600.000 47.600.000



TEKNIK KIMIA ’01


TU-02 Tangki Demineralisasi 0,02 m3 1 3,80 m3 4.700 0,57 2.240.000 2.240.000 PU-01 Pompa air dari sungai ke reservoir 0,5 HP 2 10 HP 1.500 0,33 5.790.000 11.600.000 PU-02 Pompa dari reservoir ke bak

pengadukan cepat 0,5 HP 2 10 HP 1.500 0,33 5.790.000 11.600.000 PU-03 Pompa dari bak pengadukan cepat

ke bak pengendap I 0,5 HP 2 10 HP 1.500 0,33 5.790.000 11.600.000 PU-04 Pompa dari bak pengendap ke bak

pengendap II 0,5 HP 2 10 HP 1.500 0,33 5.790.000 11.600.000 PU-05 Pompa dari bak pengendap II ke

tangki filtrasi 0,5 HP 2 10 HP 1.500 0,33 5.790.000 11.600.000 PU-06 Pompa dari bak filtrasi ke bak air

bersih 0,5 HP 2 10 HP 1.500 0,33 5.790.000 11.600.000 PU-07 Pompa dari bak air bersih ke bak

klorinasi 0,5 HP 2 10 HP 1.500 0,33 5.790.000 11.600.000 PU-08 Pompa dari bak klorinasi bak air

domestik 0,5 HP 2 10 HP 1.500 0,33 5.790.000 11.600.000 PU-09 Pompa dari bak air bersih ke tangki

demineralisasi 0,5 HP 2 10 HP 1.500 0,33 5.790.000 11.600.000 PU-10 Pompa dari tangki deminerlisasi ke

bak air proses 0,5 HP 2 10 HP 1.500 0,33 5.790.000 11.600.000 PU-11 Pompa dari bak air proseske unit

proses (stabilizer water) 0,5 HP 2 10 HP 1.500 0,33 5.790.000 11.600.000 PU-12 Pompa Dowtherm A dari tangki

penyimpanan ke furnace 51 HP 2 10 HP 1.500 0,33 26.700.000 53.400.000 PU-13 Pompa Dowtherm A dari tangki

penyimpanan ke RS 107 HP 2 10 HP 1.500 0,33 34.000.000 68.000.000 F Furnace pemanas dowtherm A 98E+6 BTU/jam 1 1.494.800 15.500.000.000 15.500.000.000

RS Refrigeration system (pendingin dowtherm A) 107E+6 BTU/jam 1 3.074.800 31.900.000.000 31.900.000.000



TEKNIK KIMIA ’01


TS Tangki Solar 518 m3 3 36.000 373.000.000 1.120.000.000

TD Tangki Dowtherm 161 m3 1 49.500 514.000.000 514.000.000 G Generator 1535 kW 2 87.600 909.000.000 1.820.000.000

KO-01 Kendaraaan Operasional Direktur 1 300.000.000 300.000.000

KO-02 Kendaraaan Operasional Manager 5 250.000.000 1.250.000.000

B Bus Karyawan 3 200.000.000 600.000.000

F Forklift 5 150.000.000 750.000.000

TR Truk operasional/mobil tangki 3 200.000.000 600.000.000

TOTAL 55.368.840.000

Biaya Peralatan Penunjang Rp 55.368.840.000

Biaya Pengangkutan + Asuransi 10% Rp 5.540.000.000

Biaya Administrasi pelabuhan 5% Rp 5.540.000.000

SUBTOTAL Rp 2.770.000.000

PPN 10% Rp 63.680.000.000 TOTAL Rp 70.050.000.000

TOTAL BIAYA ALAT UTAMA DAN PENUNJANG ADALAH R p 115.013.680.000


INSTITUTTEKNOLOGIINDONESIA DUDDY & DEDY

TEKNIK KIMIA ’01


E.4 Daftar Gaji

Jenjang Pendidikan

Gaji / bulan

Total No. Jabatan Jumlah

Minimum (Rp) (Rp)

1 Dewan Komisaris 2 - 15.000.000 30.000.000

2 Direktur 1 S1- S3 14.000.000 14.000.000

3 Manager 4 S1-S2 12.000.000 48.000.000

4 KaBag Produksi 1 D3 - S1 8.000.000 8.000.000

5 KaBag Keteknikan 1 D3 - S1 8.000.000 8.000.000

6 KaBag Keuangan 1 D3 - S1 8.000.000 8.000.000

7 KaBag Akunting 1 D3 - S1 8.000.000 8.000.000

8 KaBag Pemasaran 1 D3 - S1 8.000.000 8.000.000

9 KaBag Distribusi 1 D3 - S1 8.000.000 8.000.000

10 KaBag Personalia 1 D3 - S1 8.000.000 8.000.000

11 KaBag Umum 1 D3 - S1 8.000.000 8.000.000

12 KaSie 16 D3 - S1 3.500.000 56.000.000

13 Sekretaris Direktur 1 D3 - S1 2.100.000 2.100.000

14 Sekretaris Manager 4 D3 - S2 2.100.000 8.400.000

Karyawan Shift

15 Proses

- Supervisor 12 D3 - S1 1.800.000 21.600.000

- Operator 36 SMU - D3 1.500.000 54.000.000

16 Utilitas

- Supervisor 4 D3 - S1 1.800.000 7.200.000

- Operator 20 SMU - D3 1.500.000 30.000.000

17 QC

- Supervisor 4 D3 - S1 1.800.000 7.200.000

- Operator 12 SMU - D3 1.500.000 18.000.000



TEKNIK KIMIA ’01


18 Keamanan 32 SMU 1.200.000 38.400.000

19 Gudang Bahan 12 D3 - S1 1.500.000 18.000.000

Karyawan non Shift

20 Pemeliharaan 9 SMU - D3 1.500.000 13.500.000

21 Promosi 6 D3 - S1 1.500.000 9.000.000

22 Penjualan 6 D3 - S1 1.500.000 9.000.000

23 Distribusi (gudang) 4 D3 - S1 1.500.000 6.000.000

24 Pembelian 3 D3 - S1 1.500.000 4.500.000

25 Litbang 2 D3 - S1 1.500.000 3.000.000

26 Keuangan 4 D3 - S1 1.500.000 6.000.000

27 Akunting 4 D3 - S1 1.500.000 6.000.000

28 Kepegawaian 2 D3 - S1 1.500.000 3.000.000

29 Humas 4 D3 - S1 1.500.000 6.000.000

30 Rumah-Tangga 4 SMU 1.500.000 6.000.000

32 Diklat 2 D3 - S1 1.500.000 3.000.000

33 Dokter 2 S1 2.500.000 5.000.000

34 Perawat 4 D3 1.200.000 4.800.000

36 Supir 2 SMU 1.000.000 2.000.000

37 Supir bus karyawan 3 SMU 1.000.000 3.000.000

38 Supir truk 5 SMU 1.000.000 5.000.000

39 Supir fork lift 8 SMU 1.000.000 8.000.000

TOTAL 242 519.700.000

• Gaji / tahun (a) Rp 6.236.400.000

• Tunjangan Hari Raya (1 bulan gaji) Rp 519.700.000

• Tunjangan makan dan transport (0,05 a) Rp 311.820.000

• Tunjangan kesehatan (0,025 a) Rp 155.910.000

• TOTAL GAJI PER TAHUN Rp 6.756.100.000



TEKNIK KIMIA ’01


Tahun Gaji per tahun

1 Rp 6.756.100.000 2 Rp 6.756.100.000 3 Rp 7.431.710.000 4 Rp 7.431.710.000 5 Rp 8.174.881.000 6 Rp 8.174.881.000 7 Rp 8.992.369.100 8 Rp 8.992.369.100 9 Rp 9.891.606.010

10 Rp 9.891.606.010 Keterangan : setiap 2 tahun ada kenaikan gaji sebesar = 10%



TEKNIK KIMIA ’01


E.5 Perhitungan Total Modal Investasi (TCI) E.5.1 Modal Tetap (Fixed Capital Investment / FCI)

A. Modal Investasi Tetap Langsung / Direct Fixed Capital Investment (DFCI) Item Persentase Keterangan Jumlah

a. Peralatan utama dan penunjang A Rp 115.013.680.000 b. Pemasangan mesin dan peralatan 20% A Rp 23.002.736.000 termasuk isolasi dan pengecatan c. Instrumentasi dan kontrol terpasang 3% A Rp 2.875.342.000 d. Sistem perpipaaan 4% A Rp 4.025.478.800 e. Instalasi listrik terpasang 3% A Rp 2.875.342.000 f. Bangunan Rp 20.000.000.000 g. Tanah Rp 15.000.000.000 h. Fasilitas pelayanan 8% A Rp 9.201.094.400 Sub Total B' Rp 191.993.673.200 DFCI tak terduga 15% B' Rp 28.799.050.980

Total Modal Investasi Tetap Langsung (DFCI) B Rp 220.792.720.000 Keterangan : 1. Luas tanah : 6 Ha = 60.000 m2 Harga tanah = Rp 250.000 /m2 Harga tanah keseluruhan = Rp 15.000.000.000 2. Luas bangunan : 2 Ha = 20.000 m2 Harga 1 m2 bangunan = Rp 1.000.000 /m2 Harga bangunan keseluruhan = Rp 20.000.000.000



TEKNIK KIMIA ’01


B. Modal Investasi Tetap Tidak Langsung / Indirect Fixed Capital Investment (IFCI)

Item Persentase Keterangan Jumlah

a. Keteknikan dan pengawasan 4% B Rp 8.831.708.800

b. Biaya kontraktor dan konstruksi 5% B Rp 11.039.636.000

c. Bunga pinjaman selama masa konstruksi 20% /tahun Rp 33.120.000.000

d. Trial Run * Rp 17.396.237.823

Sub Total C' Rp 70.387.582.623

IFCI tak terduga 20% C' Rp 14.077.516.525

Total Modal Investasi Tetap Tidak Langsung (IFCI) C Rp 84.465.100.000 Total Modal Investasi Tetap (FCI) = DFCI + IFCI = Rp 305.257.820.000 Keterangan : Trial run dilakukan selama 2 minggu Perhitungan Biaya Trial Run Perhitungan biaya trial run untuk masa 2 minggu dengan jumlah hari kerja 14 hari Perhitungan : (14 hari x 24 jam/hari x Harga x Kebutuhan (kg/jam)) a.1 Persediaan Bahan Baku

Komponen Kebutuhan Harga /satuan Biaya 1 Paraffin (lt/jam) 5651,55 Rp 3.800 Rp 7.215.901.327 2 Benzene (lt/jam) 2199,39 Rp 3.100 Rp 6.818.100 3 SO3 (kg/jam) 1891,74 Rp 2.300 Rp 1.461.939.262

Total persediaan bahan baku a1 Rp 8.684.658.689



TEKNIK KIMIA ’01


a.2 Persediaan Bahan Baku Tambahan untuk Start Up

Komponen Kebutuhan Harga /satuan Biaya 1 Paraffin (lt/jam) 21990,12 Rp 3.800 Rp 83.562.466 2 Benzene (lt/jam) 4283,75 Rp 3.100 Rp 13.279.629 3 H2 (lt/jam) 6931,57 Rp 9,18 Rp 63.645 4 Katalis HF-Mordenite/CBV-20A (kg) 5143,325031 Rp 500.000 Rp 2.571.662.515 5 Katalis Alumina/RDEH-7 (kg) 1298,652705 Rp 300.000 Rp 389.595.811

Total bahan baku untuk start up a2 Rp 2.668.568.255

Total biaya bahan baku (a) = Rp 11.353.227.000 b. Persediaan sarana penunjang

Komponen Kebutuhan Harga /satuan Biaya 1. Solar (liter/jam) 1726,42 Rp 3.000 Rp 1.740.227.275 2. Listrik (KW) 3070 Rp 800 Rp 825.216.000 3. Pengolahan Air (m3/jam) - Start up 42,41 Rp 2.100 Rp 29.925.957 - Kontinyu 7,811 Rp 2.100 Rp 5.511.533 4. Tawas (kg/jam) 0,064 Rp 10.500 Rp 225.792 5. Cl2 (kg/jam) 8,760 Rp 2.500 Rp 7.358.400 6. Resin ion exchanger (m3/jam) 0,003 Rp 60.000 Rp 57.717 7. Dowtherm A* (lt) 2073111,992 Rp 1.600 Rp 3.316.979.187 8. Perlengkapan keselamatan kerja Rp 36.400.000 Total persediaan bahan penunjang b Rp 6.043.010.879



TEKNIK KIMIA ’01


* Dowtherm digunakan berulang-ulang (mengalami recycle) secara kontinyu dan diperkirakan bisa bertahan sampai 5 tahun.

Kebutuhan dowtherm untuk 10 tahun (lt) = 2073112

Harga per liter = Rp 1.600

Harga dowtherm keseluruhan = Rp 3.316.979.187 Total biaya trial run (a + b) = Rp 17.396.238.000 E.5.2 Modal Kerja (Working Capital Investment / WCI) Modal kerja dihitung untuk masa 3 bulan dengan jumlah hari kerja 90 hari Perhitungan : (90 hari x 24 jam/hari x Harga x Kebutuhan (kg/jam)) a. Persediaan Bahan Baku

Komponen Kebutuhan Harga /satuan Biaya 1 Paraffin (lt/jam) 5651,552 Rp 3.800 Rp 46.387.937.100 2 Benzene (lt/jam) 2199,387 Rp 3.100 Rp 14.727.095.805 3 SO3 (kg/jam) 1891,743 Rp 2.300 Rp 9.398.180.972

Total Rp 70.513.213.877 Biaya bahan baku tambahan untuk start up sebesar = Rp 2.668.568.255 Total biaya bahan baku = Rp 73.181.783.000



TEKNIK KIMIA ’01


b. Persediaan sarana penunjang Komponen Kebutuhan Harga /satuan Biaya

1. Solar (liter/jam) 1726,881 Rp 3.000 Rp 11.190.190.454 2. Listrik (KW) 3370 Rp 800 Rp 5.823.360.000 3. Pengolahan Air (m3/jam) 7,811 Rp 2.100 Rp 35.431.281 4. Tawas (kg/jam) 0,064 Rp 10.500 Rp 1.451.520 5. Cl2 (kg/jam) 8,760 Rp 2.500 Rp 47.304.000 6. Resin ion exchanger (m3) 0,003 Rp 6.000 Rp 37.104

Total Rp 17.097.775.000 7. Biaya distribusi & penjualan

5% penjualan Rp 5.512.500.000 8. Biaya Laboratorium

0,5% bahan baku Rp 352.566.069 9. Biaya pemeliharaan dan perbaikan

2% DFCI Rp 4.415.854.400 10. Gaji karyawan

3 x gaji/bulan Rp 1.559.100.000 11. Biaya Administrasi 5% gaji Pegawai Rp 77.955.000 Sub Total WCI (1 s/d 10+total bahan baku) Rp 102.197.533.469 WCI tak terduga

20% sub total WCI Rp 20.439.506.694 Total Modal Kerja (WCI) Rp 122.637.050.000

Total Modal Investasi (TCI) = FCI + WCI = Rp 427.894.870.000



TEKNIK KIMIA ’01


E.6 Sruktur Permodalan Yang dapat dijaminkan = DFCI = Rp 220.792.720.000 Jika bank memberikan pinjaman sebesar = 75 % DFCI = Rp 165.594.540.000 Besar pinjaman dari bank yang diambil sebesar = Rp 165.594.540.000 Modal sendiri (TCI - Pinjaman Bank) = Rp 262.294.870.000 Sehingga komposisi permodalan adalah Modal sendiri = 61% Pinjaman Bank = 39% E.6.1 Perhitungan Angsuran Pokok Pinjaman dan Bunga Bank - Jangka waktu pinjaman 5 tahun - Grace Priode 1 tahun - Bunga bank per tahun (diasumsikan tetap selama 5 tahun) = 20% Menentukan Bunga Pinjaman dan Sisa Pinjaman

Tahun Pokok Pinjaman

(Rp) Angsuran Pokok

(Rp) Bunga (Rp) Jumlah (Rp) Sisa (Rp)

0 165.600.000.000 0 33.120.000.000 33.120.000.000 165.600.000.000

1 165.600.000.000 41.400.000.000 33.120.000.000 74.520.000.000 124.200.000.000

2 124.200.000.000 41.400.000.000 24.840.000.000 66.240.000.000 82.800.000.000

3 82.800.000.000 41.400.000.000 16.560.000.000 57.960.000.000 41.400.000.000

4 41.400.000.000 41.400.000.000 8.280.000.000 49.680.000.000 0



TEKNIK KIMIA ’01


E.7 Perhitungan Biaya Bahan Baku dan Bahan Penunjang Perhitungan : (330 hari x 24 jam/hari x Harga x Kebutuhan (kg/jam)) a.1 Persediaan Bahan Baku

Komponen Kebutuhan kg/jam Harga /satuan Biaya Paraffin (lt/jam) 5651,55 Rp 3.800 Rp 170.089.102.698 Benzene (lt/jam) 2199,39 Rp 3.100 Rp 53.999.351.285 SO3 (kg/jam) 1891,74 Rp 2.300 Rp 34.459.996.898

Total Rp 258.548.450.000 a.2 Persediaan Bahan Baku Tambahan untuk Start Up Diasumsikan start up dilakukan sebanyak empat kali dalam setahun Perhitungan : 4 x Kebutuhan bahan per start up x Harga Komponen Kebutuhan Harga /satuan Biaya Paraffin (lt) 21990,12 Rp 3.800 Rp 334.249.866 Benzene (lt) 4283,75 Rp 3.100 Rp 53.118.515 H2 (lt) 6931,57 Rp 9,18 Rp 254.578 Katalis HF-Mordenite/CBV-20A (kg) 5143,33 Rp 500.000 Rp 10.286.650.062 Katalis Alumina/RDEH-7 (kg) 1298,65 Rp 300.000 Rp 1.558.383.245

Total bahan baku untuk start up Rp 387.622.960



TEKNIK KIMIA ’01


Tahun Kapasitas Produksi Biaya bahan baku (Rp)

1 70% 181.255.249.000 2 80% 217.506.298.800 3 100% 271.475.872.500 4 100% 285.049.666.125 5 100% 299.302.149.431 6 100% 314.267.256.903 7 100% 329.980.619.748 8 100% 346.479.650.735 9 100% 363.803.633.272 10 100% 381.993.814.936

Catatan : Kenaikan biaya bahan baku 5% per tahun. b. Persediaan sarana penunjang

Komponen Kebutuhan Harga /satuan Biaya 1. Solar (liter/jam) 1727 Rp 3.000,00 Rp 41.030.698.331 2. Listrik (KW) 3370 Rp 800,00 Rp 21.352.320.000 3. Pengolahan air (m3 ) 7,811 Rp 2.100,00 Rp 129.914.698 4. Tawas (kg/jam) 0,064 Rp 10.500,00 Rp 5.322.240 5. Cl2 (kg/jam) 8,760 Rp 2.500,00 Rp 173.448.000 6. Resin ion exchanger (m3) 0,003 Rp 6.000,00 Rp 136.048

Total Rp 62.691.839.000 Catatan : Kenaikan biaya penunjang 5% per tahun.



TEKNIK KIMIA ’01


E.8 Hasil Penjualan Produk per Tahun HLAS Hasil produksi = 60.000.000 kg/tahun Harga Jual = Rp 10.500 Hasil penjualan produk per tahun = Rp 630.000.000.000

Tahun Kapasitas Penjualan HLAS Total Penjualan

Produksi (Total Sales)

1 70% 441.000.000.000 441.000.000.000

2 80% 529.200.000.000 529.200.000.000

3 100% 661.500.000.000 661.500.000.000

4 100% 694.575.000.000 694.575.000.000

5 100% 729.303.750.000 729.303.750.000

6 100% 765.768.937.500 765.768.937.500

7 100% 804.057.384.375 804.057.384.375

8 100% 844.260.253.594 844.260.253.594

9 100% 886.473.266.273 886.473.266.273

10 100% 930.796.929.587 930.796.929.587

Keterangan : Terjadi kenaikan harga produk sebesar 5% per tahun. E.9 Salvage Value Salvage value untuk masing masing barang modal adalah sebagai berikut : a. Kendaraan (Mobil operasional, Bus Karyawan) = 10% x Rp 3.500.000.000 = Rp 350.000.000 b. DFCI selain kendaraan, tanah, dan bangunan = 10% x Rp 181.692.720.000 = Rp 18.169.272.000 c. Bangunan = 10% x Rp 20.000.000.000 = Rp 2.000.000.000 Harga tanah tidak mengalami depresiasi, harga tanah dianggap kembali pada tahun ke-10. Total nilai salvage value pada tahun ke-10 adalah Rp 35.579.272.000



TEKNIK KIMIA ’01


E.10 Depresiasi - Depresiasi digolongkan pada masing-masing alat sesuai periode depresiasinya - Metode yang dipakai adalah Metode Garis Lurus - Periode depresiasi menurut SK Menteri Keuangan No. 961/KMK-04/1983

adalah: a. 5 tahun atau 20% / tahun untuk kendaraan b. 10 Tahun atau 10% /tahun untuk mesin-mesin industri kimia c. 20 tahun atau 5% / tahun untuk bangunan d. 5 tahun atau 20% / tahun untuk IFCI tanpa salvage value (amortisasi)

DFCI tanpa

tanah, Nilai depresiasi Jumlah Nilai

bangunan & kendaraan

IFCI Depresiasi Tahun

Kendaraan (Rp)

(Rp)

Bangunan (Rp)

(Rp) (Rp)

1

738.000.000

16.352.344.800

1.800.000.000

16.893.020.000

35.783.364.801

2

738.000.000

16.352.344.800

1.800.000.000

16.893.020.000

35.783.364.802

3

738.000.000

16.352.344.800

1.800.000.000

16.893.020.000

35.783.364.803

4

738.000.000

16.352.344.800

1.800.000.000

16.893.020.000

35.783.364.804

5

738.000.000

16.352.344.800

1.800.000.000

16.893.020.000

35.783.364.805

6 -

16.352.344.800

1.800.000.000 -

18.152.344.806

7 -

16.352.344.800

1.800.000.000 -

18.152.344.807

8 -

16.352.344.800

1.800.000.000 -

18.152.344.808

9 -

16.352.344.800

1.800.000.000 -

18.152.344.809

10 -

16.352.344.800

1.800.000.000 -

18.152.344.810



TEKNIK KIMIA ’01


E.11 Perhitungan Biaya Produksi Total (TPC) Keterangan : biaya produksi dihitung per tahun operasi pabrik (330 hari)

TAHUN Tahun Pertama Tahun Kedua

KAPASITAS PRODUKSI 80% 90%

BIAYA PRODUKSI Fixed Cost Variabel Cost Fixed Cost Variabel Cost

A. Biaya Manufacturing (Manufacturing Cost)

1. Biaya Manufacturing Langsung (DMC)

a. Biaya bahan baku & penolong (kenaikan 5% per tahun) BB - 181.255.249.000 - 217.506.298.800

b. Gaji karyawan kenaikan 10% /2 tahun 6.756.100.000 - 6.756.100.000 -

c. Biaya pemeliharaaan dan perbaikan (kenaikan 5% per tahun) 2% DFCI 4.415.854.400 - 4.636.647.120 -

d. Biaya royalty dan patent 1% TS 4.410.000.000 - 5.292.000.000 -

e. Biaya laboratorium 0,5% BB - 906.276.245 - 1.087.531.494

f. Biaya sarana penunjang

- Bahan bakar - 28.721.488.831 - 34.465.786.598

- Pengolahan Air - 125.234.401 - 150.281.282

- Listrik 40.440.000 14.946.624.000 42.462.000 17.935.948.800

- Air - 111.888.458 - 134.266.150

- Perlengkapan keselamatan kerja 36.400.000 38.220.000

Total Biaya Manufacturing Langsung (DMC) 15.658.794.400 226.066.760.936 16.765.429.120 271.280.113.123

2. Biaya Plant Overhead 20% (1b + 1c) 2.234.390.880 - 2.278.549.424 -



TEKNIK KIMIA ’01


3. Biaya Manufacturing Tetap (FMC)

a. Depresiasi 35.783.364.801 - 35.783.364.802 - b. Pajak bumi dan bangunan diperkirakan 0.1 % x (tanah +

bangunan) 0,1% 35.000.000 - 38.500.000 -

c. Biaya asuransi 0,2% DFCI 441.585.440 - 485.743.984 -

Total Biaya Manufacturing Tetap (FMC) 36.259.950.241 - 36.307.608.786 -

Total Biaya Manufacturing 54.153.135.521 226.066.760.936 55.351.587.330

B. Pengeluaran Umum (General Expenses)

a. Biaya administrasi 5% 1b 311.820.000 - 327.411.000 -

b. Biaya distribusi dan penjualan 5% TS - 22.050.000.000 - 26.460.000.000

c. Bunga bank 33.120.000.000 - 24.840.000.000 -

Total Pengeluaran Umum 33.431.820.000 22.050.000.000 25.167.411.000 26.460.000.000

TOTAL BIAYA 87.584.955.521 248.116.760.936 80.518.998.330 297.740.113.123

TOTAL BIAYA PRODUKSI (TPC) 335.701.716.457 378.259.111.453



TEKNIK KIMIA ’01


TAHUN Tahun Ketiga Tahun Keempat









e. Biaya laboratorium 0,5% BB - 1.357.379.363 - 1.425.248.331


- Bahan bakar - 45.236.344.910 - 47.498.162.155

- Pengolahan Air - 197.244.182 - 207.106.391

- Listrik 44.585.100 23.540.932.800 46.814.355 24.717.979.440

- Air - 176.224.322 - 185.035.538






bangunan) 42.350.000 - 46.585.000 -



TEKNIK KIMIA ’01




Total Biaya Manufacturing 57.819.976.657 58.504.738.069




c. Bunga bank 16.560.000.000 - 8.280.000.000 -

Total Pengeluaran Umum 16.903.781.550 33.075.000.000 8.640.970.628 34.728.750.000

TOTAL BIAYA 74.723.758.207 375.058.998.076 67.145.708.697 393.811.947.980




TEKNIK KIMIA ’01


TAHUN Tahun Kelima Tahun Keenam











- Bahan bakar - 49.873.070.263 - 52.366.723.776

- Pengolahan Air - 217.461.711 - 228.334.796

- Listrik 49.155.073 25.953.878.412 51.612.826 27.251.572.333

- Air PAM - 194.287.315 - 204.001.681







TEKNIK KIMIA ’01



bangunan) 0,1% 51.243.500 - 56.367.850 -







c. Bunga bank - - - -

Total Pengeluaran Umum 379.019.159 36.465.187.500 397.970.117 38.288.446.875

TOTAL BIAYA 60.497.445.254 413.502.545.379 43.646.524.854 434.177.672.648




TEKNIK KIMIA ’01


TAHUN Tahun Ketujuh Tahun Kedelapan











- Bahan bakar - 54.985.059.965 - 57.734.312.963

- Pengolahan Air - 239.751.536 - 251.739.113

- Listrik 54.193.468 28.614.150.949 5.007.621 30.044.858.497

- Air PAM - 214.201.765 - 224.911.853







TEKNIK KIMIA ’01



bangunan) 0,1% 62.004.635 - 68.205.099 -









TOTAL BIAYA 45.450.103.998 455.886.556.280 46.265.769.302 478.680.884.094




TEKNIK KIMIA ’01


TAHUN Tahun Kesembilan Tahun Kesepuluh











- Bahan bakar - 60.621.028.611 - 63.652.080.042

- Pengolahan Air - 264.326.069 - 277.542.372

- Listrik 59.748.298 31.547.101.422 62.735.713 33.124.456.493

- Air PAM - 236.157.446 - 247.965.318







TEKNIK KIMIA ’01



bangunan) 0,1% 75.025.608 - 82.528.169 -

c. Biaya asuransi 0,2% DFCI 946.577.608 - 1.041.235.369 -








TOTAL BIAYA 48.311.909.479 502.614.928.299 49.277.471.514 527.745.674.714




TEKNIK KIMIA ’01


E.12 Break Event Point (BEP) Rumus Umum = Total Fixed Cost x 100 % Total Sales - Total Variabel Cost

Total Total Total BEP Tahun

Fixed Cost (Rp) Variabel Cost (Rp) Penjualan (Rp) (%)

1 89.474.955.351 354.452.515.623 630.000.000.000 32,47

2 81.841.998.160 372.175.141.404 661.500.000.000 28,29

3 74.723.758.036 375.058.998.076 661.500.000.000 26,09

4 67.145.708.526 393.811.947.980 694.575.000.000 22,33

5 60.497.445.083 413.502.545.379 729.303.750.000 19,16

6 43.646.524.854 434.177.672.648 765.768.937.500 13,16

7 45.450.103.998 455.886.556.280 804.057.384.375 13,05

8 46.265.769.302 478.680.884.094 844.260.253.594 12,66

9 48.311.909.479 502.614.928.299 886.473.266.273 12,59

10 49.277.471.514 527.745.674.714 930.796.929.587 12,23



TEKNIK KIMIA ’01


E.13 Laba Rugi dan Pajak Berdasarkan UU No.10 tahun 1994 sebagai berikut : Penghasilan Kena Pajak Tarif Pajak (%) - s/d Rp. 25 juta 10% - Rp. 25 juta s/d 50 juta 15% - > Rp 50 juta 30%

Penjualan Pengeluaran Laba sebelum pajak PPH 30% Laba setelah pajak

Tahun (Rp) (Rp) (Rp) (Rp) (Rp)

1 441.000.000.000 335.701.716.457 105.298.283.543 31.582.242.531 73.716.041.011 2 529.200.000.000 378.259.111.453 150.940.888.547 45.276.133.282 105.664.755.265 3 661.500.000.000 449.782.756.283 211.717.243.717 63.511.724.372 148.205.519.346 4 694.575.000.000 460.957.656.677 233.617.343.323 70.081.734.332 163.535.608.991 5 729.303.750.000 473.999.990.632 255.303.759.368 76.590.375.937 178.713.383.431 6 765.768.937.500 477.824.197.502 287.944.739.998 86.376.711.000 201.568.028.998 7 804.057.384.375 501.336.660.279 302.720.724.096 90.812.072.410 211.908.651.687 8 844.260.253.594 524.946.653.396 319.313.600.198 95.791.360.020 223.522.240.178 9 886.473.266.273 550.926.837.778 335.546.428.495 100.656.964.274 234.889.464.221 10 930.796.929.587 577.023.146.228 353.773.783.359 106.127.378.336 247.646.405.023



TEKNIK KIMIA ’01


Jumlah nominal aliran masuk = Laba setelah pajak + depresiasi + salvage value

Laba setelah pajak Depresiasi Salvage value Cash in Nominal Tahun

(Rp) (Rp) (Rp) (Rp)

1 73.716.041.011 35.783.364.801 - 109.499.405.812

2 105.664.755.265 35.783.364.802 - 141.448.120.067

3 148.205.519.346 35.783.364.803 - 183.988.884.149

4 163.535.608.991 35.783.364.804 - 199.318.973.795

5 178.713.383.431 35.783.364.805 410.000.000 214.906.748.236

6 201.568.028.998 18.152.344.806 - 219.720.373.804

7 211.908.651.687 18.152.344.807 - 230.060.996.494

8 223.522.240.178 18.152.344.808 - 241.674.584.986

9 234.889.464.221 18.152.344.809 - 253.041.809.030

10 247.646.405.023 18.152.344.810 35.579.272.000 301.378.021.833



TEKNIK KIMIA ’01


E.14 Minimum Payback Period (MPP) Jangka waktu minimum pengembalian investasi modal sebagai berikut : (Keterangan :suku bunga tahunan 20 %)

Faktor Discount Discounted Tahun NCF nominal (Rp) 1/(1+0.20)^n NCF PV (Rp) Cash Flow (Rp)

0 (427.894.870.000) 1,000 (427.894.870.000) (427.894.870.000) 1 109.499.405.812 0,833 91.249.504.844 (336.645.365.156) 2 141.448.120.067 0,694 98.227.861.157 (238.417.503.999) 3 183.988.884.149 0,579 106.475.048.697 (131.942.455.302) 4 199.318.973.795 0,482 96.122.190.295 (35.820.265.007) 5 214.906.748.236 0,402 86.366.202.191 50.545.937.184 6 219.720.373.804 0,335 73.583.908.623 124.129.845.806 7 230.060.996.494 0,279 64.205.801.866 188.335.647.672 8 241.674.584.986 0,233 56.205.784.394 244.541.432.066 9 253.041.809.030 0,194 49.041.197.835 293.582.629.901 10 301.378.021.833 0,162 48.674.233.086 342.256.862.988

Jumlah tahun yang dibutuhkan : (dengan interpolasi) = 4 tahun + 35.820.265.007 x 12 bulan 50.545.937.184 - (35.820.265.007) = 4 tahun 5 bulan 29 hari



TEKNIK KIMIA ’01


E.15 Internal Rate of Return (IRR) Keterangan : Net Cash Flow (NCF) sesudah pajak = (Penjualan - Pengeluaran - Pajak) + Depresiasi

Net Cash Flow Bunga 37,49054% Bunga

37,49055% Tahun (Rp) 1/(1+I)^n

Present Value 1/(1+I)^n

Present Value

0 (427.894.870.000) 1,000 (427.894.870.000) 1,000 (427.894.870.000) 1 109.499.405.812 0,727 79.641.410.829 0,727 79.641.405.037 2 141.448.120.067 0,529 74.825.830.261 0,529 74.825.819.376 3 183.988.884.149 0,385 70.790.198.885 0,385 70.790.183.439 4 199.318.973.795 0,280 55.777.285.123 0,280 55.777.268.896 5 214.906.748.236 0,204 43.740.723.724 0,204 43.740.707.817 6 219.720.373.804 0,148 32.526.207.118 0,148 32.526.192.923 7 230.060.996.494 0,108 24.770.414.434 0,108 24.770.401.823 8 241.674.584.986 0,078 18.925.546.974 0,078 18.925.535.962 9 253.041.809.030 0,057 14.412.420.498 0,057 14.412.411.064 10 301.378.021.833 0,041 12.484.852.079 0,041 12.484.842.998

Total 19.924,0267 (100.665,4237) IRR = 35,257% + 0 - (100.665,4) x ( 37,49054% - 37,49055%)

19.924,0 - (100.665,4)

= 37,49054165% ≈ 37,49%



TEKNIK KIMIA ’01


Net Cash Flow Bunga 37,49% Present Value Tahun

(Rp) 1/(1+I)^n

0 (427.894.870.000) 1,000 (427.894.870.000) 1 109.499.405.812 0,727 79.641.409.872 2 141.448.120.067 0,529 74.825.828.462 3 183.988.884.149 0,385 70.790.196.333 4 199.318.973.795 0,280 55.777.282.442 5 214.906.748.236 0,204 43.740.721.095 6 219.720.373.804 0,148 32.526.204.772 7 230.060.996.494 0,108 24.770.412.350 8 241.674.584.986 0,078 18.925.545.154 9 253.041.809.030 0,057 14.412.418.939 10 301.378.021.833 0,041 12.484.850.579

Total (0)

IRR > bunga pinjaman, maka berarti proyek investasi pabrik HLAS ini feasible.



TEKNIK KIMIA ’01


E.16 Net Cash Flow (NCF)

Net Cash Flow Bunga 20 % Tahun

(Rp) 1/(1+I)^n NCFPV

0 (427.894.870.000) 1,000 (427.894.870.000) 1 109.499.405.812 0,833 91.249.504.844 2 141.448.120.067 0,694 98.227.861.157 3 183.988.884.149 0,579 106.475.048.697 4 199.318.973.795 0,482 96.122.190.295 5 214.906.748.236 0,402 86.366.202.191 6 219.720.373.804 0,335 73.583.908.623 7 230.060.996.494 0,279 64.205.801.866 8 241.674.584.986 0,233 56.205.784.394 9 253.041.809.030 0,194 49.041.197.835 10 301.378.021.833 0,162 48.674.233.086

Total 342.256.870.000 Net Cash Flow Present Value bernilai positif sebesar Rp 342.256.870.000, berarti pada akhir tahun ke-10 pabrik, seluruh modal investasi sudah kembali dan masih mendapat keuntungan sebesar Rp 342.256.870.000.



TEKNIK KIMIA ’01


Grafik BEP pada Tahun pertama

0

1E+11

2E+11

3E+11

4E+11

5E+11

6E+11

7E+11

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

% Kapasitas

Rp

VC

FC

TS

TC

70



TEKNIK KIMIA ’01


Grafik BEP pada Tahun ketiga

0

1E+11

2E+11

3E+11

4E+11

5E+11

6E+11

7E+11

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

% Kapasitas

Rp

VC

FC

TS

TC

100



TEKNIK KIMIA ’01


Grafik BEP pada Tahun keenam

0

1E+11

2E+11

3E+11

4E+11

5E+11

6E+11

7E+11

8E+11

9E+11

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

% Kapasitas

Rp

VC

FC

TS

TC

100

perancangan pabrik alkylbenzene sulfonic acid

Documents