phenol dari cumene.pdf

PRA RANCANGAN PABRIK

PEMBUATAN PHENOL DARI CUMENE HIDROPEROKSIDA

DENGAN KATALIS ASAM SULFAT DENGAN KAPASITAS 10.000 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

OLEH :

MELI GUSTINA NIM. 030405031

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA

MEDAN

2009

Meli Gustina : Pembuatan Phenol Dari Cumene Hidroperoksida Dengan Katalis Asam Sulfat Dengan Kapasitas 10.000 Ton/Tahun, 2009 USU Repository © 2008

PRA RANCANGAN PABRIK

PEMBUATAN PHENOL DARI CUMENE HIDROPEROKSIDA

DENGAN KATALIS ASAM SULFAT

DENGAN KAPASITAS 10.000 TON/TAHUN

Diajukan Untuk Memenuhi Persyaratan

Ujian Sarjana Teknik Kimia

Oleh :

MELI GUSTINA NIM : 030405031

Diketahui, Telah Diperiksa/Disetujui,

Koordinator Tugas Akhir Dosen Pembimbing I Dosen Pembimbing II ( Dr.Ir. Irvan, Msi ) (Dr. Ir. Salmah, MSc) (Ir. M. Yusuf Ritonga, MT) NIP : 132 126 842 NIP : 131 945 810 NIP : 131 836 667

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA MEDAN

2009


INTI SARI

Pembuatan phenol secara umum dikenal dengan menggunakan katalis asam

sulfat. Pra rancangan pabrik phenol ini direncanakan akan berproduksi dengan

kapasitas 10.000 ton/tahun dan beropersi selama 330 hari dalam setahun.

Lokasi pabrik yang direncanakan adalah di daerah Dumai, Riau dengan luas

tanah yang dibutuhkan sebesar 12.774 m2.

Tenaga kerja yang dibutuhkan untuk mengoperasikan pabrik sebanyak 174

orang. Bentuk badan usaha yang direncanakan adalah Perseroan Terbatas (PT) dan

bentuk organisasinya adalah organisasi sistem garis.

Hasil analisa terhadap aspek ekonomi pabrik phenol, adalah :

Modal Investasi : Rp 113.665.531.184,-

Biaya Produksi per tahun : Rp 280.663.030.376,-

Hasil Jual Produk per tahun : Rp 323.686.489.968,-

Laba Bersih per tahun : Rp 29.983.339.606,-

Profit Margin : 13.22 %

Break Event Point : 49.85 %

Return of Investment : 13.74 %

Pay Out Time : 7,28 tahun

Return on Network : 22,91 %

Internal Rate of Return : 10,02 %

Dari hasil analisa aspek ekonomi dapat disimpulkan bahwa pabrik pembuatan

phenol ini layak untuk didirikan.


KATA PENGANTAR

Syukur alhamdulillah penulis panjatkan kehadirat Allah SWT atas rahmat dan

anugerah-Nya sehingga penulis dapat menyelesaikan Tugas Akhir yang berjudul

Pra-Rancangan Pabrik Pembuatan Phenol dari Cumene Hidroperoksida

dengan katalis Asam Sulfat dengan Kapasitas 10.000 Ton/Tahun. Tugas Akhir

ini dikerjakan sebagai syarat untuk kelulusan dalam sidang sarjana.

Selama mengerjakan Tugas akhir ini penulis begitu banyak mendapatkan

bantuan dari berbagai pihak. Oleh karena itu, dalam kesempatan ini perkenankanlah

penulis mengucapkan terima kasih kepada:

1. Ibu Dr. Ir. Salmah, MSc sebagai Dosen Pembimbing I yang telah

membimbing dan memberikan masukan selama menyelesaikan tugas akhir

ini.

2. Bapak Ir. M.Yusuf Ritonga, MT sebagai Dosen Pembimbing II yang telah

memberikan arahan selama menyelesaikan tugas akhir ini.

3. Ibu Ir. Renita Manurung, MT, selaku Ketua Departemen Teknik Kimia FT

USU.

4. Bapak Dr. Ir. Irvan, MSi sebagai Koordinator Tugas Akhir Departemen

Teknik Kimia FT USU.

5. Dan yang paling istimewa Orang tua penulis yaitu Ibunda dan Ayahanda

yang tidak pernah lupa memberikan motivasi dan semangat kepada penulis.

6. Kak Uli, Adik Yuyud Dan Adik Vanny tercinta yang selalu mendoakan dan

memberikan semangat.

7. Ibu dan Bapak nya Nur, Kak Devi, Kak Erni, Abang Rizal, Adik Faisyal dan

keponakkan Azis yang selalu mendoakan dan memberikan semangat.

8. Bang Fanny, Bang Muchlis,Bang Owen,Bang Heri dan Adik Zahra.

9. Teman seperjuangan Arifin Ferdinand dan Nur Ardiyanty sebagai partner

penulis dalam penyelesaian Tugas Akhir ini.


10. Sahabat ku Vivi,Gian dan Beta yang tidak pernah lupa memberikan motivasi

dan semangat kepada penulis.

11. Teman-teman stambuk ‘03 tanpa terkecuali. Thanks buat kebersamaan dan

semangatnya.

12. Serta pihak-pihak yang telah ikut membantu penulis namun tidak tercantum

namanya.

Penulis menyadari bahwa Tugas Akhir ini masih terdapat banyak kekurangan

dan ketidaksempurnaan. Oleh karena itu penulis sangat mengharapkan saran dan

kritik yang sifatnya membangun demi kesempurnaan pada penulisan berikutnya.

Semoga laporan ini dapat bermanfaat bagi kita semua.

Medan, 3 Maret 2009

Penulis

Meli Gustina 0304050231


DAFTAR ISI

Kata Pengantar ................................................................................................. i

Intisari ............................................................................................................. iii

Daftar Isi .......................................................................................................... iv

Daftar Tabel ..................................................................................................... viii

Daftar Gambar.................................................................................................. xi

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

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

1.2 Rumusan Masalah .......................................................................... I-2

1.3 Tujuan Pra Rancangan Pabrik........................................................ I-2

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

2.1 Phenol............................................................................................. II-1

2.2 Sifat-sifat Reaktan dan Produk ...................................................... II-2

2.2.1 Cumene .................................................................................... II-2

2.2.2 Air ........................................................................................... II-2

2.2.3 Cumene Hydroperoxide ........................................................... II-2

2.2.4 Asam Sulfat.............................................................................. II-3

2.2.5 Phenol....................................................................................... II-3

2.2.6 Aseton ...................................................................................... II-4

2.2.7 Amonium Hidroksida............................................................... II-4

2.2.7 Amonium Hidrogen Sulfat....................................................... II-4

2.3 Deskripsi Proses ............................................................................. II-5

2.3.1 Proses Pembuatan Phenol ........................................................ II-5

2.3.2 Proses Pemurnian..................................................................... II-5

2.3.2.1 Tahap Penetralan Katalis.............................................. II-5

2.3.2.2 Tahap Pemurnian Produk............................................. II-5

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

BAB IV NERACA ENERGI ........................................................................... IV-1

4.1 Heater I (E-101)............................................................................. IV-1

4.2 Reaktor (R-101) ............................................................................. IV-1


4.3 Reaktor Netralizer (R-201) ............................................................ IV-2

4.4 Vaporizer (VP-201)........................................................................ IV-2

4.5 Kondensor (CD-201)...................................................................... IV-2

4.6 Cooler (E-201) ............................................................................... IV-3

4.7 Heater (E-202) ............................................................................... IV-3

4.8 Kolom Destilasi (D-201)................................................................ IV-3

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

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

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

6.2 Keselamatan Kerja ......................................................................... VI-6

6.3 Keselamatan Kerja pada Pabrik Pembuatan Phenol ...................... VI-7

6.3.1 Pencegahan terhadap Kebakaran dan Peledakan .................. VI-7

6.3.2 Peralatan Perlindungan Diri .................................................. VI-8

6.3.3 Keselamatan Kerja terhadap Listrik...................................... VI-9

6.3.4 Pencegahan terhadap Gangguan Kesehatan.......................... VI-9

6.3.5 Pencegahan terhadap Bahaya Mekanis ................................. VI-10

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

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

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

7.2.1 Screening............................................................................... VII-5

7.2.2 Koagulasi dan Flokulasi........................................................ VII-6

7.2.3 Filtrasi ................................................................................... VII-7

7.2.4 Demineralisasi....................................................................... VII-8

7.2.5 Deaerator ............................................................................... VII-12

7.3 Kebutuhan Listrik .......................................................................... VII-12

7.4 Unit Pengolahan Limbah ............................................................... VII-12

7.4.1 Bak Penampungan................................................................. VII-14

7.4.2 Bak Pengendapan Awal ........................................................ VII-14

7.4.3 Bak Netralisasi ...................................................................... VII-15

7.4.4 Pengolahan Limbah dengan Sistem

Activated Sludge (Lumpur Aktif) ......................................... VII-16


7.4.5 Tangki Sedimentasi............................................................... VII-19

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

8.1 Landasan Teori............................................................................... VIII-1

8.2 Lokasi pabrik.................................................................................. VIII-1

8.3 Tata Letak Pabrik ........................................................................... VIII-4

8.4 Perincian Luas Tanah..................................................................... VIII-6

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

9.1 Organisasi dan Manajemen ........................................................... IX-1

9.2 Bentuk Badan Usaha................................................................... IX-1

9.3 Struktur Organisasi ........................................................................ IX-2

9.4 Uraian Tugas, Wewenang Dan Tanggung Jawab .......................... IX-7

9.4.1 Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS) ................................. IX-7

9.4.2 Dewan Komisaris ..................................................................... IX-7

9.4.3 Direktur .................................................................................... IX-7

9.4.4 Staf Ahli ................................................................................... IX-8

9.4.5 Sekretaris.................................................................................. IX-8

9.4.6 Manajer .................................................................................... IX-8

9.4.7 Kepala Bagian .......................................................................... IX-9

9.5 Sistem Kerja ................................................................................... IX-11

9.5.1 Tenaga Kerja dan Jam Kerja .................................................... IX-11

9.5.2 Jumlah dan Tingkat Pendidikan Tenaga Kerja ........................ IX-11

9.3.5 Pengaturan Jam Kerja .............................................................. IX-12

9.7 Sistem Penggajian .......................................................................... IX-13

9.8 Kesejahteraan Tenaga Kerja .......................................................... IX-15

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

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

10.1.1 Modal Investasi Tetap/ Fixed Capital Investmen (FCI)......... X-1

10.1.2 Modal Kerja/ Working Capital (WC) .................................... X-3

10.1.3 Biaya Tetap (BPT)/ Fixed Cost (TC) ..................................... X-4

10.1.4 Biaya Variable (BV)/ Variable Cost (VC)............................. X-4

10.2 Total Penjualan (Total sales)........................................................ X-5


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

10.4 Analisa Aspek Ekonomi............................................................... X-5

10.4.1 Profit Margin (PM) ................................................................ X-5

10.4.2 Break Evan Point (BEP) ........................................................ X-6

10.4.3 Retrun On Investmen (ROI)................................................... X-6

10.4.4 Pay Out Time (POT) .............................................................. X-7

10.4.5 Return On Network (RON).................................................... X-7

10.4.6 Internal Rate Of Return (IRR) ............................................. X-7

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

DAFTAR PUSTAKA ...................................................................................... xii

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA ................................... LA-1

LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS .................................... LB-1

LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN................... LC-1

LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTILITAS ............ LD-1

LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI .................................. LE-1


DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Data Impor Phenol di Indonesia ...................................................... I-2

Tabel 3.1 Reaktor (R-101) ............................................................................... III-2

Tabel 3.2 Neraca massa Reaktor Netralizer (R-201) ....................................... III-2

Tabel 3.3 Neraca massa Vaporizer (VP-201) .................................................. III-3

Tabel 3.4 Neraca massa Decanter (DC-201).................................................... III-3

Tabel 3.5 Neraca massa Destilasi (D-201)....................................................... III-4

Tabel 3.6 Neraca massa Kondensor (CD-202) ................................................ III-4

Tabel 3.7 Neraca massa Reboiler (RB-201) .................................................... III-4

Tabel 4.1 Neraca Energi pada Heater I (E-101) .............................................. IV-1

Tabel 4.2 Neraca Energi pada Reaktor (R-101)............................................... IV-1

Tabel 4.3 Neraca Energi pada Reaktor Netralizer (R-201).............................. IV-2

Tabel 4.4 Neraca Energi pada Vaporizer (VP-201) ......................................... IV-2

Tabel 4.5 Neraca Energi pada Kondensor (CD-201) ....................................... IV-2

Tabel 4.6 Neraca Energi pada Cooler (CD-201) ............................................. IV-3

Tabel 4.7 Neraca Energi pada Heater II (E-202)............................................. IV-3

Tabel 4.8 Neraca Energi pada Kolom Destilasi (D-201) ................................. IV-3

Tabel 6.1 Daftar Instrumentasi pada Pra-Rancangan

Pabrik Pembuatan Phenol ................................................................ VI-4

Tabel 7.1 Kebutuhan Uap pada Alat ................................................................ VII-1

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

Tabel 7.3 Pemakaian Air Untuk Berbagai Kebutuhan..................................... VII-4

Tabel 7.4 Kualitas Air Sungai Rokan,Riau...................................................... VII-4

Tabel 7.5 Perincian Kebutuhan Listrik ............................................................ VII-12

Tabel 8.1 Perincian Luas Areal Pabrik ............................................................ VIII-6

Tabel 9.1 Jumlah Tenaga Kerja Dan Kualifikasinya ....................................... IX-11

Tabel 9.2 Pengaturan Tugas Shift..................................................................... IX-13

Tabel 9.3 Gaji Karyawan ................................................................................. IX-14

Tabel LB.1 Nilai konstanta a,b,c,d dan e untuk Cp gas ..........................................LB-1

Tabel LB.2 Nilai konstanta a,b,c,d dan e untuk Cp cair .........................................LB-1


Tabel LB.3 Kontribusi unsur untuk estimasi Cp.............................................. LB-2

Tabel LB.4 Kontribusi unsur untuk estimasi Cp.............................................. LB-3

Tabel LB.5 Estimasi Cp Cumene..................................................................... LB-4

Tabel LB.6 Estimasi Cp Cumene Hidroperoksida........................................... LB-4

Tabel LB.7 Nilai Panas laten ........................................................................... LB-4

Tabel LB.8 Nilai Panas pembentukkan............................................................ LB-5

Tabel LB. 9 Neraca panas masuk Heater (E-101) ........................................... LB-5

Tabel LB. 10 Neraca panas keluar Heater (E-101).......................................... LB-6

Tabel LB. 11 Neraca panas masuk alur 3 (R-101)........................................... LB-7

Tabel LB. 12 Neraca panas keluar reaktor (R-101) ......................................... LB-7

Tabel LB. 13 Neraca panas masuk alur 5 (R-201)........................................... LB-9

Tabel LB. 14 Neraca panas keluar reaktor netralizer (R-201) ......................... LB-10

Tabel LB. 15 Neraca panas alur 7.................................................................... LB-12



Tabel LB. 18 Neraca panas alur 10.................................................................. LB-16

Tabel LB. 19 Neraca panas masuk heater (E-202) .......................................... LB-17

Tabel LB.20 Neraca panas keluar heater (E-202)........................................... LB-18

Tabel LB.21 Titik didih umpan masuk destilasi .............................................. LB-20

Tabel LB. 22 Dew point destilasi..................................................................... LB-20

Tabel LB. 23 Panas kondensor ........................................................................ LB-21

Tabel LB. 24 Panas kondensor ........................................................................ LB-21

Tabel LB. 25 Panas keluar kondensor (D) ....................................................... LB-22

Tabel LB.26 Boiling point reboiler.................................................................. LB-23

Tabel LB. 27 Panas Masuk Reboiler (L*) ...................................................... LB-24

Tabel LB. 28 Panas Keluar Reboiler (V*) ...................................................... LB-24

Tabel LB. 29 Panas Keluar Reboiler (B*) ...................................................... LB-24

Tabel LD.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan

Tinggi Menara Pendingin ............................................................ LD-32

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

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


Table LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses Impor ........................................ LE-7

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Proses Non-Impor................................ LE-8

Tabel LE.5 Estimisi Harga Peralatan Utilitas dan

Pengolahan Limbah Impor ............................................................ LE-8

Tabel LE.6 Estimisi Harga Peralatan Utilitas dan

Pengolahan Limbah Non-Impor ................................................... LE-9

Tabel LE.7 Biaya Sarana Transportasi............................................................. LE-11

Tabel LE.8 Perincian Gaji Pegawai ................................................................. LE-15

Tabel LE.9 Perincian Biaya Kas ...................................................................... LE-17

Tabel LE.10 Perincian Modal Kerja ................................................................ LE-18

Tabel LE.11 Aturan Depresi Sesuai UU Republik Indonesia No. 17

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

Tabel LE.12 Perhitungan Biaya Depresiasi Sesuai UURI No. 17

Tahun 2000 ................................................................................... LE-20

Tabel LE.13 Data Perhitungan BEP ................................................................ LE-28

Tabel LE.14 Data Perhitungan IRR ................................................................. LE-30


DAFTAR GAMBAR

Gambar 2.1 Struktur Phenol............................................................................. II-1

Gambar 6.1 Instrumentasi Alat-alat Proses pada Pra Rancangan

Pabrik Pembuatan Phenol............................................................. VI-6

Gambar 9.1 Struktur Organisasi Pabrik Pembuatan Phenol ............................ IX-6

Gambar LD. 1 Sketsa sebagian bar screen, satuan mm (dilihat ari atas) ......... LD-2

Gambar LD. 2 Grafik Entalpi dan Temperatur

Cairan pada Cooling Tower (CT)LD-31 ...................................... LD-31

Gambar LD.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*-Hy)................................................. LD-32

Gambar LE.1 Harga peralatan untuk Tangki Penyimpangan (storage)

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

Gambar LE.2 Harga Peralatan untuk Kolam Destilasi. Harga Tidak

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

Gambar LE.3 Harga Tiap Tray dalam Kolom Distilasi. Harga

Termasuk Tanggul, Permukaan Saluran Limpah,

Saluran Uap dan Bagian Struktur Saluran ................................... LE-7

Gambar LE.4 Grafik BEP ................................................................................ LE-29


BAB I

PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang

Sebagai negara berkembang, Indonesia melaksanakan pembangunan dan

pengembangan di berbagai sektor, salah satunya adalah sektor industri. Dengan

kemajuan dalam sektor industri diharapkan akan meningkatkan kesejahteraan rakyat.

Dalam pembangunanya, sektor industri ini dikembangkan dalam beberapa tahap dan

secara terpadu melalui peningkatan hubungan antara sektor industri dengan sektor

lainnya.

Industri kimia merupakan salah satu contoh sektor industri yang sedang

dikembangkan di Indonesia, dan diharapkan dapat memberikan kontribusi yang besar

bagi pendapatan negara. Dalam mengembangkan dan meningkatkan industri ini

diperlukan ilmu pengetahuan dan teknologi. Untuk itu Indonesia harus mampu

memanfaatkan potensi yang ada, karena industri kimia membutuhkan perangkat-

perangkat yang memang dibutuhkan dan juga membutuhkan sumber daya alam

seefisien mungkin. Disamping itu perlu juga penguasaan teknologi baik yang

sederhana maupun yang canggih, sehingga bangsa Indonesia dapat meningkatkan

eksistensinya dan kredibilitasnya sejajar dengan bangsa-bangsa lain yang telah maju.

Dengan kebutuhan industri-industri kimia saat ini, maka kebutuhan akan

bahan baku industri kimia tersebut pun semakin meningkat. Bahan baku industri

ada yang berasal dari dalam negeri dan ada juga yang masih di impor. Salah satu

bahan baku yang masih di impor adalah phenol.

Phenol pertama kali dikenal pada tahun 1834 melalui eksperimen pembuatan

phenol yang dilakukan oleh F. Ronge, yang diperoleh dari tar batubara. Tar batubara

merupakan satu-satunya bahan baku pembuatan phenol sampai pada Perang Dunia I.

Penggunaan awal dari phenol dibatasi pada penggunaannya sebagai bahan pengawet

kayu, dan sebagai fumigator atau desinfektan (pembunuh kuman).

Phenol sintetik pertama kali diproduksi dengan cara sulfonasi benzen dan

hidrolisa sulfonat. Setelah itu, metode lain telah dikembangkan untuk sintesa phenol,

antara lain klorinasi benzen pada fase liquid diikuti hidrolisa fase uap pada

temperatur tinggi. Namun, tak satupun yang sangat menarik karena semuanya


melibatkan bahan baku kimia yang mahal, resiko korosi dan secara umum tidak

ekonomis untuk industri skala besar.

Secara komersial, produksi phenol sintetik ditemukan di Jerman oleh Dr.

Heinrich Hock dan koleganya Shon Lang pada tahun 1949 dan dipublikasikan di

sebuah koran yang membuat tentang auto oksidasi senyawa organik. Dari laporan

tersebut menunjukkan bahwa pada kondisi-kondisi yang telah ditetapkan cumene

akan teroksidasi menjadi cumene peroksida, yang selanjutnya akan terdekomposisi

menjadi phenol dan aseton.

Berdasarkan data impor statistik tahun 2001-2003, kebutuhan phenol di

Indonesia adalah sebagai berikut :

Tabel 1.1 Data Impor Phenol di Indonesia

Tahun Jumlah Impor (Ton)

2001 44.640

2002 49.060

2003 53.640

Sumber : Biro Pusat Statistik Tahun (2001 – 2003)

Untuk memproduksi phenol ini digunakan bahan baku cumene dan udara

yang terdapat di sekitar lokasi pabrik. Dengan memperhatikan kebutuhan dalam

negeri dan kegunaannya yang banyak menguntungkan maka pabrik pembuatan

phenol ini sangat potensial untuk didirikan di Indonesia

1.2 Rumusan Masalah

Kebutuhan phenol di Indonesia sangatlah besar dan pemenuhan terhadap

kebutuhan phenol tersebut dilakukan dengan cara mengimpor. Untuk memenuhi

kebutuhan phenol dalam negeri dilakukan pra rancangan pabrik kimia phenol di

Indonesia dengan menggunakan proses Cumene Hidroperoksida (proses CHP)

1.3 Tujuan Pra Rancangan Pabrik

Pra rancangan pabrik pembuatan phenol ini bertujuan untuk menerapkan

disiplin ilmu Teknik Kimia, khususnya pada mata kuliah Perancangan Pabrik Kimia,

Perancangan Proses Teknik Kimia, Teknik Reaktor dan Operasi Teknik Kimia


sehingga akan memberikan gambaran kelayakan pra rancangan pabrik pembuatan

phenol.

Tujuan lain dari pra rancangan pabrik pembuatan phenol ini adalah untuk

memenuhi kebutuhan phenol dalam negeri yang selama ini masih diimpor dari

negara lain dan selanjutnya dikembangkan untuk tujuan ekspor. Selain itu,

diharapkan dengan berdirinya pabrik ini akan memberi lapangan pekerjaan dan

memicu peningkatan produktivitas rakyat yang pada akhirnya akan meningkatkan

kesejahteraan rakyat.


BAB II

TINJAUAN PUSTAKA

2.1 Phenol

Phenol, juga dikenal dengan nama lamanya asam karboksilat, merupakan

padatan kristal bening yang beracun dengan bau yang khas. Rumus kimianya adalah

C6H5OH dan memiliki struktur grup hidroksil (-OH) yang terikat dengan sebuah

cincin phenyl; yang juga merupakan senyawa aromatis.

Phenol dapat dibuat dari oksidasi parsial benzen atau asam benzoat, dengan

proses cumene, atau dengan proses Raschig. Dapat juga ditemukan sebagai produk

dari oksidasi batu.

Phenol memiliki sifat antiseptik, dan digunakan oleh Sir Joseph Lister (1827-

1912) pada teknik pembedahan antiseptiknya. Phenol juga merupakan bahan aktif

anastesi oral seperti Chloraseptic spray. Phenol juga merupakan bahan utama dari

Carbolic Smoke Ball, sebuah alat yang dipasarkan di London pada abad ke 19

sebagai pengaman pengguna terhadap influenza dan penyakit lainnya.

Gambar 2.1 Struktur Phenol

(http://en. wikipedia.org/wiki/Phenol, 2008)

Phenol juga digunakan dalam proses produksi obat obatan (merupakan bahan

awal pada produksi aspirin), herbisida, dan resin sintetis (Bakelite, salah satu resin

sintetis awal yang diproduksi, merupakan sebuah polimer dari phenol dengan

formaldehid).



http://en.wikipedia.org/wiki/Image:Phenol-2D-skeletal.png�

2.2 Sifat-sifat Reaktan dan Produk

Pada pra rancangan pabrik pembuatan phenol bahan-bahan yang digunakan

adalah cumene, cumene hydroperoxyde, air, aseton, asam sulfat, amonium

hidroksida, sedangkan produk yang dihasilkan adalah phenol. Sifat-sifat fisika dan

kimia bahan-bahan tersebut diuraikan sebagai berikut :

2.2.1 Cumene

1. Rumus molekul : C9H12

2. Berat molekul : 120,19 g/mol

3. Wujud : Cair

4. Warna : Bening

5. Titik didih : 152 oC

6. Titik beku : - 96,9 oC

7. Densitas (20 oC) : 0,862 kg/m3

8. Viskositas (20 oC) : 0,791

9. Tidak larut dalam air

10. Merupakan senyawa hidrokarbon aromatis yang mudah terbakar

(Perry, 1999 & Kirk Othmer, 1969)

2.2.2 Air

1. Rumus molekul : H2O

2. Berat molekul : 18 gr/mol

3. Wujud : Cair

4. Warna : Bening


6. Titik leleh : 0 oC

7. Densitas : 999 kg/m3

8. Specific Gravity (60 oF) : 1


2.2.3 Cumene Hydroperoxide

1. Rumus molekul : C9H12OO



3. Wujud : Cair

4. Warna : Bening


6. Titik leleh : -10 oC


8. Specific Gravity (60 oF) : 1,055524


2.2.4 Asam Sulfat

1. Rumus molekul : H2SO4


3. Wujud : Cair

4. Warna : Bening


6. Titik leleh : 10,49 oC

7. Densitas : 1,9224 gr/cm3

8. Specific Gravity (60 oF) : 1,824

9. Merupakan senyawa asam kuat yang higroskopis dan sangat stabil


2.2.5 Phenol

1. Rumus molekul : C6H5OH

2. Berat molekul : 94,113 gr/mol

3. Wujud : Cair

4. Warna : Tak berwarna

5. Densitas : 1.07 gr/cm³



8. Kelarutan dalam air (20 oC) : 8,3 g/100 ml

9. Bersifat korosif



2.2.6 Aseton

1. Rumus molekul : C3H6O


3. Wujud : Cair

4. Warna : Bening


6. Titik leleh : -94,6 oC



2.2.7 Amonium Hidroksida

1. Rumus molekul : NH4OH


3. Wujud : Cair

4. Densitas : 1024,6 kg/m3

5. Specific Gravity (20 oC) : 0,89

6. Mudah larut dalam air

7. Tidak mudah terbakar

8. Bersifat korosif

(Perry, 1999)

2.2.8 Amonium Hidrogen Sulfat

1. Rumus molekul : NH4HSO4


3. Specific Gravity : 1,78

4. Wujud : Cair



7. Larut dalam air

8. pH < 7,0

9. Merupakan senyawa katalis yang banyak digunakan


10. Sangat berbahaya (beracun, dapat mengakibatkan kematian)

11. Bersifat korosif

(Perry, 1999)

2.3 Deskripsi Proses

Proses pembuatan phenol ini terdiri dari dua tahap, yaitu proses pembuatan

phenol dan proses pemurnian.

2.3.1 Proses Pembuatan Phenol

Pada proses pembuatan phenol, larutan Cumene Hydroperoxide dari tangki

(R – 101) ditambahkan dengan larutan H2SO4 (98%) dari tangki (T – 02) sebagai

katalis untuk mempercepat dekomposisi. Reaksi dekomposisi ini berlangsung pada

suhu 50 oC pada tekanan 1 atm dengan reaksi sebagai berikut :

C6H5C(CH3)2OOH C6H5OH + (CH3)2CO

2.3.2 Proses Pemurnian

2.3.2.1 Tahap Penetralan Katalis

Proses selanjutnya adalah proses penetralan katalis H2SO4, yaitu dengan

menambahkan larutan NH4OH. Reaksi ini berlangsung pada suhu 50 oC dan tekanan

1 atm dengan reaksi sebagai berikut :

H2SO4 + NH4OH NH4HSO4 + H2O

2.3.2.2 Tahap Pemurnian Produk

Dari Reaktor – 201 (R – 201) selanjutnya produk dan reaktan yang tidak

bereaksi dialirkan ke Vaporizer (VP – 201) untuk memisahkan antara produk phenol

dan produk aseton. Keluar dari Vaporizer (VP – 201) larutan yang masih

mengandung NH4OH dan NH4HSO4 dialirkan ke Decanter (DC – 201) untuk

memisahkan campuran NH4OH, NH4HSO4, dan produk utama Phenol. Setelah dari

Decanter (DC – 201) liquid produk dikirim ke unit Destilasi (KD – 201) guna

mendapatkan kemurnian produk utama Phenol 99,9%.

(US PATENT,1996)


BAB III

NERACA MASSA

Prarancangan pabrik pembuatan Phenol dari Cumene Hidroperoksida (CHP)

dilaksanakan untuk kapasitas produksi sebesar 10.000 ton/tahun, dengan ketentuan

sebagai berikut:

1 tahun operasi = 330 hari kerja

1 hari kerja = 24 jam

Basis = 1 jam operasi

Maka kapasitas produksi Phenol tiap jam adalah:

=jam 24

hari 1xhari 330

tahun1x ton1

kg 1.000x tahun1

ton10000

= 1262,6263 kg/jam

Pada proses pembuatan Phenol dari Cumene Hidroperoksida (CHP) perubahan massa

untuk setiap komponen terjadi pada alat-alat:

− Tangki pencampur (M-101)

− Reaktor (R-101)

− Reaktor Netralizer (R-201)

− Vaporizer (VP-201)

− Decanter (DC-201)

− Destilasi (D-201)

Perhitungan pada neraca massa disajikan dalam lampiran A.


Neraca massa setiap komponen ditampilkan dalam Tabel 3.1 sampai dengan Tabel 3.7

Tabel 3.1 Reaktor (R-101)

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) No Komponen

Alur 2 Alur 3 Alur 4

1. CHP 2172,1594 - 130,3296

2. Cumene 543,0399 - 543,0399

3. Asam Sulfat - 0,8689 0,8689

4. Air - 0,0177 0,0177

5. Phenol - - 1262,6263

6. Aseton - - 779,2071

Total (kg/jam) 2716,0859 2716,0895

Tabel 3.2 Neraca massa Reaktor Netralizer (R-201)



1. CHP 130,3296 - 130,3296

2. Cumene 543,0399 - 543,0399

3. Phenol 1262,6263 - 1262,6263

4. Aseton 779,2071 - 779,2071

5. Asam Sulfat 0,8689 - -

6. Air 0,0177 - 0,1782

7. Amonium Hidroksida - 1,3034 0,9918

8. Amonium Hidrogen Sulfat - - 1,0245

Total (kg/jam) 2717,3929 2717,3974


Tabel 3.3 Neraca massa Vaporizer (VP-201)



1. CHP 130,3296 2,5112 127,8184

2. Cumene 543,0399 20,4203 522,6196

3. Phenol 1262,6263 10,3807 1252,2456

4. Aseton 779,2071 623,3668 155,8403

5. Air 0,1782 0,0396 0,1386

6. NH4OH 0,9918 - 0,9918

7. NH4HSO4 1,0245 - 1,0245

Total (kg/jam) 2717,3974 2717,3974

Tabel 3.4 Neraca massa Decanter (DC-201)



1. CHP 127,8184 - 127,8184

2. Cumene 522,6196 - 522,6196

3. Phenol 1252,2456 - 1252,2456

4. Aseton 155,8403 - 155,8403

5. Air 0,1386 0,1380 0,0006

6. NH4OH 0,9918 0,9918 -

7. NH4HSO4 1,0245 1,0245 -

Total (kg/jam) 2060,6788 2060,6788


Tabel 3.5 Neraca massa Destilasi (D-201)


Alur 13 Top Bottom

1. CHP 127,8184 127,6138 0,1979

2. Cumene 522,6196 522,6222 -

3. Phenol 1252,2156 1,2517 1250,9971

4. Aseton 155,8403 155,8403 -

5. Air 0,0006 0,0000 -

Total (kg/jam) 2058,5245 2058,5230

Tabel 3.6 Neraca massa Kodensor (E-202)


Feed (V) Destilat (D) Refluks (L)

1. CHP 127,6595 127,6138 0,0029

2. Cumene 522,6462 522,6222 0,0119

3. Phenol 1,2611 1,2517 0,0000

4. Aseton 155,8577 155,8403 0,0035

5. Air 0,0000 0,0000 0,0000

Total (kg/jam) 807,4245 807,3463

Tabel 3.7 Neraca massa Reboiler (E-203)


Feed (L*) Destilat (V*) Refluks (B*)

1. CHP 0,3196 0,1218 0,2023

2. Cumene - - -

3. Phenol 1992,8616 741,8645 1250,9943

4. Aseton - - -

5. Air - - -

Total (kg/jam) 1993,1812 1993,1829


BAB IV

NERACA ENERGI

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan operasi : kJ/jam

Temperatur basis : 25oC

4.1 Heater 1 (E-101)

Tabel 4.1 Neraca Energi pada Heater I (E-101)

No Komponen Panas Masuk

(kJ/jam)

Panas Keluar

(Kj/jam)

1. Umpan 10.532,5550

2. Produk 52.662,6531

3. Steam 42.130,1225

Total 52.662,6531 52.662,6531

4.2 Reaktor (R-101)

Tabel 4.2 Neraca Energi pada ReaktorI (R-101)


(kJ/jam)

Panas Keluar

(kJ/jam)

1. Umpan 58.913,7378

2. Produk 140.286,4195

3. ∆ Hr 52.865,8418

4. steam 134.238,5232

Total 193.152,2610 193.152,2610


4.3 Reaktor Netralizer (R-201)

Tabel 4.3 Neraca Energi pada Reaktor Netralizer I (R-201)


(kJ/jam)

Panas Keluar

(kJ/jam)

1. Umpan 140.315,2294

2. Produk 108.794,7995

3. ∆ Hr -33.670,0416

4. Air pendingin -65.190,4715

Total 75.124,7579 75.124,7579

4.4 Vaporizer (VP-201)

Tabel 4.4 Neraca Energi pada VaporizerI (VP-201)


(kJ/jam)

Panas Keluar

(Kj/jam)

1. Umpan 108.794,7995

2. Produk 931.565,4708

3. Steam 822.770,6713

Total 931.565,4708 931.565,4708

4.5 Kondensor (CD-201)

Tabel 4.5 Neraca Energi pada Kondensor (CD-201)


(kJ/jam)

Panas Keluar

(Kj/jam)

1. Umpan 682.895,8808

2. Produk 6.875,6782

3. Air Pendingin - 676.020,2026

Total 6.875,6782 6.875,6782


4.6 Cooler (E-201)

Tabel 4.6 Neraca Energi pada Cooler (E-201)


(kJ/jam)

Panas Keluar

(Kj/jam)

1. Umpan 248.669,5900

2. Produk 23.475,1837

3. Air Pendingin -225.194,4063

Total 23.475,1837 23.475,1837

4.7 Heater II (E-202)

Tabel 4.7 Neraca Energi pada Heater II (E-202)


(kJ/jam)

Panas Keluar

(Kj/jam)

1. Umpan 23.450,5600

2. Produk 475.584,9794

3. Steam 452.134,4194

Total 475.584,9794 475.584,9794

4.8 Kolom Destilasi (D-201)

Tabel 4.8 Neraca Energi pada Kolom Destilasi (D-201)


(kJ/jam)

Panas Keluar

(kJ/jam)

1. FHF 475.611,7608

2. qR 60.169,1865

3. DHD 1.986,6731

4. BHB 396.321,3059

5. qC 137.472,9682

Total 535.780,9473 535.780,9473


BAB V

SPESIFIKASI PERALATAN

1. Tangki Penyimpanan Cumene (TK-101)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Cumene untuk kebutuhan 10 hari

Bentuk : silinder vertikal dengan tutup dan alas datar

Bahan : Stainless steel, SA – 240 Tipe 304, 18 Cr – 8 Ni

Jumlah : 1 unit

Lama Penyimpanan : 10 hari

Kondisi Operasi :

- Temperatur (T) = 25 oC

- Tekanan ( P) = 1 atm

Kondisi fisik :

Silinder

- Diameter : 9,5506 m

- Tinggi : 15,9176 m

- Tebal : 1 in

2. Tangki Penyimpanan Asam Sulfat (TK-102)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Asam sulfat untuk kebutuhan 60 hari


Bahan : Stainless steel, SA – 240 tipe 304,18 Cr-8Ni

Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :



Kondisi fisik :

Silinder


- Tinggi : 1,4482 m

- Tebal : ½ in


3. Tangki Penyimpanan Amonium Hidroksida (TK-201)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Amonium Hidroksida untuk kebutuhan 30

hari


Bahan : Carbon steel, SA – 285 grade C

Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :



Kondisi fisik :

Silinder


- Tinggi : 1,5727 m

- Tebal : ½ in

4. Tangki Penyimpanan Aseton (TK-202)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Aseton untuk kebutuhan 30 hari


Bahan : Carbon steel, SA – 285 Grade. C

Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :



Kondisi fisik :

Silinder


- Tinggi : 13,6241 m

- Tebal : 1 in


5. Tangki Penyimpanan Sementara Keluaran Atas Destilasi (TK-203)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan yang keluar dari atas kolom destilasi untuk

30 hari


Bahan : Stainless steel, SA – 240 tipe 304,18 Cr – 8 Ni

Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :



Kondisi fisik :

Silinder


- Tinggi : 14,5173 m

- Tebal : 1 in

6. Tangki Penyimpanan Phenol (TK-204)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Phenol untuk kebutuhan 30 hari



Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :



Kondisi fisik :

Silinder


- Tinggi : 15,34 m

- Tebal : 1 ¼ in


7. Pompa 1 (J-101)

Fungsi : Memompa CHP dan cumene dari tangki (TK-101) ke heater

1 (E-101)

Jenis : Pompa sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 30 oC

Kapasitas : 1.7205,9586 gpm

Daya motor : ¼ hp

8. Pompa 2 (J-102)

Fungsi : Memompa H2SO4 dari tangki H2SO4 (TK-102) ke reaktor 1 (R-101)

Jenis : Pompa Sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 30 oC

Kapasitas : 2,1709 gpm

Daya motor : 1/8 hp

9. Pompa 3 (J-103)

Fungsi : Memompa campuran dari reaktor 1 (R-101) ke reaktor 2 (R-201)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 50 oC


Daya motor : ¼ hp


10. Pompa 4 (J-201)

Fungsi : Memompa NH4OH dari tangki (TK-201) ke reaktor 2 (R-201)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 30 oC

Kapasitas : 5,6009 gpm

Daya motor : 1/8 hp

11. Pompa 5 (J-202)

Fungsi : Memompa campuran dari reaktor 2 (R-201) ke vaporizer (VP-201).


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 50 oC


Daya motor : 1/8 hp

12. Pompa 6 (J-203)

Fungsi : Memompa campuran bahan dari condensor (CD-201) ke tangki

penyimpanan (TK-202)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 83,55 oC


Daya motor : 1/8 hp


13. Pompa 7 (J-204)

Fungsi : Memompa campuran bahan dari vaporizer (VP-201) ke cooler (E-

201)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 83,55 oC


Daya motor : 1/8 hp

14. Pompa 8 (J-205)

Fungsi : Memompa campuran bahan dari decanter (DC-201) ke cooler 2 (E-

202)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 30 oC


Daya motor : 1/8 hp

15. Pompa 9 (J-206)




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 137,34 oC



Daya motor : 1/8 hp

16. Pompa 10 (J-207)

Fungsi : Memompa campuran bahan dari reboiler (RB-201) ke tangki



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 181,8 oC


Daya motor : 1/8 hp

17. Cooler (E-201)

Fungsi : Menurunkan temperatur produk bawah Vaporizer yang akan

dimasukkan ke decanter

Jenis : 1-2 shell and tube exchanger

Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 2060,6788 kg/jam

Diameter tube : 3/4 in

Jenis tube : 10 BWG

Panjang tube : 15 ft

Pitch (PT) : 1 in Square pitch

Jumlah tube : 158

Diameter shell : 17 ¼ in

18. Kondensor (CD-201)

Fungsi : Mengubah fasa uap campuran aseton dengan senyawa yang

lainnya menjadi fasa cair



Jumlah : 1 unit



Jenis tube : 10 BWG


Pitch (PT) : 1 5/16 in triangular pitch

Jumlah tube : 98

Diameter shell : 12 in

19. Kondensor (CD-202)

Fungsi : Mengubah fasa uap keluaran atas kolom destilasi menjadi

fasa cair


Jumlah : 1 unit



Jenis tube : 10 BWG


Pitch (PT) : 1 in Square pitch

Jumlah tube : 26


20. Rebolier (RB-201)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran Phenol dan CHP sebelum

dimasukkan ke kolom destilasi


Jumlah : 1 unit


Diameter tube : 1 in

Jenis tube : 10 BWG


Pitch (PT) : 1 1/4 in Square pitch


Jumlah tube : 14


21. Heater 1 (E-101)

Fungsi : Menaikkan temperatur CHP sebelum dimasukkan ke reaktor

(R-101)

Jenis : DPHE

Dipakai : pipa 1/4 x 1/8 in IPS, 12 ft hairpin

Jumlah : 1 unit


Panjang pipa : t 2117,9 f

Jumlah hairpin : 1

22. Heater 2 (E-202)

Fungsi : Menaikkan temperatur CHP sebelum dimasukkan ke reaktor

(R-101)

Jenis : DPHE

Dipakai : pipa 2 x 1 in IPS, 12 ft hairpin

Jumlah : 1 unit


Panjang pipa : ft 5408,87

Jumlah hairpin : 4

23. Vaporizer

Fungsi : Memekatkan larutan phenol



Diameter tube : 1 in

Jenis tube : 10 BWG


Pitch (PT) : 1 1/4 in Square pitch

Jumlah tube : 26



24. Dekanter (DC-201)

Fungsi : Memisahkan amonium hidroksida dan amonium sulfat dari

campurannya berdasarkan perbedaan densitas komponennya

Bentuk : horizontal silinder

Bahan : Carbon steel, SA – 285, Gr.C

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

- Temperatur(T) : 30 oC

- Tekanan (P) : 1 atm = 14,696 psia

Laju alir massa (F) = 2.060,6788 kg/jam

Volume decanter : = 0,4216 m3

Diameter decanter : 0,4653 m

Tebal decanter : ½ in

25. Reaktor (R-101)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi dekomposisi

Jenis : Reaktor berpengaduk marine propeller tiga daun dengan tutup

ellipsoidal, serta dilengkapi dengan jacket pemanas.

Bentuk : Silinder tegak dengan alas datar dan tutup ellipsoidal


Waktu Tinggal : 0,25 jam

Kondisi operasi:


- Tekanan (P) = 1 atm

Jumlah : 1 unit

Volume reaktor 1,1871 m3

Diameter dalam reaktor : 0,8278 m

Tebal dinding : ¼ in


26. Reaktor Netralizer (R-201)







Kondisi operasi:



Volume reaktor : 25,6593 m3

Diameter dalam reaktor : 2,7432 m

Tebal dinding : ¾ in

27. Kolom Distilasi (D-201)

Fungsi : memisahkan Phenol

Jenis : sieve – tray

Bentuk : silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : carbon steel SA-283 grade C

Jumlah : 1 unit

Tray spacing (t) = 0,4 m

Hole diameter (do) = 4,5 mm

Space between hole center (p’)= 12 mm

Weir height (hw) = 5 cm

Pitch = triangular ¾ in

Column Diameter (T) = 0,9763 m

Weir length (W) = 0,6834 m

Downsput area (Ad) = 0,0658 m2

Active area (Aa) = 0,6165 m2

Weir crest (h1) = 0,025 m

Spesifikasi kolom destilasi

Tinggi kolom = 7,6 m


Tinggi tutup = 0,2441 m

Tinggi total = 8,0881 m

Tekanan operasi = 101,325 kPa

Tebal silinder = ½ in


BAB VI

INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA

6.1 Instrumentasi

Instrumentasi adalah peralatan yang dipakai di dalam suatu proses kendali

untuk mengatur jalannya suatu proses agar diperoleh hasil sesuai dengan yang

diharapkan. Alat-alat instrumentasi dipasang pada setiap peralatan proses dengan

tujuan agar para engineer dapat memantau dan mengendalikan kondisi di lapangan.

Dengan adanya instrumentasi ini pula, para engineer dapat segera melakukan

tindakan apabila terjadi kejanggalan dalam proses. Namun pada dasarnya, tujuan

pengendalian tersebut adalah agar kondisi proses di pabrik mencapai tingkat

kesalahan (error) yang paling minimum sehingga produk dapat dihasilkan secara

optimal (Considine, 1985).

Fungsi instrumentasi adalah sebagai pengendali, penunjuk, pencatat, dan

pemberi tanda bahaya. Peralatan instrumentasi biasanya bekerja dengan tenaga

mekanik atau tenaga listrik dan pengontrolannya dapat dilakukan secara manual atau

otomatis. Penggunaan instrumen pada suatu peralatan proses tergantung pada

pertimbangan ekonomi dan sistem peralatan itu sendiri. Pada pemakaian alat-alat

instrumen juga harus ditentukan apakah alat-alat tersebut dipasang diatas papan

instrumen dekat peralatan proses dan dikendalikan secara manual atau disatukan

dalam suatu ruang pengendali yang dikendalikan secara otomatis (Perry dan

Green,1999).

Variabel-variabel proses yang biasanya dikontrol/diukur oleh instrumen

adalah (Considine,1985) :

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

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

pH, kelembapan, titik embun, komposisi kimia, dan variabel lainnya.


Pada dasarnya sistem pengendalian terdiri dari (Considine,1985):

1. Sensing Element / Elemen Perasa (Primary Element)

Elemen yang merasakan (menunjukkan) adanya perubahan dari harga variabel

yang diukur

2. Elemen pengukur (measuring element)

Elemen pengukur adalah suatu elemen yang sensitif terhadap adanya perubahan

temperatur, tekanan, laju aliran, maupun tinggi fluida. Perubahan ini merupakan

sinyal dari proses dan disampaikan oleh elemen pengukur ke elemen pengendali.

3. Elemen pengendali (controlling element)

Elemen pengontrol yang menerima sinyal kemudian akan segera mengatur

perubahan-perubahan proses tersebut sama dengan nilai set point (nilai yang

diinginkan). Dengan demikian elemen ini dapat segera memperkecil ataupun

meniadakan penyimpangan yang terjadi.

4. Elemen pengendali akhir (final control element)

Elemen ini merupakan elemen yang akan mengubah masukan yang keluar dari

elemen pengendali ke dalam proses sehingga variabel yang diukur tetap berada

dalam batas yang diinginkan dan merupakan hasil yang dikehendaki.

Pengendalian peralatan instrumentasi dapat dilakukan secara otomatis dan

semi otomatis. Pengendalian secara otomatis adalah pengendalian yang dilakukan

dengan mengatur instrumen pada kondisi tertentu, bila terjadi penyimpangan

variabel yang dikendalikan maka instrumen akan bekerja sendiri untuk

mengembalikan variabel pada kondisi semula, instrumen ini bekerja sebagai

controller. Pengendalian secara semi otomatis adalah pengendalian yang mencatat

perubahan-perubahan yang terjadi pada variabel yang dikendalikan. Untuk

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

instrumen ini bekerja sebagai pencatat (indicatorer).

Faktor-faktor yang perlu diperhatikan dalam instrumen-instrumen adalah

(Peters dan Timmerhaus, 2004):

1. Range yang diperlukan untuk pengukuran

2. Level instrumentasi

3. Ketelitian yang dibutuhkan

4. Bahan konstruksinya


5. Pengaruh pemasangan instrumentasi pada kondisi proses

Instrumentasi yang umum digunakan dalam pabrik adalah

(Considine,1985):

1. Untuk variabel temperatur:

• Temperature Controller (TC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati temperatur suatu alat dan bila terjadi perubahan dapat

melakukan pengendalian

• Temperature Indicator Controller (TI) adalah instrumentasi yang digunakan

untuk mengamati temperatur dari suatu alat

2. Untuk variabel tinggi permukaan cairan

• Level Controller (LC) adalah instumentasi yang digunakan untuk

mengamati ketinggian cairan dalam suatu alat dan bila terjadi perubahan

dapat melakukan pengendalian.

• Level Indicator Contoller (LI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati ketinggian cairan dalam suatu alat.

3. Untuk variabel tekanan

• Pressure Controller (PC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati tekanan operasi suatu alat dan bila terjadi perubahan dapat

melakukan pengendalian.

• Pressure Indicator Controller (PI) adalah instrumentasi yang digunakan

untuk mengamati tekanan operasi suatu alat.

4. Untuk variabel aliran cairan

• Flow Controller (FC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati laju alir larutan atau cairan yang melalui suatu alat dan bila

terjadi perubahan dapat melakukan pengendalian.

• Flow Indicator Controller (FI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati laju aliran atau cairan suatu alat.


Instrumentasi yang digunakan pada alat-alat proses dapat dilihat pada tabel dan

gambar berikut:

Tabel 6.1 Daftar Instrumentasi pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Phenol

No. N a m a A l a t Jenis Instrumen

1. Tangki Penyimpanan Level Indicator (LI)

2. Mixer Temperature Indicator (TI)

Level Controller (LC)

3. Reaktor

Temperature Controller (TC)

Pressure Controller (PC)


4. Pompa Flow Controller (FC)

5. Kondensor Temperature Controller (TC)

Pressure Indicator (PI)

6. Heater Temperature Controller (TC)

Pressure Indicator (LC)

7. Kolom Distilasi




Pressure Controller (PC)

8. Vaporizer




TI

LC

Tangki Penyimpanan Mixer


Produk keluar

Kondensat

Produk Masuk

TC

PI

Steam

Kondensor Heater

FC

PI

Blower Pompa

PC

LC

LC

FC

PIFC

TC

Reaktor Kolom Distilasi


VP - 201

TC

PI

LIC

Vaporizer

Gambar 6.1 Instrumentasi Alat-alat Proses pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan

Phenol

6.2 Keselamatan Kerja

Keselamatan kerja merupakan bagian dari kelangsungan produksi pabrik,

oleh karena itu aspek ini harus diperhatikan secara serius dan terpadu. Untuk maksud

tersebut perlu diperhatikan cara pengendalian keselamatan kerja dan keamanan

pabrik pada saat perancangan dan saat pabrik beroperasi.

Salah satu faktor yang penting sebagai usaha menjamin keselamatan kerja

adalah dengan menumbuhkan dan meningkatkan kesadaran karyawan akan

pentingnya usaha untuk menjamin keselamatan kerja. Usaha-usaha yang dapat

dilakukan antara lain (Peters dan Timmerhaus, 2004):

1. Meningkatkan spesialisasi ketrampilan karyawan dalam menggunakan peralatan

secara benar sesuai tugas dan wewenangnya serta mengetahui cara-cara

mengatasi kecelakaan kerja.

2. Melakukan pelatihan secara berkala bagi karyawan. Pelatihan yang dimaksud

dapat meliputi :

Pelatihan untuk menciptakan kualitas Sumber Daya Manusia (SDM) yang

tinggi dan bertanggung-jawab, misalnya melalui pelatihan kepemimpinan dan

pelatihan pembinaan kepribadian.

Studi banding (workshop) antar bidang kerja, sehingga karyawan diharapkan

memiliki rasa kepedulian terhadap sesama karyawan.


3. Membuat peraturan tata cara dengan pengawasan yang baik dan memberi sanksi

bagi karyawan yang tidak disiplin

Sebagai pedoman pokok dalam usaha penanggulangan masalah kerja,

Pemerintah Republik Indonesia telah mengeluarkan Undang-Undang Keselamatan

Kerja pada tanggal 12 Januari 1970. Semakin tinggi tingkat keselamatan kerja dari

suatu pabrik maka makin meningkat pula aktivitas kerja para karyawan. Hal ini

disebabkan oleh keselamatan kerja yang sudah terjamin dan suasana kerja yang

menyenangkan.

Hal-hal yang perlu dipertimbangkan dalam perancangan pabrik untuk

menjamin adanya keselamatan kerja adalah sebagai berikut (Peters dan Timmerhaus,

2004) :

1. Penanganan dan pengangkutan bahan menggunakan manusia harus seminimal

mungkin.

2. Adanya penerangan yang cukup dan sistem pertukaran udara yang baik.

3. Jarak antar mesin-mesin dan peralatan lain cukup luas.

4. Setiap ruang gerak harus aman, bersih dan tidak licin .

5. Setiap mesin dan peralatan lainnya harus dilengkapi alat pencegah kebakaran.

6. Tanda-tanda pengaman harus dipasang pada setiap tempat yang berbahaya.

7. Penyediaan fasilitas pengungsian bila terjadi kebakaran.

6.3 Keselamatan Kerja pada Pabrik Pembuatan Phenol

Dalam rancangan pabrik pembuatan Phenol, usaha-usaha pencegahan

terhadap bahaya-bahaya yang mungkin terjadi dilakukan sebagai berikut :

6.3.1 Pencegahan terhadap Kebakaran dan Peledakan

Proses produksi Phenol, menggunakan reaktor yang beroperasi pada suhu 80-

85°C dengan menggunakan bahan bakar minyak. Bahaya yang kemungkinan timbul

adalah kebakaran atau peledakan yang berasal dari reaktor. Selain itu unit penghasil

uap (boiler) juga dapat menciptakan hal yang serupa apabila pengendalian tidak

berjalan optimal.

Dari uraian di atas maka perlu dilakukan upaya pencegahan dan penanganan

terhadap kebakaran dan ledakan sebagai berikut :

1. Untuk mengetahui adanya bahaya kebakaran maka sistem alarm dipasang pada


tempat yang strategis dan penting seperti laboratorium dan ruang proses.

2. Pada peralatan pabrik yang berupa tangki dibuat main hole dan hand hole yang

cukup untuk pemeriksaan.

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

steam, dan air dibedakan warnanya dan letaknya tidak menggangu gerakan

karyawan.

4. Mobil pemadam kebakaran yang ditempatkan di fire station setiap saat dalam

keadaan siaga.

5. Penyediaan racun api yang selalu siap dengan pompa hydran untuk jarak tertentu.

Sesuai dengan peraturan yang tertulis dalam Peraturan Tenaga Kerja

No. Per/02/Men/1983 tentang instalasi alarm kebakaran otomatis, yaitu :

1. Detektor kebakaran, merupakan alat yang berfungsi untuk mendeteksi secara dini

adanya suatu kebakaran awal. Alat ini terbagi atas:

a. Smoke detector adalah detector yang bekerja berdasarkan terjadinya

akumulasi asap dalam jumlah tertentu.

b. Gas detector adalah detector yang bekerja berdasarkan kenaikan

konsentrasi gas yang timbul akibat kebakaran ataupun gas-gas lain yang

mudah terbakar.

c. Alarm kebakaran, merupakan komponen dari sistem deteksi dan alarm

kebakaran yang memberikan isyarat adanya suatu kebakaran. Alarm ini

berupa:

Alarm kebakaran yang memberi tanda atau isyarat berupa bunyi khusus

(audible alarm).

Alarm kebakaran yang memberi tanda atau isyarat yang tertangkap oleh

pandangan mata secara jelas (visible alarm).

2. Panel indikator kebakaran

Panel indikator kebakaran adalah suatu komponen dari sistem deteksi dan alarm

kebakaran yang berfungsi mengendalikan kerja sistem dan terletak di ruang

operator.

6.3.2 Peralatan Perlindungan Diri

Upaya peningkatan keselamatan kerja bagi karyawan pada pabrik ini adalah


dengan menyediakan fasilitas sesuai bidang kerjanya. Fasilitas yang diberikan adalah

melengkapi karyawan dengan peralatan perlindungan diri sebagai berikut:

1. Helm

2. Pakaian dan perlengkapan pelindung

3. Sepatu pengaman

4. Pelindung mata

5. Masker udara

6. Sarung tangan

7. Earplug (pelindung telinga)

6.3.3 Keselamatan Kerja terhadap Listrik

Upaya peningkatan keselamatan kerja terhadap listrik adalah sebagai berikut :

1. Setiap instalasi dan alat-alat listrik harus diamankan dengan pemakaian sekring

atau pemutus arus listrik otomatis lainnya.

2. Sistem perkabelan listrik harus dirancang secara terpadu dengan tata letak pabrik

untuk menjaga keselamatan dan kemudahan jika harus dilakukan perbaikan.

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

lintas pekerja.

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

5. Isolasi kawat hantaran listrik harus disesuaikan dengan keperluan.

6. Setiap peralatan yang menjulang tinggi harus dilengkapi dengan alat penangkal

petir yang dibumikan.

7. Kabel-kabel listrik yang letaknya berdekatan dengan alat-alat yang bekerja pada

suhu tinggi harus diisolasi secara khusus.

6.3.4 Pencegahan terhadap Gangguan Kesehatan

Upaya penjagaan kesehatan karyawan dalam lapangan kerja adalah :

1. Setiap karyawan diwajibkan untuk memakai pakaian kerja selama berada di

dalam lokasi pabrik.

2. Dalam menangani bahan-bahan kimia yang berbahaya seperti asam sulfat,

cumene, cumene hidroperoksida, ammonium hidroksida, aseton, dan ammonium

hidrogen sulfat, karyawan diharuskan memakai sarung tangan karet serta penutup

hidung dan mulut.


3. Bahan-bahan kimia yang selama pembuatan, pengolahan, pengangkutan,

penyimpanan, dan penggunaannya dapat menimbulkan ledakan, kebakaran,

korosi, maupun gangguan terhadap kesehatan harus ditangani secara cermat.

4. Poliklinik yang memadai disediakan di lokasi pabrik.

6.3.5 Pencegahan terhadap Bahaya Mekanis

Upaya pencegahan kecelakaan terhadap bahaya mekanis adalah :

1. Alat-alat dipasang dengan penahan yang cukup berat untuk mencegah

kemungkinan terguling atau terjatuh seperti reaktor, kolom distilasi, dan kolom

ekstraktor.

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

karyawan.

3. Jalur perpipaan sebaiknya berada di atas permukaan tanah atau diletakkan pada

atap lantai pertama kalau di dalam gedung atau setinggi 4,5 meter bila diluar

gedung agar tidak menghalangi kendaraan yang lewat.

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

tenang dan tidak akan menyulitkan apabila ada perbaikan atau pembongkaran.

5. Pada alat-alat yang bergerak atau berputar harus diberikan tutup pelindung untuk

menghindari terjadinya kecelakaan kerja seperti mixer.

Untuk mencapai keselamatan kerja yang tinggi, maka ditambahkan nilai-nilai

disiplin bagi para karyawan yaitu (Peters dan Timmerhaus, 2004):

1. Setiap karyawan bertugas sesuai dengan pedoman-pedoman yang diberikan.

2. Setiap peraturan dan ketentuan yang ada harus dipatuhi.

3. Setiap karyawan dibekali keterampilan untuk mengatasi kecelakaan dengan

menggunakan peralatan yang ada.

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

atasan.

5. Setiap karyawan harus saling mengingatkan perbuatan yang dapat menimbulkan

bahaya.

6. Melakukan pemeriksaan terhadap setiap pengendali secara priodik oleh petugas

maintenance.


BAB VII

UTILITAS

Utilitas merupakan unit penunjang utama dalam memperlancar jalannya suatu

proses produksi. Dalam suatu pabrik, utilitas memegang peranan yang penting.

Karena suatu proses produksi dalam suatu pabrik tidak akan berjalan dengan baik

jika utilitas tidak ada. Oleh sebab itu, segala sarana dan prasarananya harus

dirancang sedemikian rupa sehingga dapat menjamin kelangsungan operasi suatu

pabrik.

Berdasarkan kebutuhannya, utilitas pada pabrik Phenol adalah sebagai

berikut:

1. Kebutuhan uap (steam)

2. Kebutuhan air

3. Kebutuhan tenaga listrik

7.1 Kebutuhan uap (steam)

Uap digunakan dalam pabrik sebagai media pemanas. Kebutuhan uap pada

pabrik pembuatan Phenol dapat dilihat dari tabel di bawah ini.

Tabel 7.1 Kebutuhan Uap pada Alat

Nama Alat

Jumlah Uap

Kg/Jam

Heater 1 21,2910

Reaktor 1 67,8390

Vaporizer 415,7969

Heater 2 228,5050

Reboiler 30,4072

Total 763,8392


Steam yang digunakan adalah saturated steam dengan temperatur 190 0C dan

tekanan 1254,4 kPa. Jumlah total steam yang dibutuhkan adalah 763,8392

kg/jam.Tambahan untuk faktor keamanan diambil sebesar 10 % dan faktor

kebocoran sebesar 3 %. (perry, 1999) maka :

Jadi total steam yang dibutuhkan = 1,3 × 763,8392 kg/jam

= 992,9909 kg/jam.

Diperkirakan 80 % dari kondensat dapat digunakan kembali.

Kondensat yang digunakan kembali adalah:

80 % x 992,9909 = 794,3928 kg/jam Kebutuhan air tambahan untuk ketel:

20 % x 992,9909 = 198,5982 kg/jam

7.2 Kebutuhan Air

Dalam proses produksi, air memegang peranan penting, baik untuk kebutuhan

proses maupun kebutuhan domestik. Adapun kebutuhan air pada pabrik pembuatan

Phenol ini adalah sebagai berikut:

• Air untuk umpan ketel = 198,5982 kg/jam

• Air Pendingin :

Tabel 7.2 Kebutuhan Air Pendingin pada Alat

Nama Alat

Jumlah Air

Kg/Jam

Netralizer 1.040,8244

Condenser 10.793,2702

Cooler 1 3.595,4311

Kondensor 2 2.194,8795

Total 17.624,4052

Air pendingin bekas digunakan kembali setelah didinginkan dalam menara

pendingin air. Dengan menganggap terjadi kehilangan air selama proses sirkulasi,

maka air tambahan yang diperlukan adalah jumlah air yang hilang karena penguapan,

drift loss, dan blowdown. (Perry, 1997)


Air yang hilang karena penguapan dapat dihitung dengan persamaan:

We = 0,00085 Wc (T2 – T1) (Perry, 1997)

Di mana:

Wc = jumlah air masuk menara = 17.624,4052 kg/jam

T1 = temperatur air masuk = 30 °C = 86 °F

T2 = temperatur air keluar = 45 °C = 113 °F

Maka,

We = 0,00085 × 17.624,4052 × (113-86)

= 404,4801 kg/jam

Air yang hilang karena drift loss biasanya 0,1 – 0,2 % dari air pendingin yang

masuk ke menara air (Perry, 1997). Ditetapkan drift loss 0,2 %, maka:

Wd = 0,002 × 17.624,4052 = 35,2488 kg/jam

Air yang hilang karena blowdown bergantung pada jumlah siklus sirkulasi air

pendingin, biasanya antara 3 – 5 siklus (Perry, 1997).

Ditetapkan 5 siklus, maka:

Wb = 1−S

We = 15

404,4801−

= 101,1200 kg/jam (Perry, 1997)

Sehingga air tambahan yang diperlukan = We + Wd + Wb

= 404,4801 + 35,2488 + 101,1200

= 540,8489 kg/jam

• Air untuk berbagai kebutuhan

Kebutuhan air domestik

Kebutuhan air domestik untuk tiap orang/shift adalah 40 – 100 ltr/hari

…... (Met Calf.et.all, 1984)

Diambil 100 ltr/hari x jam

hari241 = 4.1667 ≈ 4 liter/jam

ρair = 1000 kg/m3 = 1 kg/liter

Jumlah karyawan = 174 orang

Maka total air domestik = 4 x 174 = 696 ltr/jam x 1 kg/liter = 696 kg/jam

Pemakaian air untuk kebutuhan lainnya dapat dilihat pada tabel 7.4 berikut:


Tabel 7.4 Pemakaian air untuk berbagai kebutuhan

Kebutuhan Jumlah air (kg/jam)

Domestik dan kantor 696 Laboratorium 175 Kantin dan tempat ibadah 180 Poliklinik 125 Total 1.176

Sehingga total kebutuhan air yang memerlukan pengolahan awal adalah

= 198,5982 + 540,8489 + 1.176

= 1.915,4471 kg/jam

Sumber air untuk pabrik pembuatan phenol adalah dari Sungai Rokan,

Kabupaten Bengkalis, Provinsi Riau. Dimana sungai Rokan dengan panjang 150 km

memiliki potensi debit pada musim kemarau 60 m3/detik dan pada musim hujan 100

m3/detik. Adapun kualitas air Sungai Rokan, Riau dapat dilihat pada tabel berikut :

Tabel 7.5 Kualitas Air Sungai Rokan, Riau

No Analisa Satuan Hasil

1. 2. 3. 4. 5.

1. 2. 3. 4. 5. 6. 7. 8. 9. 10. 11. 12. 13.

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

- Sulfida Posfat (PO4) Cr+2 NO3

*) NO2

*) Hardness (CaCO3) pH Fe2+

NTU

TCU 0C

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

Tidak berbau

5,16 Tidak berasa

150 25

150 1,3 0,2 65 16 -

0,245 - - -

95 6,6 10


14. 15. 16. 17. 18. 19.

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

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

0,016 0,0012

63 87 132

0,0032

*) Analisa tidak bisa dilakukan, alat dan bahan kimia tidak tersedia

Sumber : Laboratorium PERTAMINA UP – II DUMAI 10 Februari 2005

Unit Pengolahan Air

Kebutuhan air untuk pabrik pembuatan phenol diperoleh dari sungai Rokan,

yang terletak di kawasan pabrik. Untuk menjamin kelangsungan penyediaan air,

maka di lokasi pengambilan air dibangun fasilitas penampungan air (water

reservoar) yang juga merupakan tempat pengolahan awal air sungai. Pengolahan ini

meliputi penyaringan sampah dan kotoran yang terbawa bersama air. Selanjutnya air

dipompakan ke lokasi pabrik untuk diolah dan digunakan sesuai dengan

keperluannya. Pengolahan air di pabrik terdiri dari beberapa tahap, yaitu

(Degremont, 1991) :

1. Screening

2. Koagulasi dan flokulasi

3. Filtrasi

4. Demineralisasi

5. Deaerasi

7.2.1 Screening

Tahap screening merupakan tahap awal dari pengolahan air. Adapun tujuan

screening adalah (Degremont, 1991):

− Menjaga struktur alur dalam utilitas terhadap objek besar yang mungkin

merusak fasilitas unit utilitas.

− Memudahkan pemisahan dan menyingkirkan partikel-partikel padat yang

besar yang terbawa dalam air sungai.


Pada tahap ini, partikel yang besar akan tersaring tanpa bantuan bahan kimia.

Sedangkan partikel-partikel yang lebih kecil akan terikut bersama air menuju unit

pengolahan selanjutnya.

7.2.2 Koagulasi dan Flokulasi

Koagulasi dan flokulasi merupakan proses penghilangan kekeruhan di dalam

air dengan cara mencampurkannya dengan larutan Al2(SO4)3 dan Na2CO3 (soda abu).

Larutan Al2(SO4)3 berfungsi sebagai koagulan utama dan larutan Na2CO3 sebagai

bahan koagulan tambahan yaitu berfungsi sebagai bahan pambantu untuk

mempercepat pengendapan dan penetralan pH. Pada bak clarifier, akan terjadi proses

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

dan koloid (Degremont, 1991) :

Koagulan yang biasa dipakai adalah koagulan trivalent. Reaksi hidrolisis

akan terjadi menurut reaksi :

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

Dalam hal ini, pH menjadi faktor yang penting dalam penyingkiran koloid. Kondisi

pH yang optimum penting untuk terjadinya koagulasi dan terbentuknya flok-flok

(flokulasi). Koagulan yang biasa dipakai adalah larutan alum Al2(SO4)3. Sedangkan

pengatur pH dipakai larutan soda abu Na2CO3 yang berfungsi sebagai bahan

pembantu untuk mempercepat pengendapan dan penetralan pH. Dua jenis reaksi

yang akan terjadi adalah (Degremont, 1991) :

Al2(SO4)3 + 6 Na2CO3 + 6H2O 2Al(OH)3↓ + 12Na+ + 6HCO3- + 3SO4

3-

2Al2(SO4)3 + 6 Na2CO3 + 6H2O 4Al(OH)3↓ + 12Na+ + 6CO2 + 6SO43-

Reaksi koagulasi yang terjadi :

Al2(SO4)3 + 3H2O + 3Na2CO3 2Al(OH)3 + 3Na2SO4 + 3CO2

Selain penetralan pH, soda abu juga digunakan untuk menyingkirkan

kesadahan permanent menurut proses soda dingin menurut reaksi (Degremont,

1991):

CaSO4 + Na2CO3 Na2SO4 + CaCO3

CaCl2 + Na2CO3 2NaCl + CaCO3


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

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

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

Pemakaian larutan alum umumnya hingga 50 ppm terhadap jumlah air yang

akan diolah, sedangkan perbandingan pemakaian alum dan abu soda = 1 : 0,54

(Crities, 2004).

Perhitungan alum dan abu soda yang diperlukan :

Total kebutuhan air = 1.915,4471 kg/jam

Pemakaian larutan alum = 50 ppm

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

Larutan alum Al2(SO4)3 yang dibutuhkan = 50.10-6 × 1.915,4471 = 0,0958 kg/jam

Larutan abu soda Na2CO3 yang dibutuhkan = 27.10-6 × 1.915,4471 = 0,0517 kg/jam

7.2.3 Filtrasi

Filtrasi dalam pemurnian air merupakan operasi yang sangat umum dengan

tujuan menyingkirkan Suspended Solid (SS), termasuk partikulat BOD dalam air

(Metcalf, 1984).

Material yang digunakan dalam medium filtrasi dapat bermacam-macam :

pasir, antrasit (crushed anthracite coal), karbon aktif granular (Granular Carbon

Active atau GAC), karbon aktif serbuk (Powdered Carbon Active atau PAC) dan batu

garnet. Penggunaan yang paling umum dipakai di Afrika dan Asia adalah pasir dan

gravel sebagai bahan filter utama, menimbang tipe lain cukup mahal (Kawamura,

1991).

Unit filtrasi dalam pabrik pembuatan metil ester menggunakan media filtrasi

granular (Granular Medium Filtration) sebagai berikut :

1. Lapisan atas terdiri dari pasir hijau (green sand). Lapisan ini bertujuan

memisahkan flok dan koagulan yang masih terikut bersama air. Lapisan yang

digunakan setinggi 24 in (60,96 cm).

2. Untuk menghasilkan penyaringan yang efektif, perlu digunakan medium berpori

misalnya atrasit atau marmer. Untuk beberapa pengolahan dua tahap atau tiga

tahap pada pengolahan effluent pabrik, perlu menggunakan bahan dengan luar


permukaan pori yang besar dan daya adsorpsi yang lebih besar, seperti Biolite,

pozzuolana ataupun Granular Active Carbon/GAC) (Degremont, 1991). Pada

pabrik ini, digunakan antrasit setinggi 12,5 in (31,75 cm).

3. Lapisan bawah menggunakan batu kerikil/gravel setinggi 7 in (17,78 cm)

(Metcalf & Eddy, 1991).

Bagian bawah alat penyaring dilengkapi dengan strainer sebagai penahan.

Selama pemakaian, daya saring sand filter akan menurun. Untuk itu diperlukan

regenerasi secara berkala dengan cara pencucian balik (back washing). Dari sand

filter, air dipompakan ke menara air sebelum didistribusikan untuk berbagai

kebutuhan.

Untuk air domestik, laboratorium, kantin, dan tempat ibadah, serta poliklinik,

dilakukan proses klorinasi, yaitu mereaksikan air dengan klor untuk membunuh

kuman-kuman di dalam air. Klor yang digunakan biasanya berupa kaporit, Ca(ClO)2.

Perhitungan kebutuhan kaporit, Ca(ClO)2 :

Total kebutuhan air yang memerlukan proses klorinasi = 1.176 kg/jam

Kaporit yang digunakan direncanakan mengandung klorin 70 %

Kebutuhan klorin = 2 ppm dari berat air

Total kebutuhan kaporit = (2.10-6 × 1.176)/0,7 = 0,0034 kg/jam

7.2.4 Demineralisasi

Air untuk umpan ketel dan proses harus murni dan bebas dari garam-garam

terlarut. Untuk itu perlu dilakukan proses demineralisasi, dimana alat demineralisasi

dibagi atas :

a. Penukar kation

Berfungsi untuk mengikat logam – logam alkali dan mengurangi kesadahan air

yang digunakan. Proses yang terjadi adalah pertukaran antara kation Ca, Mg, dan

Mn yang larut dalam air dengan kation hidrogen dan resin. Resin yang digunakan

bertipe gel dengan merek IR–22 (Lorch, 1981).

Reaksi yang terjadi :

2H+R + Ca2+ Ca2+R + 2H+


2H+R + Mg2+ Mg2+R + 2H+

2H+R + Mn2+ Mn2+R + 2H+

Untuk regenerasi dipakai H2SO4 dengan reaksi :

Ca2+R + H2SO4 CaSO4 + 2H+R

Mg2+R + H2SO4 MgSO4 + 2H+R

Mn2+R + H2SO4 MnSO4 + 2H+R

Perhitungan Kation :

Air Sungai Rokan, Riau mengandung kation Fe2+, Pb+2, Mn2+, Ca2+, dan Mg2+,

masing-masing 0,016 ppm, 63 ppm, 0,0012 ppm, 87 ppm, 132 ppm (Tabel 7.3)

1 gr/gal = 17,1 ppm

Total kesadahan kation = 0,016 + 63 + 0,0012 + 87 + 132 ppm

= 282,0172 ppm

= 282,0172 ppm / 17,1

= 16,4922 gr/gal

Jumlah air yang diolah = 33 gal/m 264,17

kg/m 996,24kg/jam 198,5982

×

= 52,6617 gal/jam

Kesadahan air = 16,4922 gr/gal × 52,6617 gal/jam × 24 jam/hari

= 20.844,1715 gr/hari = 20,8442 kg/hari

Perhitungan ukuran Cation Exchanger :

Jumlah air yang diolah = 52,6617 gal/jam = 0,8777 gal/menit

Dari Tabel 12.4, Nalco Water Treatment, 1988 diperoleh data – data sebagai berikut :

- Diameter penukar kation = 3 ft

- Luas penampang penukar kation = 9,62 ft2

- Jumlah penukar kation = 1 unit

Volume Resin yang Diperlukan

Total kesadahan air = 20,8442 kg/hari

Dari Tabel 12.2, Nalco, 1988 diperoleh :


- Kapasitas resin = 20 kg/ft3

- Kebutuhan regenerant = 6 lb H2SO4/ft3 resin

Jadi,

Kebutuhan resin = 3kg/ft02kg/hari 20,8442 = 1,0422 ft3/hari

Tinggi resin = 62,9

1,0422 = 0,1083 ft

Tinggi minimum resin adalah 30 in = 2,5 ft (Tabel 12.4, Nalco, 1988)

Sehingga volume resin yang dibutuhkan = 2,5 ft × 9,62 ft2 = 24,05 ft3

Waktu regenerasi = kg/hari 20,8442

kg/ft20ft05,42 33 × = 23,0760 hari

Kebutuhan regenerant H2SO4 = 20,8442 kg/hari × 3

3

kg/ft20lb/ft6

= 6,2533 lb/hari = 2,8390 kg/hari

= 0,1183 kg/jam

b. Penukar anion

Penukar anion berfungsi untuk menukar anion negatif yang terdapat dalam air

dengan ion hidroksida dari resin. Resin yang digunakan bermerek IRA–410.

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

2ROH + SO42- R2SO4 + 2OH-

ROH + Cl- RCl + OH-

Untuk regenerasi dipakai larutan NaOH dengan reaksi:

R2SO4 + 2NaOH Na2SO4 + 2ROH

RCl + NaOH NaCl + ROH

Perhitungan Anion :

Air Sungai Rokan, Riau mengandung Anion Cl-, SO4-, NO3

2-, PO42- dan CO3

2-

sebanyak 1,3 ppm, 16 ppm, 95 ppm, 0,245 ppm, dan 0,2 ppm (Tabel 7.3)

1 gr/gal = 17,1 ppm

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


= 112,745 ppm / 17,1

= 6,5933 gr/gal

Jumlah air yang diolah = 52,6617 gal/jam

Kesadahan air = 6,5933 gr/gal × 52,6617 gal/jam × 24 jam/hari

= 8.333,1439 gr/hari = 8,3331 kg/hari

Perhitungan Ukuran Anion Exchanger :

Jumlah air yang diolah = gal/jam = 52,6617 gal/menit

Dari Tabel 12.3 , Nalco, 1988, diperoleh :

- Diameter penukar anion = 3 ft

- Luas penampang penukar anion = 9,62 ft2

- Jumlah penukar anion = 1 unit

Volume resin yang diperlukan :

Total kesadahan air = 8,3331 kg/hari

Dari Tabel 12.7, Nalco, 1988, diperoleh :

- Kapasitas resin = 12 kg/ft3

- Kebutuhan regenerant = 5 lb NaOH/ft3 resin

Jadi,

Kebutuhan resin = 3kg/ft 12kg/hari 8,3331 = 0,6944 ft3/hari

Tinggi resin = 62,9

0,6944 = 0,0722 ft

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

Volume resin = 2,5 ft x 9,62 ft2 = 24,05 ft3

Waktu regenerasi = kg/hari 8,3331

kgr/ft 12 x ft 24,05 33

= 34,6328 hari

Kebutuhan regenerant NaOH = kg/hari × 8,3331 3

3

kg/ft 12lb/ft 5

= 3,4721 lb/hari

= 1,5764 kg/hari = 0,0657 kg/jam


7.2.5 Deaerator

Deaerator berfungsi untuk memanaskan air yang keluar dari alat penukar ion

(ion exchanger) dan kondensat bekas sebelum dikirim sebagai air umpan ketel. Pada

deaerator ini, air dipanaskan hingga 90°C supaya gas-gas yang terlarut dalam air,

seperti O2 dan CO2 dapat dihilangkan, sebab gas-gas tersebut dapat menyebabkan

korosi. Pemanasan dilakukan dengan menggunakan koil pemanas di dalam deaerator.

7.3 Kebutuhan Listrik

Tabel 7.6 Perincian Kebutuhan Listrik

No. Pemakaian Jumlah (hP)

1. Unit proses 125 2. Unit utilitas 35 3. Ruang kontrol dan Laboratorium 40 4. Bengkel 50 5. Penerangan Kantor 125 6. Mess 100 Total 475

Total kebutuhan listrik = 125 + 35 + 40 + 50 + 125 + 100

= 475 hp × 0,7457 kW/hp

= 354,2075 kW

Kebutuhan listrik untuk cadangan 20%, sehingga:

= 1,2 x 475

= 570 hp

= 425,0490 kW

Efisiensi generator 80 %, maka :

Daya output generator = 425,0490/0,8 = 531,3113 kW

7.4 Unit Pengolahan Limbah

Limbah dari suatu pabrik harus diolah sebelum dibuang ke badan air atau

atmosfer, karena limbah tersebut mengandung bermacam-macam zat yang dapat


membahayakan alam sekitar maupun manusia itu sendiri. Demi kelestarian

lingkungan hidup, maka setiap pabrik harus mempunyai unit pengolahan limbah.

Sumber-sumber limbah cair pabrik pembuatan methyl ester ini meliputi:

1. Limbah proses akibat zat-zat yang terbuang, bocor atau tumpah.

2. Limbah cair hasil pencucian peralatan pabrik. Limbah ini diperkirakan

mengandung kerak dan kotoran-kotoran yang melekat pada peralatan pabrik.

3. Limbah domestik

Limbah ini mengandung bahan organik sisa pencernaan yang berasal dari kamar

mandi di lokasi pabrik, serta limbah dari kantin berupa limbah padat dan limbah

cair.

4. Limbah laboratorium

Limbah yang berasal dari laboratorium ini mengandung bahan-bahan kimia yang

digunakan untuk menganalisa mutu bahan baku yang dipergunakan dan mutu

produk yang dihasilkan, serta yang dipergunakan untuk penelitian dan

pengembangan proses.

Pengolahan limbah cair pabrik ini dilakukan dengan menggunakan activated

sludge (sistem lumpur aktif), mengingat cara ini dapat menghasilkan effluent dengan

BOD yang lebih rendah (20 – 30 mg/l) (Perry, 1999).

Perhitungan untuk Sistem Pengolahan Limbah

Diperkirakan jumlah air buangan pabrik :

1. Limbah proses yang berasal dari keluaran dekanter dan destilasi yang berupa

NH4OH, NH4HSO4, Air, CHP, Cumene,Aseton dan Phenol sebesar 991,6510

L/jam.

2. Limbah akibat zat-zat yang terbuang, bocor atau tumpah diperkirakan 225

liter/jam.

3. Pencucian peralatan pabrik dan limbah proses diperkirakan 100 liter/jam

4. Limbah domestik dan kantor diperkirakan 355,2500 L/jam

5. Laboratorium = 20 liter/jam

Total air buangan = 991,6510 + 225 + 100 + 355,2500 + 20

= 1.740,9010 liter/jam = 1,7409 m3/jam


7.4.1 Bak Penampungan

Fungsi : tempat menampung air buangan sementara

Laju volumetrik air buangan = 1,7409 m3/jam

Waktu penampungan air buangan = 10 hari

Volume air buangan = 1,7409 x 10 x 24 = 417,8162 m3

Bak terisi 90 % maka volume bak = 3m2403,4649,0

417,8162=

Jika digunakan 2 bak penampungan maka :

Volume 1 bak = 1/2 . 464,2403 m3

= 232,1201 m3

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut:

- panjang bak (p) = 1,5 x lebar bak (l)

- tinggi bak (t) = lebar bak (l)

Maka : Volume bak = p x l x t

232,1201 m3 = 1,5 l x l x l

l = 5,3688 m

Jadi, panjang bak = 8,0531 m

Lebar bak = 5,3688 m

Tinggi bak = 5,3688 m

Luas bak = 43,2353 m2

7.4.2 Bak Pengendapan Awal

Fungsi : menghilangkan padatan dengan cara pengendapan

Laju volumetrik air buangan = 1,7409 m3/jam = 41,7816 m3/hari

Waktu tinggal air = 2 jam = 0,083 hari (Perry, 1997)

Volume bak (V) = 41,7816 m3/hari x 0,083 hari = 3,4818 m3

Bak terisi 90 % maka volume bak = 9,0

3,4818 = 3,8687 m3


- panjang bak (p) = 2 x lebar bak (l)


Maka: Volume bak = p x l x t


3,8687 m3 = 2l x l x l

l = 1,2460 m




Luas bak = 3,1049 m2

7.4.3 Bak Netralisasi

Fungsi : tempat menetralkan pH limbah

Laju volumetrik air buangan = 1,7409 m3/jam

Direncanakan waktu penampungan air buangan selama 1 hari.

Volume air buangan = 1,7409 m3/ jam x 1 hari x 24 jam/1 hari = 41,7816 m3

Direncanakan menggunakan 1 buah bak penetralan.

Bak yang digunakan direncanakan terisi 90 % bagian.

Volume bak = 9,0

41,7816 = 46,4240 m3


- panjang bak, p = 2 × lebar bak, l

- tinggi bak, t = lebar bak

maka;

Volume bak = p × l × t

46,4240 m3 = 2l × l × l

l = 2,8526 m




Luas bak = 16,2744 m2

Air buangan pabrik yang mengandung bahan organik mempunyai pH = 5

(Hammer 1998). Limbah pabrik yang terdiri dari bahan-bahan organik harus


dinetralkan sampai pH = 6 (Kep Men. 51/MENLH/10/2001) . Untuk menetralkan

limbah digunakan soda abu (Na2CO3). Kebutuhan Na2CO3 untuk menetralkan pH air

limbah adalah 0,0156gr Na2CO3/ 30 ml air limbah (Lab. Analisa FMIPA

USU,1999).

Jumlah air buangan = 46.424,0267 L/hari = 46,4240 m3/hari

Kebutuhan Na2CO3 :

= (46.424,02L/hari) x (12 mg/L) x (1 kg/106 mg) x (1 hari/24 jam)

= 0,0232 kg/jam

7.4.4 Pengolahan Limbah dengan Sistem Activated Sludge (Lumpur Aktif)

Proses lumpur aktif merupakan proses aerobik di mana flok biologis (lumpur

yang mengandung biologis) tersuspensi di dalam campuran lumpur yang

mengandung O2. Biasanya mikroorganisme yang digunakan merupakan kultur

campuran. Pada pra rancangan pabrik pembuatan Phenol ini terdapat limbah

senyawa-senyawa yang sulit diuraikan oleh mikroorganisme. Tetapi dengan

menggunakan pengolahan limbah lumpur aktif dengan sistem ozon maka senyawa-

senyawa yang sulit diuraikan dapat terurai dengan metode lumpur aktif tersebut.

Sehingga effluent yang keluar tidak akan membahayakan lingkungan sekitarnya.

Data:

Laju volumetrik (Q) air buangan = 1,7409 m3/jam = 11.037,4516 gal/hari

= 459,8938 gal/jam

BOD5 (So) = 783 mg/l

Efisiensi (E) = 0,95

Koefisien cell yield (Y) = 0,8 mg VSS/mg BOD5 (Metcalf & Eddy, 1991)

Koefisien endogenous decay (Kd) = 0,025 hari-1 (Metcalf & Eddy, 1991)

Mixed Liquor Suspended Solid = 441 mg/l

Mixed Liquor Volatile Suspended Solid (X) = 353 mg/l

Direncanakan:

Waktu tinggal sel (θc) = 10 hari


1. Penentuan efisiensi pengolahan limbah

x100S

SS E

o

o −= (Metcalf & Eddy, 1991)

0,95 = 783 – S x 100

783

So = 39,15 mg/l

2. Penentuan Volume aerator (Vr)

).θkX(1S).Q.Y(Sθ

Vrcd

oc

+−

= (Metcalf & Eddy, 1991)

Vr 10) x 0,025mg/l)(1 (353

39,15)mg/l0,8)(783gal/hari)( 37,4516hari)(11.0 (10+

−=

= 148.853,6364 gal = 563,4767 m3

3. Penentuan Ukuran Kolam Aerasi

Direncanakan

Panjang bak = 2 x tinggi bak

Lebar bak = 2 x tinggi bak

Selanjutnya :

V = p x l x t

V = 2t x 2t x t

563,4767 m3 = 4 t3

t = 5,2032 m

Jadi, ukuran aeratornya sebagai berikut:

Panjang = 10,4064 m

Lebar = 10,4064 m

Faktor kelonggaran = 0,5 m di atas permukaan air (Metcalf & Eddy, 1991)

Tinggi = (5,2032 + 0,5 ) m = 5,7032 m


4. Penentuan Jumlah Flok yang Diresirkulasi (Qr)

Tangkiaerasi

Tangkisedimentasi

Q Q + Qr

X

QrXr

Qw

Qw'Xr

QeXe

Asumsi:

Qe = Q = 11.037,4516 gal/hari

Xe = 0,001 X = 0,001 x 353 mg/l = 0,353 mg/l

Xr = 0,999 X = 0,999 x 353 mg/l = 352,647 mg/l

Px = Qw x Xr (Metcalf & Eddy, 1991)

Px = Yobs .Q.(So – S) (Metcalf & Eddy, 1991)

cdobs θk1

YY+

= (Metcalf & Eddy, 1991)

0)(0,025).(110,8Yobs +

= = 0,64

Px = (0,64).( 11.037,4516 gal/hari).(783–39,15 )mg/l

= 5.254.533,3643 gal.mg/l.hari

Neraca massa pada tangki sedimentasi :

Akumulasi = jumlah massa masuk – jumlah massa keluar

0 = (Q + Qr)X – Qe Xe – Qw Xr

0 = QX + QrX – Q(0,001X) - Px

353 3643,533.254.51)01)(353)(0,0 16(11.037,45

XP1)QX(0,001Q x

r

+−=

+−=

= 3.858,9495 gal/hari = 160,7896 gal/jam = 14,6078 m3/hari 5. Penentuan Waktu Tinggal di Aerator (θ)

9495,858.3 611.037,45164148.853,63

Q QVrθ

+=

+=

r= 9,9926 hari = 239,8222 jam


6. Penentuan Daya yang Dibutuhkan

Type aerator yang digunakan adalah surface aerator.

Kedalaman air = 5,2032 m, dari Tabel 10-11, Metcalf & Eddy, 1991 diperoleh

daya aeratornya 10 hp.

7.4.5 Tangki Sedimentasi

Fungsi : mengendapkan flok biologis dari tangki aerasi dan sebagian

diresirkulasi kembali ke tangki aerasi

Laju volumetrik air buangan = Q + Qr

= (11.037,4516 + 3.858,9495) gal/hari

= 14.896,4011 gal/hari = 56,3895 m3/hari

Diperkirakan kecepatan overflow maksimum = 33 m3/m2 hari (Perry, 1999)

Waktu tinggal air = 2 jam = 0,0833 hari (Perry, 1999)

Volume tangki (V) = 56,3895 m3/hari x 0,0833 hari = 4,6991 m3

Luas tangki (A) = (56,3895 m3/hari) / (33 m3/m2 hari)

= 1,7088 m2

A = ¼ π D2

D = (4A/π)1/2

= (4 x 1,7088 / 3,14 )1/2 = 1,0884 m

Kedalaman tangki, H = V/A = 4,6991 / 1,7088 = 2,7500 m.


BAB VIII

LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK

8.1 Landasan Teori

Lokasi suatu pabrik dapat mempengaruhi kedudukan pabrik dalam

persaingan. penentuan lokasi pabrik yang tepat tidak semudah yang diperkirakan,

banyak faktor yang dapat mempengaruhinya. Idealnya, lokasi yang dipilih harus

dapat memberikan keuntungan untuk jangka panjang dan dapat memberikan

kemungkinan untuk memperluas pabrik.

Lokasi pabrik yang baik akan menentukan hal-hal sebagai berikut:

1. Kemampuan untuk melayani konsumen.

2. Kemampuan untuk mendapatkan bahan mentah yang berkesinambungan dan

harganya sampai di tempat relatif murah.

3. Kemudahan untuk mendapatkan tenaga karyawan.

Oleh karenanya pemilihan tempat bagi berdirinya suatu pabrik harus

memperhatikan beberapa faktor yang berperan yaitu faktor utama dan faktor khusus.

8.2 Lokasi Pabrik

Penentuan lokasi pabrik sangat menentukan kemajuan dan kelangsungan dari

industri, baik pada masa sekarang maupun pada masa yang akan datang, karena hal

ini berpengaruh terhadap faktor produksi dan distribusi dari pabrik yang didirikan.

Pemilihan yang tepat mengenai lokasi pabrik harus memberikan suatu perhitungan

biaya produksi dan distribusi yang minimal serta pertimbangan sosiologi, yaitu

pertimbangan dalam mempelajari sikap dan sifat masyarakat di sekitar lokasi pabrik.

Berdasarkan faktor-faktor tersebut, maka Pabrik Pembuatan Phenol ini

direncanakan berlokasi di daerah Kab. Kerinci Propinsi Riau. Kabupaten Kerinci

sudah merupakan salah satu kota dengan banyak kegiatan baik itu di bidang

perindustrian, ekonomi, dan pendidikan. Dasar pertimbangan dalam pemilihan lokasi

pabrik adalah:

1. Bahan baku

Suatu pabrik sebaiknya berada di daerah yang dekat dengan sumber bahan

baku dan daerah pemasaran sehingga transportasi dapat berjalan dengan lancar.


Bahan baku direncanakan diperoleh melalui pabrik-pabrik yang ada di Jawa dan

diimpor dari Singapura.

2. Letak dari pasar dan kondisi pemasaran

Produk Phenol ini dapat diangkut ataupun dikapalkan dengan mudah ke

daerah pemasaran dalam dan luar negeri. Kebutuhan Phenol menunjukkan

peningkatan dari tahun ke tahun, Daerah Kab. Kerinci, Riau, tidak akan

mengalami hambatan dalam hal pemasaran. Dengan sarana transportasi darat

yang baik, mempermudah transportasi produk menuju pelabuhan Dumai yang

relatif dekat dengan negara lain seperti Singapura, Malaysia. Selain itu, kawasan

ini juga merupakan daerah industri sehingga produknya dapat dipasarkan kepada

pabrik yang membutuhkannya di kawasan industri tersebut atau diekspor ke

manca negara.

3. Fasilitas transportasi

Lokasi yang dipilih dalam rencana pendirian pabrik ini merupakan kawasan

industri, yang telah memiliki sarana pelabuhan dan pengangkutan darat sehingga

pembelian bahan baku dan pelemparan produk dapat dilakukan melalui jalan

darat maupun laut.

4. Kebutuhan tenaga listrik dan bahan bakar

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

penunjang yang paling penting. Kebutuhan tenaga listrik untuk operasi pabrik

dapat diperoleh Perusahaan Listrik Negara (PLN) wilayah III Riau - Sumbar.

Disamping itu juga digunakan generator diesel (apabila listrik mati) yang bahan

bakarnya diperoleh dari Pertamina.

5. Kebutuhan air

Air merupakan kebutuhan penting bagi suatu pabrik industri kimia, baik itu

untuk keperluan proses maupun untuk keperluan lainnya. Berdasarkan monograf

daerah Riau yang menyebutkan bahwa didaerah ini terdapat sungai besar,


dimana diantaranya dekat dengan lokasi pabrik. Kebutuhan air ini berguna untuk

proses, sarana utilitas, dan keperluan domestik.

6. Tenaga kerja

Tenaga kerja merupakan modal untuk pendirian suatu pabrik. Dengan

didirikannya pabrik di Kab. Kerinci ini diharapkan akan dapat menyerap tenaga

kerja potensial yang cukup banyak terdapat didaerah tersebut. Tenaga kerja pada

daerah ini tersedia tenaga kerja terdidik maupun tidak terdidik serta tenaga kerja

yang terlatih maupun tidak terlatih. Tenaga kerja untuk pabrik ini direkrut dari :

- Perguruan tinggi lokal, masyarakat sekitar dan perguruan tinggi lainnya.

- Tenaga ahli yang berasal dari daerah sekitar dan luar daerah.

7. Harga tanah dan bangunan

Tanah yang tersedia untuk lokasi pabrik masih cukup luas, biaya tanah bangunan

untuk pendirian pabrik relatif terjangkau.

8. Kemungkinan perluasan dan ekspansi

Ekspansi pabrik dimungkinkan karena tanah yang tersedia cukup luas dan

disekeliling pabrik belum banyak berdiri pabrik serta tidak mengganggu

pemukiman penduduk.

9. Kondisi Iklim dan Cuaca

Seperti kebanyakan daerah lain di Indonesia, maka kondisi cuaca dan iklim di

sekitar lokasi pabrik relatif stabil. Untuk daerah ini belum pernah terjadi bencana

alam yang berarti sehingga memungkinkan pabrik berjalan dengan lancar.

Temperatur udara tidak pernah mengalami penurunan maupun kenaikan yang

cukup tajam dimana temperatur udara berada diantara 30 – 350C dan tekanan

udara berkisar pada 760 mmHg dan kecepatan udaranya sedang.

10. Masyarakat di sekitar pabrik

Sikap masyarakat diperkirakan akan mendukung pendirian pabrik Phenol ini

karena selain akan menyediakan lapangan kerja bagi mereka, pabrik Phenol ini


ramah lingkungan, karena limbah yang dihasilkan tidak berbahaya dan

diperkirakan tidak akan mengganggu keselamatan dan keamanan masyarakat di

sekitarnya.

11. Perumahan

Mengingat di daerah lokasi pabrik merupakan daerah padat industri, maka

direncanakan untuk mendirikan fasilitas perumahan karyawan (mess) beserta

lapangan olah raga (terbuka maupun tertutup) di sekitarnya sebagai salah satu

daya tarik bagi karyawan yang akan bekerja di pabrik. Hal ini tentu akan

meningkatkan biaya investasi perusahaan.

8.3 Tata Letak Pabrik

Tata letak pabrik adalah suatu perencanaan dan pengintegrasian aliran dari

komponen-komponen produksi suatu pabrik, sehingga diperoleh suatu hubungan

yang efisien dan efektif antara operator, peralatan dan gerakan material dari bahan

baku menjadi produk. Tata letak suatu pabrik memainkan peranan yang penting

dalam menentukan biaya konstruksi, biaya produksi, serta efisiensi dan keselamatan

kerja. Oleh karena itu tata letak pabrik harus disusun secara cermat untuk

menghindari kesulitan di kemudian hari.

Suatu rancangan tata letak pabrik yang rasional mencakup penyusunan area

proses, storage (persediaan) dan area pemindahan/area alternatif (area handling)

pada posisi yang efisien dan dengan melihat faktor-faktor sebagai berikut :

1. Urutan proses produksi dan kemudahan / aksebilitas operasi, jika suatu produk

perlu diolah lebih lanjut maka pada unit berikutnya disusun berurutan sehingga

sistem perpipaan dan penyusunan letak pompa lebih sederhana.

2. Pengembangan lokasi baru atau penambahan / perluasan lokasi yang telah ada

sebelumnya.

3. Distribusi ekonomis dari fasilitas logistik (bahan baku dan bahan pelengkap),

fasilitas utilitas (pengadaan air, steam, tenaga listrik dan bahan bakar), bengkel

untuk pemeliharaan / perbaikan alat serta peralatan pendukung lainnya.

4. Bangunan, menyangkut luas bangunan, kondisi bangunan dan konstruksinya

yang memenuhi syarat.


5. Pertimbangan kesehatan, keamanan dan keselamatan seperti kemungkinan

kebakaran/peledakan.

6. Masalah pembuangan limbah.

7. Alat-alat yang dibersihkan / dilepas pada saat shut down harus disediakan ruang

yang cukup sehingga tidak mengganggu peralatan lainya.

8. Pemeliharaan dan perbaikan.

9. Fleksibilitas, dalam perencanaan tata letak pabrik harus dipertimbangkan

kemungkinan perubahan dari proses / mesin, sehingga perubahan-perubahan

yang dilakukan tidak memerlukan biaya yang tinggi.

10. Service area, seperti kantin, tempat parkir, ruang ibadah, dan sebagainya diatur

sedemikian rupa sehingga tidak terlalu jauh dari tempat kerja.

Jadi penyusunan tata letak peralatan proses, tata letak bangunan dan lain-lain

akan berpengaruh secara langsung pada industri modal, biaya produksi, efisiensi

kerja dan keselamatan kerja.

Pengaturan tata letak pabrik yang baik akan memberikan beberapa

keuntungan, seperti :

Mengurangi jarak transportasi bahan baku dan produksi, sehingga mengurangi

material handling.

Memberikan ruang gerak yang lebih leluasa sehingga mempermudah perbaikan

mesin dan peralatan yang rusak atau di-blowdown.

Mengurangi ongkos produksi.

Meningkatkan keselamatan kerja.

Mengurangi kerja seminimum mungkin.

Meningkatkan pengawasan operasi dan proses agar lebih baik.


8.4 Perincian Luas Tanah

Luas tanah yang digunakan sebagai tempat berdirinya pabrik diuraikan dalam

Tabel 8.1 berikut ini :

Tabel 8.1 Perincian Luas Areal Pabrik

No

Nama Bangunan

Luas (m2)

1 Areal proses 3.0002 Areal produk 2003 Bengkel 2504 Areal bahan baku 3005 Pengolahan limbah 7006 Laboratorium 2007 Stasiun operator 2508 Pengolahan air 9009 Unit pembangkit uap 30010 Pembangkit listrik 40011 Unit pemadam kebakaran 20012 Perpustakaan 10013 Kantin 25014 Parkir 20015 Perkantoran 80016 Daerah perluasan 1.00017 Pos keamanan 2418 Aula 20019 Tempat ibadah 10020 Poliklinik 30021 Perumahan karyawan 2.10022 Taman 20023 Jalan 800

TOTAL 12.774

Luas areal antara bangunan diperkirakan 10 % dari luas total = 1.277 m2

Sehingga luas areal seluruhnya adalah = 12.774 + 1.277 = 14.051 m2


Faktor utama

a. Bahan baku

Suatu pabrik sebaiknya berada di daerah yang dekat dengan sumber bahan baku

dan daerah pemasaran sehingga transportasi dapat berjalan dengan lancar. Hal-hal

yang perlu diperhatikan mengenai bahan baku adalah :

• Lokasi sumber bahan baku

• Besarnya kapasitas sumber bahan baku dan berapa lama sumber tersebut

dapat diandalkan pengadaannya

• Cara mendapatkan bahan baku tersebut dan cara transportasi

• Harga bahan baku serta biaya pengangkutan

• Kemungkinan mendapatkan sumber bahan baku yang lain

b. Tenaga listrik dan bahan baku

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

penunjang yang paling penting. Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam pengadaan

tenaga listrik dan bahan bakar adalah :

• Kemungkinan pengadaan tenaga listrik dan bahan bakar di lokasi pabrik

untuk saat sekarang dan masa yang akan datang

• Harga bahan bakar tersebut

c. Sumber air

Air merupakan kebutuhan penting bagi suatu pabrik industri kimia, baik itu

untuk keperluan proses maupun untuk keperluan lainnya. Hal-hal yang perlu

diperhatikan dalam penyediaan air adalah :

a. Kapasitas sumber air

b. Kualitas sumber air

c. Jarak sumber air dari lokasi pabrik

d. Pengaruh musim terhadap kemampuan penyediaan air sesuai dengan

kebutuhan rutin pabrik

d. Iklim alam sekitarnya

Hal-hal yang perlu diperhatikan pada faktor ini adalah :

a. Keadaan lingkungan alam yang sulit akan memperbesar biaya konstruksi

pembangunan pabrik

b. Keadaan angin, kecepatan dan arahnya


c. Kemungkinan terjadinya gempa

d. Pengaruh alam terhadap perluasan di masa mendatang

e. Daerah pemasaran

Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam pemasaran adalah :

a. Daerah pemasaran produk

b. Pengaruh dan jumlah saingan yang ada

c. Kemampuan daya serap pasar

d. Jarak pemasaran dari lokasi pabrik dengan daerah yang dituju

e. Sistem pemasaran yang dipakai

Faktor khusus

a. Transportasi

Fasilitas-fasilitas yang perlu diperhatikan :

• Jalan raya yang dapat dilalui mobil dan angkutan darat lainnya

• Sungai atau laut yang dapat dilalui perahu maupun kapal

• Pelabuhan laut dan lapangan udara yang terdekat dengan lokasi pabrik

b. Tenaga kerja

Masalah tenaga kerja sangat berpengaruh didalam kelangsungan suatu

pabrik/perusahaan. Hal-hal yang perlu diperhatikan :

• Kemungkinan untuk mendapatkan tenaga kerja yang diinginkan

• Pendidikan/keahlian tenaga kerja yang tersedia

• Tingkat/penghasilan tenaga kerja disekitar lokasi pabrik

• Adanya ikatan perburuhan (peraturan perburuhan)

• Terdapatnya lokasi untuk lembaga training tenaga kerja

c. Limbah pabrik

Buangan pabrik harus mendapat perhatian yang cermat, terutama dampaknya

terhadap kesehatan masyarakat sekitar lokasi pabrik. Hal-hal yang perlu diperhatikan

adalah :

• Cara menangani limbah tersebut agar tidak menimbulkan pencemaran

terhadap lingkungan

• Biaya yang diperlukan untuk menangani masalah polusi bagi lingkungan



d. Undang-undang dan Peraturan-peraturan

Undang-undang dan peraturan-peraturan perlu diperhatikan dalam pemilihan

lokasi pabrik, karena jika dalam pendirian suatu pabrik ada hal yang bertentangan

dengan undang-undang dan peraturan-peraturan maka kelangsungan suatu pabrik

terancam.

e. Perpajakan dan asuransi

Hal ini perlu diperhatikan agar jangan sampai pajak memberi beban yang berat

bagi perusahaan. Demikian pula untuk menjaga agar tidak terjadi kerugian akibat

kecelakaan terhadap pabrik seperti kebakaran, maka perusahaan sebaiknya

diasuransikan.

f. Pengontrolan terhadap bahaya banjir dan kebakaran

Hal-hal yang perlu diperhatikan :

• Lokasi pabrik harus jauh dari lokasi perumahan penduduk

• Lokasi pabrik diusahakan tidak berada di lokasi rawan banjir

Keterangan gambar: No. Jenis Area

14

20

20

1

18

21

SUNGAI

17

7

10

16

3

14

19

8

J

A

L

A

N

R

A

Y

A

4

2

5

6

119

18

13

12

15

16

17

18

22

1 Area Proses 2 Area Produk 3 Unit Pengolahan Air 4 Unit Pembangkit Uap 5 Unit Pembangkit Listrik 6 Gudang Bahan 7 Unit Pengolahan Limbah 8 Ruang Kontrol 9 Laboratorium

10 Bengkel 11 Gudang Peralatan 12 Perkantoran 13 Perpustakaan 14 Ruang Ibadah 15 Poliklinik 16 Area Parkir 17 Taman 18 Pos Jaga 19 Area Perluasan 20 Perumahan Karyawan 21 Unit Pemadam Kebakaran 22 Kantin


PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA MEDAN

TATA LETAK PABRIK PEMBUATAN PHENOL PRA – RANCANGAN PABRIK PEMBUATAN PHENOL

DARI CUMENE HYDROPEROSIIDA KAPASITAS PRODUKSI 81.600 TON/TAHUN Skala : Tanpa Skala Tanggal Tanda Tangan

Digambar Nama : Mely Gustina NIM : 030405039

1. Nama : Dr. Ir. Salmah, Msc. Diperiksa/ Disetujui 2. Nama : Ir. M. Yusuf Ritonga, MT

BAB IX

ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN

Setiap orang tentu memiliki tujuan dan akan selalu berusaha untuk

mencapainya. Perbedaan tujuan tersebut disebabkan oleh pengaruh pengetahuan,

pengalaman dan lingkungan yang berbeda. Dalam suatu kondisi, ada saat-saat

dimana suatu tujuan tidak dapat dicapai hanya oleh seseorang. Oleh karena manusia

secara kodrat terbatas kemampuannya, maka dia harus bekerja sama dengan orang

lain untuk mencapai tujuannya, dengan kata lain berorganisasi.

9.1 Organisasi dan Manajemen

Masalah organisasi dan manajemen merupakan salah satu faktor yang penting

diperhatikan dalam suatu perusahaan karena akan menentukan kelangsungan hidup

dan keberhasilan suatu perusahaan. Menurut James A. Stoner, manajemen adalah

suatu proses perencanaan, pengorganisasian, kepemimpinan, dan pengendalian upaya

dari anggota organisasi serta penggunaan sumua sumber daya yang ada pada

organisasi untuk mencapai tujuan organisasi yang telah ditetapkan sebelumnya.

Sedangkan organisasi adalah suatu pola hubungan dimana orang-orang berada di

bawah pengarahan manajer untuk mencapai tujuan bersama

(www.malstin2007.blogspot.com).

9.2 Bentuk Badan Usaha

Badan usaha adalah lembaga berbadan hukum tempat pengusaha

melaksanakan tugasnya, yaitu mengelola perusahaan secara teratur untuk mencapai

tujuan. Berdasarkan status kepemilikannya, bentuk badan usaha dibedakan atas:

1. Perusahaan Perorangan (PO)

2. Persekutuan Firma/Fa. (Partnership)

3. Persekutuan Komanditer/CV (Commanditaire Verrotschap)

4. Perseroan Terbatas (PT)

5. Koperasi

6. Usaha Daerah


http://www.malstin2007.blogspot.com/

7. Perusahaan Negara

Berdasarkan sistematika tertentu, yaitu apabila dilihat dari segi tanggung

jawab para peserta maka perusahaan (badan usaha) itu pada prinsipnya dapat dibagi

menjadi tiga golongan. Sistematika pembagian ketiga golongan itu biasanya sebagai

berikut:

1. Badan usaha (perusahaan) dimana anggotanya bertanggung jawab penuh

terhadap seluruh harta bendanya.

Contoh: Perusahaan perseorangan, Firma

2. Badan usaha (perusahaan) dimana anggotanya tidak bertanggung jawab

penuh terhadap seluruh harta kekayaan, dimana harta milik dan utang

perusahaan terpisah dari harta milik dan utang para pemilik saham.

Contoh: PT

3. Suatu badan usaha dengan bentuk peralihan.

Bentuk badan usaha yang cocok bagi pabrik ini adalah Perseroan Terbatas (PT).

Pemilihan ini didasarkan pada pertimabangan-pertimbangan berikut:

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

perusahaan.

2. Adanya tanggung jawab yang terbatas dari pemegang saham terhadap hutang

perusahaan, sehingga pemegang saham hanya menderita kerugian sebesar jumlah

saham yang dimilikinya.

3. Kelangsungan hidup perusahaan lebih terjamin sebab kehilangan seorang

pemegang saham tidak begitu mempengaruhi jalannya perusahaan.

4. Terdapat efisiensi yang baik dalam kepemimpinan karena dalam perusahaan yang

berbentuk PT dipekerjakan tenaga-tenaga yang ahli pada bidangnya masing-

masing.

5. Adanya pemisahan antara pemilik dan pengurus, sehingga merupakan faktor

pendorong positif bagi perusahaan untuk memperoleh keuntungan besar.

9.3 Struktur Organisasi

Struktur Organisasi adalah suatu susunan dan hubungan antara tiap bagian

serta posisi yang ada pada suatu organisasi atau perusahaan dalam menjalankan


kegiatan operasional untuk mencapai tujuan. Struktur Organisasi menggambarkan

dengan jelas pemisahan kegiatan pekerjaan antara yang satu dengan yang lain dan

bagaimana hubungan aktivitas dan fungsi dibatasi. Dalam struktur organisasi yang

baik harus menjelaskan hubungan wewenang siapa melapor kepada siapa

(www.organisasi.org).

Empat elemen penting dalam struktur organisasi (www.geocities.yahoo.com):

1. Spesialisasi kegiatan

Spesialisasi kegiatan ini berkaitan dengan spesaialisasi, baik tugas individu

maupun tugas kelompok dalam organisasi (pembagian kerja) dan

mengelompokkan tugas-tugas tersebut ke dalam unit kerja (departementasi).

2. Standarisasi kegiatan-kegiatan

Standarisasi kegiatan-kegiatan ini berkaitan dengan standarisasi tata kerja,

prosedur kerja dan sistem kerja yang digunakan dalam organisasi. Banyak sistem

dan prosedur kerja, termasuk didalamnya struktur organisasi dan bagan

organisasi, yang dikembangkan melalui peraturan-peraturan tentang kegiatan-

kegiatan dan hubungan-hubungan kerja yang ada dalam organisasi.

3. Koordinasi kegiatan

Koordinasi kegiatan ini berkaitan dengan pengintegrasian dan penyelarasan

fungsi-fungsi dan unit-unit dalam organisasi yang berkaitan dan saling

ketergantungan.

4. Sentralisasi dan desentralisasi

Sentralisasi dan desentralisasi ini berkaitan dengan letak pengambilan

keputusan. Dalam struktur organisasi yang disentralisasikan, pengambilan

keputusan dilakukan oleh para pimpinan puncak saja. Dalam dsentralisasi,

kekuasaan pengambilan keputusan didelegasikan kepada individu-individu pada

tingkat-tingkat manajemen menengah dan menengah bawah

Menurut pola hubungan kerja struktur organisasi dapat dibedakan atas

(Siagian,1992):

1. Bentuk organisasi garis

2. Bentuk organisasi fungsionil


http://www.organisasi.org/

3. Bentuk organisasi garis dan staf

4. Bentuk organisasi fungsionil dan staf

1. Bentuk Organisasi Garis

Ciri dari organisasi garis adalah organisasi masih kecil, jumlah karyawan

sedikit, pimpinan dan semua karyawan saling kenal dan spesialisasi kerja belum

begitu tinggi.

Kebaikan bentuk organisasi garis, yaitu :

a. Kesatuan komando terjamin dengan baik, karena pimpinan berada di atas satu

tangan.

b. Proses pengambilan keputusan berjalan dengan cepat karena jumlah orang yang

diajak berdiskusi masih sedikit atau tidak ada sama sekali.

c. Rasa solidaritas di antara para karyawan umumnya tinggi karena saling

mengenal.

Keburukan bentuk organisasi garis, yaitu :

a. Seluruh kegiatan dalam organisasi terlalu bergantung kepada satu orang sehingga

kalau seseorang itu tidak mampu, seluruh organisasi akan terancam kehancuran.

b. Kecenderungan pimpinan bertindak secara otoriter.

c. Karyawan tidak mempunyai kesempatan untuk berkembang.

1. Bentuk Organisasi Fungsionil

Ciri-ciri dari organisasi fungsionil adalah segelintir pimpinan tidak

mempunyai bawahan yang jelas, sebab setiap atasan berwenang memberi komando

kepada setiap bawahan, sepanjang ada hubungannya dengan fungsi atasan tersebut.

Kebaikan bentuk organisasi fungsionil, yaitu :

a. Pembagian tugas-tugas jelas

b. Spesialisasi karyawan dapat dikembangkan dan digunakan semaksimal mungkin

c. Digunakan tenaga-tenaga ahli dalam berbagai bidang sesuai dengan fungsi-

fungsinya

Keburukan bentuk organisasi fungsionil, yaitu :

a. Karena adanya spesialisasi, sukar mengadakan penukaran atau pengalihan

tanggung jawab kepada fungsinya.



b. Para karyawan mementingkan bidang pekerjaannya, sehingga sukar dilaksanakan

koordinasi.

2. Bentuk Organisasi Garis dan Staf

Kebaikan bentuk organisasi garis dan staf adalah :

a. Dapat digunakan oleh setiap organisasi yang besar, apapun tujuannya, betapa pun

luas tugasnya dan betapa pun kompleks susunan organisasinya.

b. Pengambilan keputusan yang sehat lebih mudah diambil, karena adanya staf ahli.

Keburukan bentuk organisasi garis dan staf, adalah :

a. Karyawan tidak saling mengenal, solidaritas sukar diharapkan.

b. Karena rumit dan kompleksnya susunan organisasi, koordinasi kadang-kadang

sukar diharapkan.

3. Bentuk Organisasi Fungsionil dan Staf

Bentuk organisasi fungsionil dan staf, merupakan kombinasi dari bentuk

organisasi fungsionil dan bentuk organisasi garis dan staf. Kebaikan dan keburukan

dari bentuk organisasi ini merupakan perpaduan dari bentuk organisasi yang

dikombinasikan (Siagian, 1992).

Dari uraian di atas dapat diketahui kebaikan dan keburukan dari beberapa

bentuk organisasi. Setelah mempertimbangkan baik dan buruknya maka pada Pra

rancangan Pabrik Pembuatan Phenol menggunakan bentuk organisasi garis dan staf.

9.4 Uraian Tugas, Wewenang dan Tanggung Jawab

9.4.1 Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS)

Pemegang kekuasaan tertinggi pada struktur organisasi garis dan staf adalah

Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS) yang dilakukan minimal satu kali dalam

setahun. Bila ada sesuatu hal, RUPS dapat dilakukan secara mendadak sesuai dengan

jumlah forum. RUPS dihadiri oleh pemilik saham, Dewan Komisaris dan Direktur.

Hak dan wewenang RUPS :

1. Meminta pertanggung-jawaban Dewan Komisaris dan Direktur lewat suatu

sidang.

2. Mengangkat dan memberhentikan Dewan Komisaris dan Direktur serta

mengesahkan anggota pemegang saham bila mengundurkan diri.

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

atau ditanamkan kembali.

9.4.2 Dewan Komisaris

Dewan Komisaris dipilih dalam RUPS dari calon-calon yang diusulkan oleh

pemegang saham. Dewan Komisaris ini bertanggung jawab kepada RUPS.

Tugas-tugas Dewan Komisaris adalah:

1. Mengawasi kebijaksanaan Direktur dalam menjalankan perusahaan serta

memberikan nasehat kepada Direktur.

2. Mengadakan rapat tahunan para pemegang saham.

3. Meminta laporan pertanggungjawaban Direktur Utama secara berkala.

4. Melaksanakan pembinaan dan pengawasan terhadap seluruh kegiatan dan

pelaksanaan tugas Direktur

9.4.3 Direktur

Direktur merupakan pimpinan tertinggi yang diangkat oleh Dewan

Komisaris. Adapun tugas-tugas Direktur adalah:

1. Memimpin dan membina perusahaan secara efektif dan efisien.

2. Menyusun dan melaksanakan kebijaksanaan umum pabrik sesuai dengan

kebijaksanaan RUPS.

3. Mengadakan kerjasama dengan pihak luar demi kepentingan perusahaan.


4. Mewakili perusahaan dalam mengadakan hubungan maupun perjanjian-

perjanjian dengan pihak ketiga.

5. Merencanakan dan mengawasi pelaksanaan tugas setiap personalia yang bekerja

pada perusahaan.

Dalam melaksanakan tugasnya, Direktur dibantu oleh Manajer Umum dan SDM,

Manajer Bisnis dan Keuangan, Manajer Teknik dan Manajer Produksi

9.4.4 Staf Ahli

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

pandangan terhadap segala aspek operasional perusahaan.

9.4.5 Sekretaris

Sekretaris diangkat oleh direktur utama untuk menangani masalah surat-

menyurat untuk pihak perusahaan, menangani kearsipan dan pekerjaan lainnya untuk

membantu direktur dalam menangani administrasi perusahaan.

9.4.6 Manajer

Dalam perusahaan ini terdapat empat orang manajer, yaitu:

1. Manajer Umum dan Sumber Daya Manusia (SDM)

Manajer Umum dan Sumber Daya Manusia (SDM) bertanggung jawab

langsung kepada Direktur. Tugasnya mengkoordinir segala kegiatan yang

berhubungan dengan sumber daya manusia dan umum. Manajer ini dibantu oleh

dua kepala bagian, yaitu kepala bagian umum dan kepala bagian sumber daya

manusia (sdm).

2. Manajer Bisnis dan Keuangan

Manajer Bisnis dan Keuangan bertanggung jawab langsung kepada Direktur

dalam mengawasi dan mengatur masalah bisnis dan keuangan. Manajer ini dibantu

oleh dua kepala bagian, yaitu kepala bagian bisnis dan kepala bagian bisnis.

3. Manajer Teknik

Manajer Teknik bertanggung jawab langsung kepada Direktur dalam

mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan masalah teknik baik di


lapangan maupun di kantor. Dalam menjalankan tugasnya Manajer Teknik dibantu

oleh dua kepala bagian, yaitu kepala bagian mesin dan kepala bagian listrik.

4. Manajer Produksi

Manajer Produksi bertanggung jawab langsung kepada Direktur dalam

mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan proses baik di bagian

produksi maupun utilitas. Dalam menjalankan tugasnya Manajer Produksi dibantu

oleh dua kepala bagian, yaitu kepala bagian proses dan kepala bagian utilitas.

5. Manajer Keselamatan Kerja (Safety)

Manajer Keselamatan Kerja bertanggung jawab langsung kepada Direktur

dalam mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan keselamatan kerja

diseluruh lingkungan pabrik. Dalam menjalankan tugasnya Manajer Keselamatan

Kerja mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan aspek keselamatan

kerja di pabrik, dimana dia mengkoordinir seluruh kepala bagian di pabrik apabila

terjadi suatu kecelakaan kerja di pabrik.

9.4.7 Kepala Bagian

Setiap manajer dibantu oleh kepala bagian. Kepala-kepala bagian tersebut

adalah:

1. Kepala Bagian Umum

Kepala Bagian Umum bertanggungjawab kepada Manajer Umum dan

Sumber Daya Manusia (SDM). Tugasnya adalah menjalin menciptakan hubungan

yang baik antara karyawan-karyawan, karyawan-perusahaan dan perusahaan-

pihak luar. Selain itu, Kabag Umum juga bertugas mengurusi segala hal yang

berhubungan dengan keamanan industri.

2. Kepala Bagian Sumber Daya Manusia (SDM)

Kepala Bagian Sumber Daya Manusia (SDM) bertanggungjawab kepada

Manajer Umum dan Sumber Daya Manusia (SDM). Tugasnya adalah mengurusi

personalia, pengembangan sumber daya manusia dan kesehatan kerja karyawan.


3. Kepala Bagian Bisnis

Kepala Bagian Bisnis bertanggungjawab kepada Manajer Bisnis dan

Keuangan. Tugasnya adalah mengkoordinir dan mengawasi masalah pengadaan

bahan baku, bahan penolong dan segala kebutuhan perusahaan serta mengurusi

masalah pemasaran produk dan promosi.

4. Kepala Bagian Keuangan

Kepala Bagian Keuangan bertanggungjawab kepada Manajer Bisnis dan

Keuangan. Tugasnya adalah mengkoordinir dan mengawasi segala kegiatan

pembukuan baik administrasi maupun akuntansi.

5. Kepala Bagian Mesin

Kepala Bagian Mesin bertanggung jawab kepada Manajer Teknik. Tugasnya

adalah menyusun program perawatan, pemeliharaan serta penggantian peralatan

proses. Dalam melaksanakan tugasnya Kepala Bagian Mesin dibantu oleh dua

kepala seksi, yaitu seksi instrumentasi dan seksi pemeliharaan pabrik.

6. Kepala Bagian Listrik

Kepala Bagian Listrik bertanggung jawab kepada Manajer Teknik. Tugasnya

adalah mengkoordinir segala kegiatan pemeliharaan, pengamanan, perawatan dan

perbaikan peralatan listrik.

7. Kepala Bagian Proses

Kepala Bagian Proses bertanggung jawab kepada Manajer Produksi.

Tugasnya adalah untuk mengkoordinir dan mengawasi segala kegiatan proses

meliputi operasi, laboratorium dan riset dan pengembangan.

8. Kepala Bagian Utilitas

Kepala Bagian Utilitas bertanggung jawab kepada Manajer Produksi.

Tugasnya adalah untuk mengkoordinir dan mengawasi segala kegiatan utilitas

meliputi pengolahan air dan limbah.


9. Kepala Bagian Keselamatan Kerja

Kepala Bagian Keselamatan Kerja bertanggung jawab kepada Direktur.

Tugasnya adalah untuk mengkoordinir dan mengawasi segala hal yang berkaitan

dengan keselamatan kerja para karyawan di pabrik, baik secara langsung maupun

tidak langsung.

9.5 Sistem Kerja

9.5.1 Tenaga Kerja dan Jam Kerja

Jumlah tenaga kerja pada pabrik pembuatan ABS ini direncanakan sebanyak

165 orang. Status tenaga kerja pada perusahaan ini dibagi atas:

1. Tenaga kerja bulanan dengan pembayaran gaji sebulan sekali.

2. Tenaga kerja harian dengan upah yang dibayar 2 minggu sekali.

3. Tenaga kerja honorer/kontrak dengan upah dibayar sesuai perjanjian kontrak.

9.5.2 Jumlah dan Tingkat Pendidikan Tenaga Kerja

Dalam melaksanakan kegiatan perusahaan di pabrik pembuatan PET

dibutuhkan susunan tenaga kerja seperti pada susunan struktur organisasi. Adapun

jumlah tenaga kerja beserta tingkat pendidikan yang disyaratkan dapat dilihat pada

Tabel 9.1

Tabel 9.1 Jumlah Tenaga Kerja dan Kualifikasinya Jabatan Jumlah Pendidikan

Dewan Komisaris 3 -

Direktur 1 Teknik Kimia (S1)

Staf Ahli 2 Teknik/ Ekonomi (S1)

Sekretaris 1 Akutansi (S1)/ Kesekretariatan (D3)

Manajer Umum dan SDM 1 Psikologi (S1)

Manajer Bisnis dan Keuangan 1 Ekonomi/ Akuntansi/ Manajemen/

Hukum (S1)

Manajer Teknik 1 Teknik Mesin/ Teknik Elektro (S1)

Manajer Produksi 1 Teknik Kimia (S1)

Kepala Bagian Keselamatan Kerja 1 Teknik Kimia (S1)


Kepala Bagian Umum 1 Teknik Industri (S1)

Kepala Bagian SDM 1 Psikologi (S1)/

Kepala Bagian Bisnis 1 Manajemen (S1)

Kepala Bagian Keuangan 1 Ekonomi/ Akuntansi (S1)

Kepala Bagian Mesin 1 Teknik Fisika/ Teknik Mesin (S1)

Kepala Bagian Listrik 1 Teknik Elektro (S1)

Kepala Bagian Proses 1 Teknik Kimia (S1)

Kepala Bagian Utilitas 1 Teknik Kimia/ Teknik Lingkungan (S1)

Kepala Seksi 15 Teknik/ Ekonomi/ MIPA (S1)

Karyawan Umum dan SDM 15 SMEA/Politeknik

Karyawan Bisnis dan Keuangan 12 SMEA/Politeknik

Karyawan Teknik 15 STM/SMU/Politeknik

Karyawan Produksi 65 STM/SMU/Politeknik

Dokter 2 Kedokteran (S1)

Perawat 5 Akademi Keperawatan (D3)

Petugas Keamanan 10 SMU/ Pensiunan ABRI

Petugas Kebersihan 10 SMU

Supir 5 SMU/STM

Jumlah 174 -

9.5.3 Pengaturan Jam Kerja

Pabrik pembuatan Phenol ini direncanakan beroperasi 330 hari per tahun

secara kontinu 24 jam sehari. Berdasarkan pengaturan jam kerja, karyawan dapat

digolongkan menjadi dua golongan, yaitu:

1. Karyawan non-shift

Karyawan non-shift adalah karyawan yang tidak berhubungan langsung

dengan proses produksi, misalnya bagian administrasi, bagian gudang, dan lain-

lain. Jam kerja karyawan non-shift ditetapkan 43 jam per minggu dan jam kerja

selebihnya dianggap lembur. Perincian jam kerja non-shift adalah:

a. Senin – Kamis

- Pukul 08.00 – 12.00 WIB → Waktu kerja

- Pukul 12.00 – 13.00 WIB → Waktu istirahat



b. Jumat


- Pukul 12.00 – 14.00 WIB → Waktu istirahat


c. Sabtu: Pukul 08.00 – 12.00 WIB → Waktu kerja

2. Karyawan shift

Karyawan shift adalah karyawan yang berhubungan langsung dengan

proses produksi yang memerlukan pengawasan secara terus-menerus selama 24

jam, misalnya bagian produksi, utilitas, kamar listrik (genset), keamanan, dan

lain-lain. Perincian jam kerja shift adalah:

a. Shift I : Pukul 08.00 – 16.00 WIB

b. Shift II : Pukul 16.00 – 00.00 WIB

c. Shift III : Pukul 00.00 – 08.00 WIB

Karyawan shift bekerja secara bergiliran. Untuk memenuhi kebutuhan

pabrik maka karyawan shift dibagi menjadi empat tim dimana tiga tim kerja dan

satu tim istirahat. Pada hari Minggu dan libur nasional karyawan shift tetap

bekerja dan akan mendapatkan libur setelah setelah tiga kali shift.

Tabel 9.2 Pengaturan Tugas Shift

Hari

Tim Senin dan

Selasa Rabu dan

Kamis Jumat dan

Sabtu Minggu dan

Senin

A I II LIBUR III

B II LIBUR III I

C LIBUR III I II

D III I II LIBUR

9.6 Sistem Penggajian

Penggajian karyawan didasarkan kepada jabatan, tingkat pendidikan,

pengalaman kerja, keahlian, resiko kerja. Perincian gaji karyawan adalah sebagai

berikut :


Tabel 9.3 Gaji Karyawan

Jabatan Jumlah Gaji/bln (Rp) Jumlah Gaji/bln (Rp)

Dewan Komisaris 3 25.000.000 75.000.000

Direktur 1 15.000.000 15.000.000

Staf Ahli 2 10.000.000 20.000.000

Sekretaris 1 3.000.000 3.000.000

Manajer Umum dan SDM 1 7.000.000 7.000.000

Manajer Bisnis dan Keuangan 1 7.000.000 7.000.000

Manajer Teknik 1 7.000.000 7.000.000

Manajer Produksi 1 7.000.000 7.000.000

Kepala Bagian Keselamatan Kerja 1 5.000.000 5.000.000

Kepala Bagian Umum 1 5.000.000 5.000.000

Kepala Bagian SDM 1 5.000.000 5.000.000

Kepala Bagian Bisnis 1 5.000.000 5.000.000

Kepala Bagian Keuangan 1 5.000.000 5.000.000

Kepala Bagian Mesin 1 5.000.000 5.000.000

Kepala Bagian Listrik 1 5.000.000 5.000.000

Kepala Bagian Proses 1 5.000.000 5.000.000

Kepala Bagian Utilitas 1 5.000.000 5.000.000

Kepala Seksi 15 4.000.000 60.000.000

Karyawan Umum dan SDM 15 2.500.000 37.500.000

Karyawan Bisnis dan Keuangan 12 2.500.000 30.000.000

Karyawan Teknik 15 2.500.000 37.500.000

Karyawan Produksi 65 2.500.000 162.500.000

Dokter 2 4.000.000 8.000.000

Perawat 5 1.500.000 7.500.000

Petugas Keamanan 10 1.500.000 15.000.000

Petugas Kebersihan 10 1.300.000 13.000.000

Supir 5 1.300.000 6.500.000

Jumlah 174 549.500.000


9.7 Kesejahteraan Tenaga Kerja

Tujuan utama prusahaan adalah untuk memperoleh keuntungan maksimal.

Untuk mencapai tujuan tersebut aset-aset peusahaan harus mendapat prhatian. Salah

satu aset besar perusahaan adalah karyawan yang seharusnya didukung dengan

fasilitas kehidupan yang memadai.

Fasilitas yang disediakan perusahaan untuk menunjang kesejahteraan staf dan

karyawan:

1. Fasilitas perumahan yang dilengkapi dengan sarana air dan listrik.

2. Penyediaan seragam dan alat-alat pengaman (sepatu, seragam, helm, kaca mata

dan sarung tangan).

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

kematian, yang diberikan kepada keluarga tenaga kerja yang meninggal dunia

baik karena kecelakaan sewaktu bekerja maupun di luar pekerjaan.

4. Penyediaan sarana transportasi/bus karyawan.

5. Fasilitas cuti tahunan.

6. Tunjangan hari raya dan bonus akhir tahun.

7. Penyediaan tempat ibadah, balai pertemuan, dan sarana olah raga.

8. Pelayanan kesehatan secara cuma-cuma bagi karyawan dan keluarga (1 istri/suami

dan 3 anak).

9. Pemberian beasiswa kepada anak-anak karyawan yang berprestasi.


BAB X

ANALISA EKONOMI

Untuk mengevaluasi kelayakan berdirinya suatu pabrik dan tingkat

pendapatannya, maka dilakukan analisa perhitungan secara teknik. Selanjutnya perlu

juga dilakukan analisa terhadap aspek ekonomi dan pembiayaannya. Dari hasil

analisa tersebut diharapkan berbagai kebijaksanaan dapat diambil untuk pengarahan

secara tepat. Suatu rancangan pabrik dianggap layak didirikan bila dapat beroperasi

dalam kondisi yang memberikan keuntungan.

Berbagai parameter ekonomi digunakan sebagai pedoman untuk menentukan

layak tidaknya suatu pabrik didirikan dan besarnya tingkat pendapatan yang dapat

diterima dari segi ekonomi. Parameter-parameter tersebut antara lain:

1. Modal investasi / Capital Investment (CI)

2. Biaya produksi total / Total Cost (TC)

3. Marjin keuntungan / Profit Margin (PM)

4. Titik impas / Break Even Point (BEP)

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

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

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

10.1 Modal Investasi

Modal investasi adalah seluruh modal untuk mendirikan pabrik dan mulai

menjalankan usaha sampai mampu menarik hasil penjualan. Modal investasi

terdiri dari:

10.1.1 Modal Investasi Tetap / Fixed Capital Investment (FCI)

Modal investasi tetap adalah modal yang diperlukan untuk menyediakan segala

peralatan dan fasilitas manufaktur pabrik. Modal investasi tetap ini terdiri dari:

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

(DFCI), yaitu modal yang diperlukan untuk mendirikan bangunan pabrik,


membeli dan memasang mesin, peralatan proses, dan peralatan pendukung yang

diperlukan untuk operasi pabrik.

Modal investasi tetap langsung ini meliputi:

- Modal untuk tanah

- Modal untuk bangunan

- Modal untuk peralatan proses

- Modal untuk peralatan utilitas

- Modal untuk instrumentasi dan alat kontrol

- Modal untuk perpipaan

- Modal untuk instalasi listrik

- Modal untuk insulasi

- Modal untuk investaris kantor

- Modal untuk perlengkapan kebakaran dan keamanan

- Modal untuk sarana transportasi

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal investasi tetap

langsung, MITL sebesar = Rp 99.931.910.405,-

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

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

(construction overhead) dan semua komponen pabrik yang tidak berhubungan

secara langsung dengan operasi proses. Modal investasi tetap tak langsung ini

meliputi:

- Modal untuk pra-investasi

- Modal untuk engineering dan supervisi

- Modal untuk biaya kontraktor (contractor’s fee)

- Modal untuk biaya tak terduga (contigencies)

Dari perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal investasi tetap tak langsung,

MITTL sebesar Rp 13.733.620.779,-

Maka total modal investasi tetap, MIT = MITL + MITTL

= Rp 99.931.910.405,- + Rp 13.733.620.779,-

= Rp 113.665.531.184,-


10.1.2 Modal Kerja / Working Capital (WC)

Modal kerja adalah modal yang diperlukan untuk memulai usaha sampai

mampu menarik keuntungan dari hasil penjualan dan memutar keuangannya. Jangka

waktu pengadaan biasanya antara 3 – 4 bulan, tergantung pada cepat atau lambatnya

hasil produksi yang diterima. Dalam perancangan ini jangka waktu pengadaan modal

kerja diambil 3 bulan. Modal kerja ini meliputi:

- Modal untuk biaya bahan baku proses dan utilitas

- Modal untuk kas

Kas merupakan cadangan yang digunakan untuk kelancaran operasi dan

jumlahnya tergantung pada jenis usaha. Alokasi kas meliputi gaji pegawai, biaya

administrasi umum dan pemasaran, pajak, dan biaya lainnya.

- Modal untuk mulai beroperasi (start-up)

- Modal untuk piutang dagang

Piutang dagang adalah biaya yang harus dibayar sesuai dengan nilai penjualan

yang dikreditkan. Besarnya dihitung berdasarkan lamanya kredit dan nilai jual

tiap satuan produk.

Rumus yang digunakan:

HPT12IPPD ×=

Dengan: PD = piutang dagang

IP = jangka waktu yang diberikan (3 bulan)

HPT = hasil penjualan tahunan

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal kerja, MK sebesar

Rp 104.488.262.495,-

Maka, total modal investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja

= Rp 113.665.531.184,- + Rp 104.488.262.495,-

= Rp 218.153.793.679,-

Modal investasi berasal dari:

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

Dari Lampiran E diperoleh modal sendiri = Rp 130.892.276.517,-


- Pinjaman dari bank sebanyak 40 % dari modal investai total

Dari Lampiran E diperoleh pinjaman bank = Rp. 87.261.517.471,-

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

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

10.1.3 Biaya Tetap (BT) / Fixed Cost (FC)

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

- Gaji tetap karyawan

- Depresiasi dan amortisasi

- Pajak bumi dan bangunan

- Bunga pinjaman bank

- Biaya perawatan tetap

- Biaya tambahan

- Biaya administrasi umum

- Biaya pemasaran dan distribusi

- Biaya asuransi

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya tetap, BT sebesar

Rp 42.772.892.819,-

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

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

- Biaya bahan baku proses dan utilitas

- Biaya karyawan tidak tetap/tenaga kerja borongan

- Biaya pemasaran

- Biaya laboratorium serta penelitian dan pengembangan (litbang)

- Biaya pemeliharaan

- Biaya tambahan

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya variabel, BV sebesar

Rp 237.890.137.557,-


Maka, biaya produksi total, BPT = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 42.772.892.819,- + Rp 237.890.137.557,-

= Rp 280.663.030.376,-

10.2 Total Penjualan (Total Sales)

Penjualan diperoleh dari hasil penjualan produk phenol yaitu sebesar

Rp 323.686.489.968,-

10.3 Perkiraan Rugi/Laba Usaha

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh:

1. Laba sebelum pajak = Rp 42.023.459.592,-

2. Pajak penghasilan = Rp 12.825.002.688,-

3. Laba setelah pajak = Rp 29.983.339.606,-

10.4 Analisa Aspek Ekonomi

10.4.1 Profit Margin (PM)

Profit Margin adalah persentase perbandingan antara keuntungan sebelum

pajak penghasilan PPh terhadap total penjualan.

PM = penjualantotal

pajaksebelumLaba× 100 %

PM = x 100%

= 13,225 %

Dari hasil perhitungan diperoleh profit margin sebesar 13,225 % maka pra

rancangan pabrik ini memberikan keuntungan.

Rp 323.686.489.968,- Rp. 42.808.342.294,-

10.4.2 Break Even Point (BEP)

Break Even Point adalah keadaan kapasitas produksi pabrik pada saat hasil

penjualan hanya dapat menutupi biaya produksi. Dalam keadaan ini pabrik tidak

untung dan tidak rugi.


BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya−

× 100 %

BEP = x 100%

= 49,85%

Kapasitas produksi pada titik BEP = 4.985,3976 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = Rp 161.370.584.569,-

Dari data feasibilities, (Timmerhaus, 2004)

- BEP ≤ 50 %, pabrik layak (feasible)

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

Dari perhitungan diperoleh BEP = 49.88 %, maka pra rancangan pabrik ini layak.

10.4.3 Return On Investment (ROI)

Return on Investment adalah besarnya persentase pengembalian modal tiap

tahun dari penghasilan bersih.

ROI = investasi modal Total

pajak setelah Laba× 100 %

ROI = x 100%

= 13,74 %

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

• ROI ≤ 15 % resiko pengembalian modal rendah

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

• ROI ≥ 45 % resiko pengembalian modal tinggi

Dari hasil perhitungan diperoleh ROI sebesar 13,74%, sehingga pabrik yang

akan didirikan ini termasuk resiko laju pengembalian modal rendah.

10.4.4 Pay Out Time (POT)

Pay Out Time adalah angka yang menunjukkan berapa lama waktu

pengembalian modal dengan membandingkan besar total modal investasi dengan

Rp 323.686 489.96 ,- - 23 .890.1 7.557,. 8 7 3 - 7 8Rp 42.7 2.892. 19,-

Rp. 218.153.793.679 Rp 29.983.339.606


penghasilan bersih setiap tahun. Untuk itu, pabrik dianggap beroperasi pada

kapasitas penuh setiap tahun.

POT = tahun1x 0,1374

1

POT = 7,28 tahun

Dari harga di atas dapat dilihat bahwa seluruh modal investasi akan kembali setelah 7,28 tahun operasi.

10.4.5 Return on Network (RON)

Return on Network merupakan perbandingan laba setelah pajak dengan

modal sendiri.

RON = sendiriModal

pajaksetelahL× 100 % aba

RON = x 100%

Rp 130.892.276.207

Rp 29.983.339.606

RON = 22,91 %

10.4.6 Internal Rate of Return (IRR)

Internal Rate of Return merupakan persentase yang menggambarkan

keuntungan rata-rata bunga pertahunnya dari semua pengeluaran dan pemasukan

besarnya sama.

Apabila IRR ternyata lebih besar dari bunga riil yang berlaku, maka pabrik

akan menguntungkan tetapi bila IRR lebih kecil dari bunga riil yang berlaku maka

pabrik dianggap rugi. Dari perhitungan Lampiran E diperoleh IRR = 10,02%,

sehingga pabrik akan menguntungkan karena IRR yang diperoleh lebih besar dari

bunga pinjaman bank saat ini yang sebesar 8,25 % (Bank Mandiri, 2009).


BAB XI

KESIMPULAN

Hasil analisa perhitungan pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Phenol dari

Cumene Hidroperoksida dengan Katalis Asam Sulfat diperoleh beberapa kesimpulan,

yaitu :

1. Kapasitas rancangan pabrik Phenol direncanakan 10.000 ton/tahun.

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

3. Bentuk organisasi yang direncanakan adalah organisasi sistem garis dengan

jumlah tenaga kerja yang dibutuhkan 174 orang.

4. Luas tanah yang dibutuhkan adalah 12.774 m2

5. Analisa Ekonomi :

Modal Investasi : Rp 113.665.531.184,-

Biaya Produksi per tahun : Rp 280.663.030.376,-

Hasil Jual Produk per tahun : Rp 323.686.489.968,-

Laba Bersih per tahun : Rp 29.983.339.606,-

Profit Margin : 13.22 %

Break Event Point : 49.85 %

Return of Investment : 13.74 %

Pay Out Time : 7,28 tahun

Return on Network : 22,91 %

Internal Rate of Return : 10,02 %

Dari hasil analisa aspek ekonomi dapat disimpulkan bahwa pabrik pembuatan

phenol ini layak untuk didirikan.


DAFTAR PUSTAKA

Anonim. 2007. Asosiasi Asuransi jiwa Indonesia-AAJI

Anonim. 2008. http://en.wikipedia.org/wiki/phenol

Anonim. 2008. http://leighlabs.com/phenol

Anonim. 2008. http://mids.chem.com/phenol-spec-mids.html

Anonim. 2008. www.organic-chemistry.org/ cumene-hydroperoksida. html

Anonim. 2009. www.google.com/phenol producer price. html

Anonim. 2009. www.google.com/Dirjen-Bea-Cukai/ Informasi-Kurs-Terbaru.html

Anonim. 2009. www.icis.pricing.com/US-gulf-price report/ Asetonl. html

Anonim. 2009. www.icis.pricing.com/US-gulf-price report/ phenol. html

Anonim.2009. http://indonetwork.co.id/

Bank Mandiri. 2009. Cicilan Ringan KPR dan Kredit Usaha. Jakarta.

Bernasconi, G. 1995. Teknologi Kimia. Bagian 1 dan 2. PT. Pradnya Paramita.

Jakarta.

BPS. 2003. Data Impor Indonesia. Badan Pusat Statistik.

Brownell, L.E., Young E.H.. 1959. Process Equipment Design. Wiley Eastern Ltd.

New Delhi. Considine, Douglas M. 1974. Instruments and Controls Handbook. 2rd Edition. USA: Mc.Graw-

Hill, Inc.

Degremont. 1991. Water Treatment Hadbook. 5th Edition, New York: John Wiley & Sons.

Fessenden & Fessenden. 1989. Kimia Organik. Jilid 1. Edisi 3. Erlangga: Jakarta.

Geankoplis, C.J.. 1997. Transport Processes and Unit Operations. 3 rd editions.

Prentice-Hall of India. New Delhi.

Kawamura. 1991. An Integrated Calculation of Wastewater Engeneering. John

Willey and Sons. Inc. New York.

Kern, D.Q.. 1965. Process Heat Transfer. McGraw-Hill Book Company. New York

Kirk, R.E. dan Othmer, D.F. 1967. Encyclopedia of Chemical Engineering

Technology. New York: John Wiley and Sons Inc.

Kirk, R.E. dan Othmer, D.F. 1981. Encyclopedia of Chemical Engineering

Technology. New York: John Wiley and Sons Inc.


http://en.wikipedia.org/wiki/phenol

http://leighlabs.com/phenol

http://mids.chem.com/phenol-spec-mids.html

http://www.organic-chemistry.org/

http://www.google.com/phenol

http://www.google.com/Dirjen-Bea-Cukai/

http://www.icis.pricing.com/US-gulf-price%20report/%20Asetonl

http://www.icis.pricing.com/US-gulf-price%20report/%20phenol

http://indonetwork.co.id/

Lyman, 1982. Handbook of Chemical Property Estimation Methods. Jhon Wiley and

Sons Inc, New York.

Mc Cabe, W.L, Smith, J.M., 1983. Operasi Teknik Kimia. Jilid I, Edisi Keempat.

Penerbit Erlangga, Jakarta.

Mc Cabe, W.L., Smith, J.M. 1999. Operasi Teknik Kimia. Edisi Keempat. Penerbit

Erlangga. Jakarta.

Metcalf dan Eddy, 1984. Wastewater Engineering Treatment, Disposal, Reuse.

McGraw-HillBook Company, New Delhi.

Metcalf dan Eddy, 1991. Wastewater Engineering Treatment, Disposal, Reuse.

McGraw-HillBook Company, New Delhi.

Nalco. 1988. The Nalco Water Handbook. 2nd Edition. McGraw-Hill Book Company.

New York.

Perry, Jhon H. (Ed). 1999. Perry’s Chemical Engeneers’ Handbook. Edisi Ketujuh,

McGraw-Hill Book Company, New York.

Peters, M.S; Klaus D. Timmerhaus dan Ronald E.West. 1991. Plant Design and

Economics for Chemical Engineer. 4th Edition. International Edition.

Mc.Graw-Hill. Singapore.

Peters, M.S; Klaus D. Timmerhaus dan Ronald E.West. 2004. Plant Design and

Economics for Chemical Engineer. 5th Edition. International Edition.

Mc.Graw-Hill. Singapore.

PT. Bratachem chemical. 2009. Price Product List. Jakarta.

PT.Pertamina.2009.

Reklaitis, G.V., 1983. Introduction to Material and Energy Balance. McGraw-Hill

Book Company, New York.

Rusjdi, Muhammad. 1999. PPh Pajak Penghasilan. PT. Indeks Gramedia. Jakarta.

Rusjdi, Muhammad. 2004. PPN dan PPnBM. PT. Indeks Gramedia. Jakarta.

Smith, J.M., Van Ness, H.C.. 2001. Chemical Engineering Thermodynamics. Edisi

Keenam, McGraw-Hill Book Company, New York.

Treybal, R.E.. 1984. Mass Transfer Operation. McGraw-Hill Book Company, New

York.

Ulrich, Gael D.. 1984. A Guide to Chemical Engineering Process Design Economics.

Jhon Wiley and Sons Inc, USA. New York.


US.PATENT.1996. Process Production of Phenol.

Van,Winkle M..1967. Distillation. Mc Graw-Hill Book Company, Texas.

Walas, Stanley M. 1988. Chemical Process Equipment. United States of America :

Butterworth Publisher.

Waluyo. 2000. Perubahan Perundangan-undangan Perpajakn Era Reformasi.

Penerbit Salemba Empat. Jakarta.


LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

A.1 Perhitungan Pendahuluan

Prarancangan pabrik pembuatan Phenol dilaksanakan untuk kapasitas

produksi sebesar 10.000 ton/tahun, dengan ketentuan sebagai berikut:

1 tahun operasi = 330 hari kerja

1 hari kerja = 24 jam

Basis = 1 jam operasi

Maka kapasitas produksi Phenol tiap jam adalah:

=jam 24

hari 1xhari 330

tahun1x ton1

kg 1.000x tahun1

ton10000

= 1262,6263 kg/jam

Mol phenol tiap jam adalah :

= mol

gjam

kg

113,946263,1262

= 13,4161 kmol/jam

Berat Molekul (Wikipedia, 2007; Perry, 1999; Mark 1998 dan US PATENT, 2007) :

− Phenol (C6H5OH) = 94,113 g/mol

− Cumene Hidroperoksida (C6H5C(CH3)2OOH) = 152,193 g/mol

− Cumene = 120,19 g/mol

− Amonium Hidrogen Sulfat (NH4HSO4) = 115,11 g/mol

− Amonium Hidroksida (NH4OH) = 35,046 g/mol

− Aseton (CH3COCH3) = 58,08 g/mol

− Air (H2O) = 18 g/mol

− Asam Sulfat (H2SO4) = 98,079 g/mol


A.2 Reaktor (R-101)

R-1012CHPCumene 4

3

Asam SulfatAir

PhenolAsetonCHPCumeneAsam SulfatAir

Reaksi :

C6H5C(CH3)2OOH C6H5OH + (CH3)2CO Cumene hidroperoksida Phenol Aseton

Mula-mula : 1 - -

Bereaksi : 0,94 0,94 0,94

Sisa : 0.06 0,94 0,94

kmol/jam4161,13kg/kmol94,113

kg/jam6263,2621MrF

Nphenol

4phenol4

phenol ===

Konversi reaksi yang terjadi sebesar 94 % (US PATENT,1996) maka dapat

diperoleh:

)(N

N100

94

4phenol2

CHP =

kmol/jam2724,14kmol/jam13,4161N100

94

2CHP ==

CHPMrxNF 2CHP

2CHP =

kg/jam2172,1594 kg/kmol 152,193 x kmol/jam2724,41F2CHP ==

kg/jam 3296,3010,06 x kg/jam1594,172206,0xFF 2CHP

4CHP ===

Diketahui komposisi CHP :

• CHP = 80%

• Cumene = 20%

F8020F 2

CHP2Cumene x=

kg/jam0399,543 kg/jam1594,17228020F2

Cumene == x


kmol/jam 13,4161 kmol/jam4161,13x 11Nx

11N 4

phenol4Aseton ===

asetonMr x NF 4Aseton

4Aseton =

x kmol/jam4161,13F4Aseton = kg/jam 779,2071 kg/mol 58,08 =

Katalis H2SO4 yang digunakan sebanyak 0,04 % berat dari feed CHP. (US

Patent,1996)

Fx%04,0F 2CHP

3sulfat Asam =

kg/jam0,8689 kg/jam1594,2172x%04,0F3sulfat Asam ==

Diket komposisi Asam sulfat :

• Asam sulfat : 98%

• Air : 2%

Fx982F 3

sulfat Asam3Air =

kg/jam 0177,0kg/jam0,8689x 982F3

Air ==

A.3 Reaktor (R-201)

R-2014


6

5

Amonium hidroksidaPhenolAsetonCHPCumeneAsam SulfatAirAmonium HidroksidaAmonium Hidrogen Sulfat

Ratio Massa Asam Sulfat : Amonium Hidroksida = 1,5 : 1

F F 4sulfat Asam

3sulfat Asam =

Fx15,1F 4

sulfat Asam5

Hidroksida Amonim =

kg/jam3034,1kg/jam 8689,0x15,1F5

Hidroksida Amonim ==

kmol/jam 0372,0kg/kmol 046,35kg/jam 1,3034

Mr F

N5

Hidroksida Amonim5Hidroksida Amonim ===


kmol/jam 0089,0kg/kmol079,98kg/jam8689,0

Mr F

N4

Sulfat Asam4Sulfat Asam ===

kmol/jam 0001,0kg/kmol18

kg/jam0177,0Mr FN

4Air4

Air ===

Reaksi :

H2SO4 + NH4OH NH4HSO4 + H2O Asam Amonium Amonium Air

Sulfat Hidroksida Sulfat

Mula-mula : 0,0089 0,0372 - 0,0010

Bereaksi : 0,0089 0,0089 0,0089 0,0089

Sisa : - 0,0283 0,0089 0,0099

kmol/jam 0283,0N6Hidroksida Amonim =

kg/jam0,9918 kg/kmol 35,046 x kmol/jam 0283,0F

Mr xNF6

Hidroksida Amonim

6Hidroksida Amonium

6Hidroksida Amonim

==

=

kmol/jam 0089,0N6SulfatHidrogen Amonium =

kg/jam 1,0245 kg/kmol 115,11x kmol/jam0089,0F

Mrx NF6

SulfatHidrogen Amonium

6SulfatHidrogen Amonium


==

=

kmol/jam0099,0N6Air =

kg/jam 1782,0 kg/kmol 18x kmol/jam0099,0Mrx NF 6Air

6Air ===

kg/jam 6263,1262FF 4phenol

6phenol ==

kg/jam 779,2071 FF 4Aseton

6Aseton ==

kg/jam 3296,301FF 4CHP

6CHP ==

kg/jam0399,543 FF 4Cumene

6Cumene ==


A.4 Vaporizer

VP-2016

9

PhenolAsetonCHPCumeneAirAmonium HidroksidaAmonium Hidrogen Sulfat

7


PhenolAsetonCHPCumeneAir

Komposisi Bahan Masuk

Komponen F (kg/jam) N (kmol/jam) Fraksi mol

CHP 130,3296 0,8563 0,0265

Cumene 543,0399 4,5182 0,1401

Phenol 1262,6263 13,4161 0,4160

Aseton 779,2071 13,4161 0,4160

Air 0,1782 0,0099 0,0003

NH4OH 0,9918 0,0283 0,0009

NH4HSO4 1,0245 0,0089 0,0003

Total 2717,3974 32,2538 1,0000


Maksimum penguapan = 80%

kmol/jam 10,7329 kmol/jam4161,13x %80Nx %80N 6Aseton

7Aseton ===

asetonMr x NF 7Aseton

7Aseton =

kg/jam 623,3668 kg/mol 58,08 x kmol/jam7329,10F7Aseton ==

kg/jam 155,8403 kg/jam 623,3668 - kg/jam 779,2071 F

F -FF9Aseton

7Aseton

6Aseton

9Aseton

==

=

kmol/jam 0,0165 0,97310,0015 xkmol/jam 10,7329

YYx NN

Aseton

CHP7Aseton

7CHP ===

kg/jam 2,5112 kg/mol 152,193 x kmol/jam0165,0F7CHP ==


F -FF9CHP

7CHP

6CHP

9CHP

==

=


YYx NN

Aseton

Cumene7Aseton

7Cumene ===

kg/jam 20,4203 kg/mol 120,19 x kmol/jam1699,0F7Cumene ==


F -FF9Cumene

7Cumene

6Cumene

9Cumene

==

=


YYx NNAseton

Air7Aseton

7Air ===

kg/jam 0,0396 kg/mol 18 x kmol/jam0022,0F7Air ==


F -FF9Air

7Air

6Air

9Air

==

=


YYx NN

Aseton

Phenol7Aseton

7Phenol ===

kg/jam 10,3807 kg/mol 94,113 x kmol/jam1103,0F7Phenol ==

1252,2456 kg/jam 10,3807 - kg/jam 1262,6263 F

F -FF9Phenol

7Phenol

6Phenol

9Phenol

==

=

kg/jam


A.5 Decanter

Diketahui :

• CHP, Cumene dan Acetone tidak larut didalam air

• NH4OH terlarut sempurna dalam air

• Kelarutan NH4HSO4 air = 100 kg / 100 kg air = 100%

• Kelarutan Air dalam Phenol (zat organik) = 0,421%

Maka :

kg/jam 9918,0F11Hidroksida Amonim =

kg/jam 1,0245 100%x kg/jam0245,1F

100%x FF11

SulfatHidrogen Amonium



==

=

kg/jam 0,0006 0,421%x kg/jam1386,0F

0,421%x FF12Air

10Air

12Air

==

=


A.5 Destilasi

Komposisi bahan masuk :

Material Kg Kmol XF

CHP

Cumene

Phenol

Aseton

Air

127,8184

522,6196

1252,2456

155,8403

0,0006

0,8398

4,3483

13,3058

2,6832

0,0000

0,0397

0,2053

0,6283

0,1267

0,0000

Total 2058,5245 21.1771 1,0000

Diinginkan produk atas mengandung CHP sebanyak 99,9% dan phenol mengandung

produk bawah 99,9%

Key Point

- Light Key : CHP

- Heavy Key : Phenol


Kondisi feed pada bubble point

Untuk menentukan temperatur umpan masuk dilakukan trial and error

Temperatur = 157,55 oC

Tekanan = 1 atm

Komponen Xi Pi Ki = Pi/Pt Yi =

Xi.Ki

CHP

Cumene

Phenol

Asetone

Air

0,0397

0,2053

0,6283

0,1267

0,0000

341,5179

328,5536

108,5488

4820,8233

1616,1467

0,4494

0,4323

0,1428

6,3432

2,1265

0,0178

0,0888

0,0897

0,8037

0,0000

Total 1,0000 1,000

Menentukan distribusi masing-masing komponen

hk

f

hk

lk

KK

KKα ==

dimana : Kf = Ki tiap komponen feed

Khk = Ki komponen heavy key, Phenol

Komponen Ki = Pi/Pt α Log α

CHP

Cumene

Phenol

Asetone

Air

0,4494

0,4323

0,1428

6,3432

2,1265

3,1462

3,0268

1,0000

44,4116

14,8887

0,4978

0,4810

0,0000

1,6475

1,1729

Light key


( )( )

2.99960,03970,0010,03970,999log

CHPCHP

logB

D

=××

= ...................… (1)

Maka

( )( ) 1000CHPCHP

B

D =

Heavy key

( )( )

9996,26283,00,9996283,00,001log

PhenolPhenol

logB

D

−=××

= ............................… (2)

Maka

( )( ) 0010,0CHPCHP

B

D =

Dengan menggunakan persamaan Hengstebeek,

bα log miilog

B

D += ..................................… (3)

Dari substitusi persamaan (1) dan (2) didapat :

m = 12,0514

b = -2,9996

Sehingga persamaan menjadi :

2,9996-α log 9996,12iilog

B

D =

Maka diperoleh harga B

D

ii untuk komponen non key, yaitu :

Komponen Log α B

D

iiogl

B

D

ii

Cumene

Acetone

Air

0,4810

1,6475

1,1729

2,7971

16,8551

11,1355

626,7582

7,1631x1016

1,3662x1011


Aii

B

D = ................................... (4)

FBD iii =+ ................................... (5)

Dari persamaan (4) dan (5) didapat :

1Aii

iiAi

FB

FBB

+=

=+⋅ ................................... (6)

Dari persamaan (5) didapat :

BFD iii −= ....................................... (7)

Komposisi destilat dan bottom

Komposisi Bottom

Komponen Kmol Kg XD

CHP

Cumene

Phenol

Acetone

Air

0,0013

-

13,2925

-

-

0,1979

-

1250,9971

-

-

0,0001

-

0,9999

-

-

Total 13,2938 1251,1950 1,0000

Trial pada Bottom, didapat T = 181,8 oC dan P = 1 atm

Komponen Xi Pi Ki = Pi/Pt Yi = Xi.Ki

CHP

Cumene

Phenol

Acetone

Air

0,0001

-

0,9999

-

-

3246,0690

1537,7875

760,5182

15252,5198

7822,0348

4,2711

2,0234

1,0007

20,0691

10,2922

0,0004

-

1,0006

-

-

Total 1,0000 1,0010


Komposisi Destilat

Komponen Kmol Kg XD

CHP

Cumene

Phenol

Acetone

Air

0,8385

4,3483

0,0133

2,6832

0,0000

127,6138

522,6222

1,2517

155,8403

0,0000

0,1064

0,5516

0,0017

0,3404

0,0000

Total 7,8833 807,3280 1,0000

Trial pada Top, didapat T = 137,34 oC dan P = 1 atm

Komponen Yi Pv Ki = Pv/Pt Yi /Ki

CHP

Cumene

Phenol

Acetone

Air

0,1064

0,5516

0,0017

0,3404

0,0000

646,2288

505,6274

188,2367

6631,5908

2503,8880

0,8503

0,6653

0,2477

8,7258

3,2946

0,1251

0,8291

0,0069

0,0390

0,0000

Total 1,0000 1,0001

Neraca Massa Kolom Destilasi

Input Output Komponen

Aliran 14 Top Bottom

CHP

Cumene

Phenol

Aseton

Air

127,8184

522,6196

1252,2456

155,8403

0,0006

127,6138

522,6222

1,2517

155,8403

0,0000

0,1979

-

1250,9971

-

-

Total 2058,5245

2058,5230


Condensor – 01 (CD – 01)

15 16DL

CD 202Air pendingin bekasAir pendingin

14 Vd

Neraca massa :

V = L + D

Dimana : V = Aliran uap dari kolom destilasi

L = Aliran refluks

D = Aliran destilat

kmol/jam 0,00002DLR ==

( )( )( )

kmol/jam 8835,7kmol/jam 7,883310,00002

D1RV

=×+=

×+=

( )kmol/jam0002,0

kmol/jam 7,88338835,7DVL

=−=

−=

Komposisi umpan masuk (V) Condensor

Komponen Kmol Kg Xi

CHP

Cumene

Phenol

Acetone

Air

0,8388

4,3485

0,0134

2,6835

0,0000

127,5695

522,6462

1,2611

155.8577

0,0000

0,1064

0,5515

0,0017

0,3404

0,0000

Total 7,8842 807,4245 1,0000


Komposisi Refluks (L) Condensor

Komponen Kmol Kg Xi

CHP

Cumene

Phenol

Acetone

Air

0,00002

0,00010

0,00000

0,00006

0,00000

0,0029

0,0119

0,0000

0,0035

0,0000

0,1064

0,5515

0,0017

0,3404

0,0000

Total 0,00018 0,0184 1,0000

Komposisi Destilat (D) Condensor

Komponen Kmol Kg Xi

CHP

Cumene

Phenol

Acetone

Air

0,8385

4,3483

0,0133

2,6832

0,0000

127,6138

522,6222

1,2517

155,8403

0,0000

0,1064

0,5515

0,0017

0,3404

0,0000

Total 7,8833 807,3280 1,0000

Neraca Massa Condensor


Feed (V) Destilat (D) Refluks (L)

CHP

Cumene

Phenol

Aseton

Air

127,6595

522,6462

1,2611

155,8577

0,0000

127,6138

522,6462

1,2517

155,8403

0,0000

0,0029

0,0119

0,0000

0,0035

0,0000

Total

807,4245

807,3463


Reboiler – 01 (RB – 01)

Neraca Massa :

( )F

LLQ* −

=

Feed masuk pada kondisi bubble point, maka q = 1

Sehingga :

L* = F + L

Dimana : L* = trap out

F = komposisi feed KD –201

L = komposisi liquid KD –201

Maka :

( )

kmol/jam 21,1773kmol/jam 0002,01771,21L*

=+=

( )

( )( )kmol/jam 8835,7

kmol/jam 7,8835111773,21V1qFV*

=+−⋅=

+−⋅=

( )kmol/jam 13,2938

kmol/jam 8835,71773,21VLB ***

=−=

−=


Komposisi trap out (L*) Reboiler

Komponen Kmol Kg Xi

CHP

Cumene

Phenol

Acetone

Air

0,0021

-

21.1752

-

-

0,3196

-

1992,8616

-

-

0,0001

-

0,9999

-

-

Total 21,1773 1993,1812 1,0000

Komposisi uap keluar (V*) Condensor

Komponen Kmol Kg Xi

CHP

Cumene

Phenol

Acetone

Air

0,0008

-

7,8827

-

-

0,1218

-

741,8645

-

-

0,0001

-

0,9999

-

-

Total 7,8835 742,9863 1,0000

Komposisi Bottom (B*) Condensor

Komponen Kmol Kg Xi

CHP

Cumene

Phenol

Acetone

Air

0,0013

-

13,2925

-

-

0,2023

-

1250,9943

-

-

0,0001

-

0,9999

-

-

Total 13,2938 1251,1966 1,0000


Neraca Massa Reboiler


Feed (L*) Destilat (V*) Refluks (B*)

CHP

Cumene

Phenol

Aseton

Air

0,3196

-

1992,8616

-

-

0,1218

-

741,8645

-

-

0,2023

-

1250,9943

-

-

Total 1993,1812

1993,1829


LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan operasi : kJ/jam

Temperatur acuan : 25 oC = 298,15 K

Perhitungan beban panas pada alur masuk dan keluar dihitung dengan rumus:

Q = n .......................................................................................................................... (Smith,2001)

Dimana:

Q = kJ/jam

n = kmol/jam

Cp = kJ/kmol K

B.1 Data Perhitungan Cp

Tabel B.1 Nilai konstanta a, b, c, d dan e untuk perhitungan Cp gas Komponen A B C D E

Air 3,40471E+01 -9,65604E-03 3,29883E-05 -2,04467E-08 4,30228E-12

Aseton -2,31317E+01 1,62824E-01 8,0154E-05 -1,60497E-07 5,81406-11

Phenol -3,61498+01 5,66519E-01 -4,11357E-04 9,39030E-08 1,808687E-11

(Reklaitis, 1983)

Perhitungan kapasitas panas gas dihitung dengan rumus:

Cpg = A + BT + CT2 + DT3 + ET4 ......................................... (Reklaitis, 1983)

Dimana Cpg = kJ/kmol.K

Tabel B.2 Nilai konstanta a, b, c, d dan e untuk perhitungan Cp cair Komponen A B C D E

Air 1,82964E+01 4,72118E-01 -1,33878E-03 1,31424E-06 -

Phenol -3,61614E+01 1,15354E+00 -2,12291E-03 1,74183E-06 -

Aseton 1,68022E+01 8,48409E-01 -2,64114E-03 3,39139E-06 -

H2SO4 5,9830E+04 3,9520E+02 -5,2067E-01 -1,60497E-07 5,81406E-11


Perhitungan kapasitas panas cairan dihitung dengan rumus:

Cpl = A + BT + CT2 + DT3 + ET4 .....................................(Chemcad database)

Dimana Cpl = J/kmol.K

B.2 Estimasi Cp Cairan dengan metode Hurst dan Harrison

Tabel B.3 Kontribusi unsur untuk estimasi Cp

(Perry, 1999)

Grup ΔCp (kJ/kmol.K)

CH3 36,82

CH2 30,38

C 15,90

C 24,69

CH2OH 73,22

CH 24,69

CH 21,34

O 35,15

Perhitungan kapasitas panas dihitung dengan rumus:

Cp = Σi=1 Ni ∆Cp................................................................(Perry, 1999)

Dimana:

Cp = Kapasitas panas (kJ/kmol.K)

Ni = Jumlah grup i dalam senyawa

∆Cp = Nilai kontribusi grup i

1. Cumene

Cpcumene = 1 ( CH ) + 1 ( C ) + 2 ( CH ) + 3 (CH3 ) + 2 ( C )

= 1 (24,69) + 1 (24,69) + 2 (21,34) + 3 (36,82) + 2 (15,90)

= 234,32 J/mol.K


2. Cumene Hidroperoksida

CpCHP = 1( CH ) + 1( C ) + 2( CH ) + 2(CH3 ) + 1( CH2 )

+ 2( C ) + 1( O ) + 1 ( CH2OH )

= 1(24,69) + 1(24,69) + 2(21,34) + 2(36,82) + 1(30,38) + 2(15,90)

+ 1(35,15) + 1(73,22)

= 263,03 J/mol.K

B.3 Estimasi Cp Gas dengan metode Rihani dan Doraiswamy

Tabel B.4 Kontribusi unsur untuk estimasi Cp

Group a b x 102 c x 104 d x 106

CH2 0.3945 2.1363 -0.1197 0.002596

C C 0.4736 3.5183 -0.3150 0.009205

C 2.8443 1.0172 -0.0690 0.001866

OH 6.5128 -0.1347 0.0414 -0.001623

A = Σi=1 Ni . Ai

B = Σi=1 Ni . Bi

C = Σi=1 Ni . Ci

D = Σi=1 Ni . Di

Subtitusi ke persamaan :

Cpg = A + BT + CT2 + DT3

Dimana:

Cp = Kapasitas panas (kal/mol.oC)

Ni = Jumlah grup i dalam senyawa

ai, bi, ci, di = Nilai kontribusi grup i


Tabel B.5 Estimasi Cp Cumene

Jumlah ikatan Cumene a b x 102 c x 104 d x 106

2 C C

0.4736 3.5183 -0.3150 0.009205

1 C 2.8443 1.0172 -0.0690 0.001866

Cpg = A + BT + CT2 + DT3 3.7195 8.0538 -0.699 0.0203

Tabel B.6 Estimasi Cp Cumene Hidroperoksida

Jumlah ikatan CHP a b x 102 c x 104 d x 106

2 C C

0.4736 3.5183 -0.3150 0.009205

1 C 2.8443 1.0172 -0.0690 0.001866

1 CH2

0.3945 2.1363 -0.1197 0.002596

1 OH 6.5128 -0.1347 0.0414 -

0.001623

Cpg = A + BT + CT2 + DT3 10.6988 10.0554 -0.7773 0.0212

B.4 Nilai Panas Laten

Tabel B.7 Nilai panas laten

Komponen ΔHvl (kJ/kmol)

Air 40.656,2

Aseton 29.087,2

Phenol 45.693

CHP 27.781,76

Cumene 37.530,48

(Chemcad database)


B.5 Nilai Panas Reaksi Pembentukan

Tabel B.8 Nilai panas pembentukan

Komponen ΔHf (kJ/kmol)

Phenol -158,1552

Aseton -250,1195

CHP -174,3054

Air 241.820

NH4HSO4 -1.019,850

H2SO4 -813,9972

NH4OH -361,2047

(Reklaitis, 1983)

B.6 Heater 1

CumeneCHP 30 oC 50 oC Cumene

CHP

saturated steam 190 oC

Kondensat pada 190 oC

Neraca Panas Masuk

Alur 1 (P = 1 atm, T = 303,15 K)

Panas masuk =

Tabel B.9 Neraca panas masuk Heater (E-101)

Komponen N (kmol/jam)

Qin (kJ/jam)

CHp 14,2724 648,5500 9256,3650

Cumene 4,5182 282,4500 1276,1656

Jumlah 10.532,5306


Neraca Panas Keluar

Alur 2 (P = 1 atm, T = 323,15 K)

Panas keluar = ∑ ∫= ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡=

n

i oout dTCpNQ1

15,323

15,298

Tabel B.10 Neraca panas keluar Heater (E-101)

Komponen N (kmol/jam) ∫15,323

15,298dTCp Qout (kJ/jam)

CHP 14,2724 3242,7500 46.281,8251

Cumene 4,5182 1412,2500 6.380,8280

Jumlah 52.662,6531

Steam yang diperlukan adalah

)190( C

QinQoutF oλ−

=

= kgkJjamkJ

/7800,1978/1225,42130

= 21,291 kg/jam

B.7 Reaktor (R-101)

R-1012CHPCumene 4

3

Asam SulfatAir


Neraca Panas Masuk

Panas masuk reaktor = panas keluar heater I + panas Alur 3

Panas keluar heater I = 52.662,6531 kJ/jam

Panas masuk = ∑ ∫= ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡=

n

i iout dTCpNQ1

15,303

15,298


Tabel B.11 Neraca panas masuk alur 3 (R-101)


15,298dTCp Qin (kJ/jam)

H2SO4 0,0089 700.335,5527 6.232,9864

Air 0,0483 374,7055 18,0983

Jumlah 6.251,0847

Maka total panas masuk = 52.662,6531 kJ/jam + 6.251,0847 kJ/jam

= 58.913,7378 kJ/jam

Neraca Panas Keluar

Alur 4 (P = 1 atm, T = 323,15 K)


⎢⎣⎡=

n

i oout dTCpNQ1

15,323

15,298

Maka total panas keluar dapat dilihat pada tabel berikut:

Tabel B.12 Neraca panas keluar reaktor (R-101)



H2SO4 0,0089 3542496,4087 31528,2180

Air 0,0483 1878,9098 90,7513

Cumene 4,5182 1412,2500 6380,8280

CHP 0,8563 3242,7500 2776,7668

Phenol 13,4161 4237,7413 56853,9611

Aseton 13,4161 3179,4556 42655,8943

Jumlah 140.286,4195

Reaksi:

C6H5C(CH3)2OOH C6H5OH + (CH3)2CO Cumene hidroperoksida Phenol Aseton

r = 13,4161 kmol/jam


Panas reaksi pada keadaan standard:

ΔHr298,15 = Σ σ.ΔHf

= (1 x ΔHfphenol + 1 x ΔHfaseton) – 1 x ΔHfcumene hidroperoksida

= (1 x -158,1552 + 1 x -250,1195) – 1 x -174,3054

= -233,9693

Panas reaksi pada keadaan operasi (323,15 K):

ΔHr323,15 = ΔHr298,15 + (σ. + σ. – ∫ 15,298dTlphenoCp ∫ 15,298

)dTasetonCp

∫ 15,298dToperoksidacumenehidrCp

15,323 15,323

σ. 15,323

= -233,9693 + (1 x 4237,7413 + 1 x 3179,4556) – 1 x 3242,7500

= 3940,4776 kJ/kmol

Maka panas reaksi untuk memproduksi 13,4161 kmol/jam phenol

r. ΔHr323,15 = 13,4161 kmol/jam x (3940,4776) kJ/kmol

= 52865,8418 kJ/jam

Perubahan panas yang terjadi di dalam reaktor adalah:

Q r. ΔHr323,15 + Qout – Qin

= (52865,8415 + 140.286,4195 – 58913,7378) kJ/jam

= 134238,5232 kJ/jam


)190( C

QinQoutF oλ−

=


= kgkJjamkJ

/7800,1978/5232,134238

= 67.8390 kg/jam


B.8 Reaktor Netralizer (R-201)

R-2014


6

5

Amonium hidroksidaPhenolAsetonCHPCumeneAsam SulfatAirAmonium HidroksidaAmonium Hidrogen Sulfat

Neraca Panas Masuk

Panas masuk reaktor = panas keluar reaktor I + panas Alur 5

Panas keluar reaktor I = 140.286,4195 kJ/jam

Panas masuk = ∑ ∫= ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡=

n

i ii dTCpNQ1

15,303

15,298

Tabel B.13 Neraca panas masuk alur 5 (R-201)


15,298dTCp Qin (kJ/jam)

NH4OH 0,0372 774,4584 28,8099

Jumlah 28,8099

Maka total panas masuk = 140.286,4195 kJ/jam + 28,8099 kJ/jam

= 140.315,2294 kJ/jam

Neraca Panas Keluar

Alur 6 (P = 1 atm, T = 323,15 K)


⎢⎣⎡=

n

i oout dTCpNQ1

15,323

15,298

Maka total panas keluar dapat dilihat pada tabel berikut:


Tabel B.14 Neraca panas keluar reaktor netralizer (R-201)



Air 0,0099 1878,9098 18,6012

Cumene 4,5182 1412,2500 6380,8280

CHP 0,8563 3242,7500 2776,7668

Phenol 13,4161 4237,7413 56853,9611

Aseton 13,4161 3179,4556 42.655,8943

NH4OH 0,0283 3872,2920 109,5859

NH4HSO4 0,0089 -94,1400 -0,8378

Jumlah 108794,7995

Reaksi:

H2SO4 + NH4OH NH4HSO4 + H2O Asam Amonium Amonium Air Sulfat Hidroksida Sulfat

r = 0,0089 kmol/jam

Panas reaksi pada keadaan standard:

ΔHr298,15 = Σ σ.ΔHf

= (1 x ΔHfamonium sulfat + 1 x ΔHfair) – (1 x ΔHfasam sulfat +

1 x ΔHfamonium hidroksida)

= (1 x -1019,8500 + 1 x -241820,0000) – (1 x -813,9972 + 1 x -361,2047) = -241664,6481

Panas reaksi pada keadaan operasi (323,15 K):

ΔHr323,15 = ΔHr298,15 + (σ. + σ. – ∫ 15,298dTsulfatamoniumCp ∫ 15,298

)dTairCp15,323 15,323


(σ. ∫ Cp σ. 15,323

15,298dTasamsulfat ∫ 15,298

)dThidroksidaamoniumCp15,323

= -241664,6481 + (1 x -94,1400 + 1 x 1878,9098) – (1 x 3542496,4087

+ 1 x 774,4584)

= -3783150,745 kJ/kmol

Maka panas reaksi untuk memproduksi 0,0089 kmol/jam phenol

r. ΔHr323,15 = 0,0089 kmol/jam x (-3783150,745) kJ/kmol

= -33670,0416 kJ/jam

Perubahan panas yang terjadi di dalam reaktor adalah:

Q r. ΔHr323,15 + Qout – Qin

= (-33670,0416 + 108794,7995– 140.315,2294) kJ/jam

= -65.190,4715 kJ/jam

Tanda Q negatif, berarti sistem melepas panas sebesar 65.127,6668 kJ/jam. Maka

untuk menyerap panas ini digunakan air pendingin.

Data air pendingin yang digunakan:

T masuk = 30 oC

T keluar = 45 oC

∫15,318

15,303dTCp = 1127,4029 kJ/kmol

Jumlah air pendingin yang digunakan adalah:

F =

= kmolkgxkmolkJ

jamkJ /18/4029,1127

/ 565.190,471

= 1040,8244 kg/jam


B.9 Vaporizer (VP-201)

VP-2016

9


7


PhenolAsetonCHPCumeneAir

Neraca Panas Masuk

Panas masuk vaporizer = panas keluar reaktor netralizer

Panas keluar reaktor netralizer = 108794,7995 kJ/jam

Neraca Panas Keluar

Panas keluar = ∑ ∫∑ ∫ == ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡+⎥⎦

⎤⎢⎣⎡=

n

i

n

iout dTCpNdTCpNQ1

7,356

15,298

91

7,356

15,298

7

Alur 7 (P = 1 atm, T = 356,7 K)

Maka total panas keluar alur 7 dapat dilihat pada tabel berikut:

Tabel B.15 Neraca panas alur 7

Komponen N

(kmol/jam) ∫

BPdTCpl

15,298 ∫

7,356

15,298dTCpg

HvlΔ

Qout

(kJ/jam)

Air 0,0022 4.418,8884 9,7216

Cumene 0,1699 3.307,4895 561,9425

CHP 0,0165 7.594,5205 125,3096

Phenol 0,1103 -24.362,4004 -2.687,1728

Aseton 10,7329 3.960,8053 982,2367 29087,2000 365.243,1844

Jumlah 363.252,9853


Alur 9 (P = 1 atm, T = 356,7 K)

Total panas keluar alur 9 dapat dilihat pada tabel berikut:


Komponen N

(kmol/jam) ∫

BPdTCpl

15,298 ∫

7,356

BPdTCpg

HvlΔ

Qout

(kJ/jam)

Air 0,0077 4.418,8884 34,0254

Cumene 4,3483 3.307,4895 14.381,9566

CHP 0,8398 7.594,5205 6.377,8783

Phenol 13,3058 10.244,4871 136.311,0965

Aseton 2,6832 3.960,8053 982,2367 29087,2000 91.309,9453

NH4OH 0,0283 9.068,9090 256,6501

NH4HSO4 0,0089 -220,4759 -1,9622

Jumlah 248.669,5900

Maka panas total keluar Vaporizer = (363.252,9853 + 248.669,5900) kJ/jam

= 611922.5753 kJ/jam

Panas penguapan di Alur 7

Panas penguapan H2O pada alur 7, Hvapair 7 = Hvap H2O x n H2O

= 40.657,015 x 0,0022

= 89,4454

Panas penguapan aseton pada alur 7, Hvap aseton 7 = Hvap Aseton x n Aseton

= 29.121,415 x 10,7329

= 312.557,2351

Panas penguapan CHP pada alur 7, Hvap CHP 7 = Hvap CHP x n CHP

= 37.552,618 x 0,0165

= 619,6182

Panas penguapan cumene pada alur 7, Hvap cumene 7 = Hvap Cumene x n Cumene

= 37.531,470 x 0,1699

= 6.376,5968

Panas penguapan total alur 7 = 319.642,8955


Q = (Q7 + Q9 + Hvap7) – Q6

= 822770,6713 kJ/jam


)190( C

QinQoutF oλ−

=

= kgkJjamkJ

/7800,1978/6713,770.822

= 415,7969 kg/jam

B.10 Kondensor (CD-201)

Neraca Panas Masuk

Panas masuk Kondensor = Q7 + Hvap7

Panas keluar Vaporizer = 682895,8808 kJ/jam

Neraca Panas Keluar




Qout (kJ/jam)

Air 0,0022 374,7055 0,8244

Cumene 0,1699 282,4500 47,9883

CHP 0,0165 648,5500 10,7011

Phenol 0,1103 830,4714 91,6090

Aseton 10,7329 3.523,9481 6.724,5635


Jumlah 6.875,6782

Q = Qo – Qi = -358.741,6628 KJ/jam


T masuk = 30 oC

T keluar = 45 oC

∫15,318

15,303dTCp = 1127,4029 kJ/kmol


F =

= kmolkgxkmolkJ

jamkJ /18/4029,1127

/6628,741.358

= 5727,6329 kg/jam

B.11 Cooler (E-201)

Air pendingin bekas45 OC

Air pendingin 30 OC

109

PhenolAsetonCHPCumeneAirNH4OHNH4OHSO4

PhenolAsetonCHPCumeneAirNH4OHNH4OHSO4

Neraca Panas Masuk

Panas masuk cooler = Panas keluar vaporizer

Panas keluar cooler = 248.669,5900 kJ/jam


Neraca Panas Keluar





Air 0,0077 374,7055 2,8852

Cumene 4,3483 282,4500 1.228,1773

CHP 0,8398 648,5500 544,6523

Phenol 13,3058 830,4714 11.050,0864

Aseton 2,6832 3.960,8053 10.627,6329

NH4OH 0,0283 774,4585 21,9172

NH4HSO4 0,0089 -18,8280 -0,1676

Jumlah 23.475,1837

Q = Qo – Qi = (23.475,1837-248.669,5900) Kj/jam

= -225.194,4063 KJ/jam


T masuk = 30 oC

T keluar = 45 oC

∫15,318

15,303dTCp = 1127,4029 kJ/kmol


F =

= kmolkgxkmolkJ

jamkJ /18/4029,1127

/3164,195.225

= 3595,4311 kg/jam


B.12 Heater 2

CHPCumeneAsetonPhenolAir

30 oC 157,55 oC

CHPCumeneAsetonPhenolAir

saturated steam 190 oC

Kondensat pada 190 oC

Neraca Panas Masuk

Alur 12 (P = 1 atm, T = 303,15 K)

Panas masuk =

Tabel B.19 Neraca panas masuk Heater (E-202)


Qin (kJ/jam)

Air 0,00003 374,7055 0,0112

Cumene 4,3483 282,4500 1.228,1773

CHP 0,8398 648,5500 544,6523

Phenol 13,3058 830,4714 11.050,0864

Aseton 2,6832 3.960,8053 10.627,6328

Jumlah 23.450,5600


Neraca Panas Keluar

Alur 13 (P = 1 atm, T = 323,15 K)


⎢⎣⎡=

n

i oout dTCpNQ1

7,430

15,298

Tabel B.20 Neraca panas keluar Heater (E-202)

Komponen N

(kmol/jam) ∫

BPdTCpl

15,298 ∫

7,430

BPdTCpg

HvlΔ

Qout

(kJ/jam)

Air 0,0000 5.671,8679 846.383,6594 40.656,2 0,0000

Cumene 4,3483 7.487,7495 32.558,9812

CHP 0,8398 17.193,0605 14.438,7322

Phenol 13,3058 24.698.2356 328.629,7832

Aseton 2,6832 3.960,8053 4.205,0816 29.087,2 99.957,4828

Jumlah 475.584,9794

Q = Qo – Qi = (475.584,9794 - 23.450,5600) Kj/jam

= 452.134,4194 KJ/jam Steam yang diperlukan adalah

)190( C

QinQoutF oλ−

=

= kgkJ

jamkJ/7800,1978/4194,134.452

= 228,4915 kg/jam


B.12 Destilasi

Panas masuk kolom destilasi = panas keluar heater II = 475.493,4090 kJ/jam

LB.12.1 Kondensor

Menentukan Komposisi umpan


Tekanan = 1 atm


Tekanan = 1 atm


Tabel B.21 Titik didih umpan masuk destilasi


CHP

Cumene

Phenol

Asetone

Air

0,0397

0,2053

0,6283

0,1267

1 x10-6

341,5134

328,5513

108,5523

4820,7944

1616,1135

0,4494

0,4323

0,1428

6,3432

2,1265

0,0178

0,0888

0,0897

0,8037

2 x10-6

Total 1,0000 1,000

Maka suhu umpan 157,55oC = 430,7 K

Menentukan Kondisi operasi atas (kondensor total)

Tabel B.22 Dew point destilasi

Komponen Yi Pv Ki = Pv/Pt Yi /Ki

CHP

Cumene

Phenol

Acetone

Air

0,1064

0,5515

0,0017

0,3404

4 x10-6

646,2285

505,6399

188,2296

6631,3399

2503,9731

0,8503

0,6653

0,2477

8,7254

3,2947

0,1251

0,8290

0,0068

0,0390

1 x10-6

Total 1,0000 1,0000

Maka suhu destilat (D) adalah 137,34 oC dan P = 1 atm

Panas kondenser merupakan panas pada titik embun bagian atas kolom

destilasi Alur 14 (T =137,34 oC = 410,49 K) P = 1 atm


Tabel B.23 Panas kondensor

Komponen Vd

(kmol/jam) ∫

BPdTCpl

15,298 ∫

7,430

BPdTCpg

HvlΔ Qin (kJ/jam)

CHP 0,8388 14.571,6214 12.222,6760

Cumene 4,3485 6.346,0866 27.595,9576

Phenol 0,0134 20.585,2084 275,8418

Aseton 2,6832 3.960,8053 3.243,3920 29.087,2000 97.377,0772

Air 3 x10-5 5.671,8679 859,1305 40.656,2000 1,4156

Jumlah 137.472,9682

Kondensor melepaskan panas= - 137.472,9682 kJ/mol

Alur 15 (T =30 oC = 303,15 K) P = 1 atm

Tabel B.24 Panas kondensor

Komponen L

(kmol/jam) ∫

BPdTCpl

15,298 Qout

(kJ/jam)

CHP 3 x 10-5 648,5500 0,0163

Cumene 0,0001 282,4500 0,0369

Phenol 2 x 10-6 830,4714 0,0014

Aseton 8 x 10-5 626,5374 0,0505

Air 1 x 10-9 374,7055 4 x 10-7

0,1051


Alur 16 (T =30 oC = 303,15 K) P = 1 atm

Tabel B. 25 Panas keluar kondensor (D)

Komponen D

(kmol/jam) ∫

BPdTCpl

15,298 Qout

(kJ/jam)

CHP 0,8385 648,5500 543,8092

Cumene 4,3483 282,4500 1.228,1773

Phenol 0,0017 830,4714 1,4118

Aseton 0,3404 626,5374 213,2733

Air 4 x 10-6 374,7055 0,0015

1.986,6731

Qo = 1.986,6731+ 0,1051 = 1.986,7783 kJ/jam

Qin = 137.472,9682 kJ/jam

Q = Qo – Qin = -135.486,1900 kJ/jam


T masuk = 30 oC

T keluar = 45 oC

∫15,318

15,303dTCp = 1127,4029 kJ/kmol


F =

= kmolkgxkmolkJ

jamkJ /18/4029,1127

/ 00135.486,19

= 2.194,8795 kg/jam


LB.13.2 Reboiler

Menentukan kondisi operasi bottom (reboiler)

Tabel LB.26 Boiling point reboiler

Trial pada Bottom, didapat T = 181,8 oC dan P = 1 atm


CHP

Cumene

Phenol

Acetone

Air

0,0001

-

0,9999

-

-

1706,0640

983,5112

435,7024

10894,3581

4941,0877

3,9150

2,2569

0,9998

25,0000

11,3386

0,0002

-

0,9998

-

-

Total 1,0000 1,0000

Maka suhu vapor bottom (Vb) adalah 181,8 oC


Panas Masuk

Alur 17 (T =181,8 oC = 454,93 K)

Tabel B. 27 Reboiler (L)

Komponen L*

(kmol/jam) ∫

BPdTCpl

15,298 ∫

93,454

BPdTCpg

HvlΔ Qin (kJ/jam)

CHP 0,0021 20.335,9338 1.200,5891 27.781,7600 103,5684

Phenol 21,1752 29.815,3442 -46,8670 45.693,000 1.597.911,872

Jumlah 1.598.015,44

Panas Keluar

Alur 18 (T =30 oC = 303,15 K) P = 1 atm

Tabel B. 28 Panas keluar Reboiler (VB)

Komponen V*

(kmol/jam) ∫

BPdTCpl

15,298

Qout

(kJ/jam)

CHP 0,0008 648,5500 0,5188

Phenol 7,8872 29.815,3442 235.025,4137

235.025,9326

Alur 19 (T =30 oC = 303,15 K) P = 1 atm

Tabel B. 29 Panas keluar Reboiler (B*)

Komponen B*

(kmol/jam) ∫

BPdTCpl

15,298

Qout

(kJ/jam)

CHP 0,0013 648,5500 0,8431

Phenol 13,2925 29.815,3442 396.320,4628

396.321,3059

Untuk mencari neraca energi reboiler yaitu dengan menggunakan rumus:

F HF + qr = D HD + B HB + qc (Mc. Cabe, 1983)

Keterangan:

F HF = panas umpan masuk kolom destilasi


qr = Panas reboiler

D HD = Panas keluaran kondenser (Destilat)

B HB = Panas keluaran boiler (Buttom)

qc = Panas kondenser

sehingga

qr = D HD + B HB + qc - F HF

qr = D ∫CpdT + B ∫CpdT + qc – N13 ∫CpdT

qr = 1.986,6731 + 396.321,3059+ 137.472,9682 – 475.611,7608 qr = 60.169,1865 kJ/jam


)190( C

QinQoutF oλ−

=

= kgkJ

jamkJ/7800,1978/ 560.169,186

= 30,4027 kg/jam


LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

C.1 Tangki Penyimpanan Cumene (TK-101)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Cumene untuk kebutuhan 10 hari



Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :



A. Volume Tangki

Total volume bahan dalam tangki = 3.956,4076 liter/jamx10 hari x 24 jam

= 959.537,8279 liter = 959,5378 m3

Faktor kelonggaran = 20 % (Perry dan Green, 1999)

Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 959,5378 m3

= 1,2 x 959,5378 m3

= 1.139,4454 m3

B. Spesifikasi Tangki

Silinder (Shell)

Volume silinder

V = 41 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2)

Vs = 83π D3

V = 41 π D2 Hs (Hh = 1/6)

Vh = 241π D3

Vt = Vs + Vh


Vt = 2410

π D3

D = 31024

tVπ

D = 9,5506 m = 31,3335 ft

Tebal Silinder dan Tutup Tangki

Tinggi cairan dalam tangki,

2

4DV

H lc π=

Hc = 2 5506,9 959,5378 x 4

⋅π= 14,3258 m

Tebal shell, Cc+−

=0,6PSE

PDt (Peters, 2004)

Pdesain = Poperasi + psiH

Ph c ,144

)1( ρ−=

Pdesain = 27,3428 psi

P = 27,3428 × 1,2 = 32,8114 psi

(faktor kelonggaran 20%)

Joint efficiency (E) = 0,85 (Peters, 2004)

Allowable stress (S) = 12.650 psi (Brownell,1959)

Allowable corrosion (Cc) = 0,042 in/thn (Perry, 1999)

= 0,042 in (untuk 10 tahun)

R = 12,4347 ft

Maka, tebal shell:

in

t

9947,0

42,0psi) (32,81146,0psi)(0,85) (12.650

x1215,6667 x psi) (32,8114

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 1 in (Brownell)


C.2 Tangki Penyimpanan Asam Sulfat (TK-102)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Asam sulfat untuk kebutuhan 60 hari



Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :



A. Volume Tangki

Total volume bahan dalam tangki = 0,4966 liter/jamx60 hari x 24 jam

= 715,1423 liter = 0,7151 m3



= 1,2 x 0,7151 m3

= 0,8582 m3


Silinder (Shell)

V = 41 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2)

Vs = 83π D3

V = 41 π D2 Hs (Hh = 1/6)

Vh = 241π D3

Vt = Vs + Vh

Vt = 2410

π D3

D = 31024

tVπ

D = 0,8689 m = 2,8508 ft




2

4DV

Hc l

π=

Hc= 2 6897,0 0,3576 x 4

⋅π= 1,2066 m

Tebal shell, Cc+−

=0,6PSE

PDt (Peters, 2004)

Pdesain = Poperasi + psiH c ,

144)1( ρ−

Pdesain = 16,9857

P = 16,9857 × 1,2 = 20,3828 psi






R = 1,4254 ft

Maka, tebal shell:

in

t

4525,0

42,0psi) (20,38286,0psi)(0,85) (12.650

x121,4254 x psi) (20,3828

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in (Brownell,1959)

C.3 Tangki Penyimpanan Amonium Hidroksida (TK-201)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Amonium Hidroksida untuk kebutuhan 30

hari



Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :




A. Volume Tangki

Total volume bahan dalam tangki = 0,2721 liter/jamx 30 hari x 24 jam

= 915,8813 liter = 0,9159 m3


Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x = 0,9159 m3

= 1,2 x 0,9159 m3

= 1,0991 m3


Silinder (Shell)

V = 41 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2)

Vs = 83π D3

V = 41 π D2 Hs (Hh = 1/6)

Vh = 241π D3

Vt = Vs + Vh

Vt = 2410

π D3

D = 31024

tVπ

D = 0,9436 m = 3,0959 ft



2

4DV

H lc π=

Hc = 2 7489,0 0,4579 x 4

⋅π= 1,3103 m

Tebal shell, Cc+−

=0,6PSE

PDt (Peters, 2004)



144)1( ρ−

Pdesain = 16,1613

P = 16,1613 × 1,2 = 19,3935 psi






R = 1,5479 ft

Maka, tebal shell:

in

t

4535,0

42,0psi) (19,39356,0psi)(0,85) (12.650

x121,5479 x psi) (19,3935

=

+−

=


C.4 Tangki Penyimpanan Aseton (TK-202)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Aseton untuk kebutuhan 30 hari



Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :



A. Volume Tangki

Total volume bahan dalam tangki = 826,4490 liter/jamx 30 hari x 24 jam

= 595.043,2926 liter = 595,0433 m3



= 1,2 x 595,0433 m3

= 714,0520 m3



Silinder (Shell)

V = 41 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2)

Vs = 83π D3

V = 41 π D2 Hs (Hh = 1/6)

Vh = 241π D3

Vt = Vs + Vh

Vt = 2410

π D3

D = 31024

tVπ

D = 8,1729 m = 26,8135 ft



2

4DV

H lc π=

Hc = 2 1729,8 595,0433 x 4

⋅π= 11,3483 m

Tebal shell, Cc+−

=0,6PSE

PDt (Peters, 2004)


144)1( ρ−

Pdesain = 27,1774

P = 27,1774 × 1,2 = 32,6129 psi







R = 13,4068 ft

Maka, tebal shell:

in

t

9089,0

42,0psi) (32,61292,1psi)(0,85) 2(12.650

x1213,4068 x psi) (32,6129

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 1 in (Brownell,1959)

C.5 Tangki Penyimpanan Sementara Keluaran Atas Destilasi (TK-203)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan yang keluar dari atas kolom destilasi untuk

30 hari



Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :



A. Volume Tangki

Total volume bahan dalam tangki = 1.000,4762 liter/jamx 30 hari x 24 jam

= 720.342,8512 liter = 720,3429 m3



= 1,2 x 720,3429 m3

= 864,4114 m3


Silinder (Shell)

V = 41 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2)

Vs = 83π D3

V = 41 π D2 Hs (Hh = 1/6)


Vh = 241π D3

Vt = Vs + Vh

Vt = 2410

π D3

D = 31024

tVπ

D = 8,7104 m = 28,5770 ft



2

4DV

H lc π=

Hc = 2 7104,8 720,3429 x 4

⋅π= 12,0947 m

Tebal shell, Cc+−

=0,6PSE

PDt (Peters, 2004)


144)1( ρ−


P = 28,2309 × 1,2 = 33,8771 psi






R = 14,2885 ft

Maka, tebal shell:

in

t

9612,0

42,0psi) (33,87716,0psi)(0,85) (12.650

x1214,2885 x psi) (33,8771

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 1 in (Brownell,1959)


C.6 Tangki Penyimpanan Phenol (TK-204)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Phenol untuk kebutuhan 30 hari



Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :



A. Volume Tangki

Total volume bahan dalam tangki = 1.181,6034 liter/jamx 30 hari x 24 jam

= 850.754,4772 liter = 850,7545 m3



= 1,2 x 850,7545 m3

= 1.020,9054 m3


Silinder (Shell)

V = 41 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2)

Vs = 83π D3

V = 41 π D2 Hs (Hh = 1/6)

Vh = 241π D3

Vt = Vs + Vh

Vt = 2410

π D3

D = 31024

tVπ

D = 9,2072 m = 30,2069 ft




2

4DV

H lc π=

Hc = 2 2072,9 7545 850, x 4

⋅π= 12,7845 m

Tebal shell, Cc+−

=0,6PSE

PDt (Peters, 2004)


144)1( ρ−


P = 33,4914 × 1,2 = 40,1896 psi






R = 11,9877 ft

Maka, tebal shell:

in

t

0989,1

42,0psi) (40,18966,0psi)(0,85) (12.650

x1215,1034 x psi) (40,1896

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in (Brownell,1959)


C.7 Pompa 1 (J-101)

Fungsi : Memompa CHP dan cumene dari tangki (TK-101) ke heater 1 (E-

101)

Jenis : Pompa sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 30 oC

Laju alir massa (F) = 2.715,1993 kg/jam = 1,6628 lbm/s

Densitas (ρ) = 694,8000 kg/m3 = 43,3748 lbm/ft3

Viskositas (μ) = 0,1271 cP = 0,0001 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) = 3lbm/ft 43,3748lbm/s 1,6628 = 0,0383 ft3/s

= 1.7205,9586 gal/mnt

Perencanaan Diameter Pipa pompa :

Untuk aliran turbulen (Nre >2100),

De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, 1988)

Untuk aliran laminar ,

De = 3,0 × Q0,36 × μ0,18 (Walas, 1988)

dengan : D = diameter optimum (in) ρ = densitas (lbm/ft3)

Q = laju volumetrik (ft3/s) μ = viskositas (cP)

Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa :

Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13

= 3,9 (0,0383 ft3/s )0,45 (43,3748 lbm/ft3)0,13

= 1,4673 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel :

Ukuran nominal : 2 in


Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 2,0670 in = 0,1723 ft = 0,0525 m

Diameter Luar (OD) : 2,3750 in = 0,1979 ft

Inside sectional area : 0,0233 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A = 2

3

ft 0,0233 /sft 0,0383 = 1,6453 ft/s

Bilangan Reynold : NRe = μ

ρ Dv××

= lbm/ft.s10

)ft 0,1723)(ft/s 6453,1)(lbm/ft 3748,43(4-

3

= 143.897,9260 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5 (Geankoplis,1997)

Pada NRe = 143.897,9260 dan ε/D =m 0,0525m10.6,4 5−

= 0,0009

maka harga f = 0,0050

(Geankoplis,1997)

Friction loss :

1 Sharp edge entrance= hc = 0,5cg

vAA

.21

2

1

2

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,32121,645301

2

− = 0,0210 ft.lbf/lbm

2 elbow 90° = hf = n.Kf.cg

v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

1,64532

= 0,0631 ft.lbf/lbm

1 check valve = hf = n.Kf.cg

v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

1,64532

= 0,0841 ft.lbf/lbm

Pipa lurus 40 ft = Ff = 4fcgD

vL.2.. 2Δ

= 4(0,0050) ( )( )( ) ( )174,32.2. 0,1723

1,6453.40 2

= 0,1954 ft.lbf/lbm

cgv

AA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛− 1 Sharp edge exit = hex =


= ( ) ( )( )174,32121− =1,64530

2

0,0421 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 0,4057 ft.lbf/lbm

: Dari persamaan Bernoulli

( ) ( ) 02 1212α1 1222

=+∑+−

+−+− sWFPPzzgvvρ

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2.088,5547 lbf/ft²

ρPΔ = 0 ft.lbf/lbm

ΔZ = 50 ft

Ma

ka :

( ) 0Ws ft.lbf/lbm 0,4057ft.lbf/lbm 0ft 50s.lbf/lbm.ft1,32 74

ft/s2

2

=+++

Ws = -50,4057 ft.lbf/lbm

Ws = - η x Wp

-0,75 x Wp

.lbf/lbm

mp m x W

=

174,320 +

Effisiensi pompa , η= 75 %

-50,4057 =

Wp = 67,2076 ft

Daya po a : P = p

slbffthp

/.5501

( )( ) ft.lbf/lbm 67,2076lbm/s3600

45359,0

2.715,1993× x

= 0,2032 hp

engan daya motor = 1/4 hp Maka dipilih pompa d


C.8 Pompa 2 (J-102)

Fungsi : Memompa H2SO4 dari tangki H2SO4 (TK-102) ke reaktor 1 (R-101)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 30 oC

Laju alir massa (F) = 0,8866 kg/jam = 0,0005 lbm/s

Densitas (ρ) = 1.798,0295 kg/m3 = 112,2471 lbm/ft3


Laju alir volumetrik (Q) = 3lbm/ft112,2471lbm/s 0,0005 = 0,000005 ft3/s

= 2,1709 gal/mnt



De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, 1988)


De = 3,0 × Q0,36 × μ0,18 (Walas, 1988)



Asumsi aliran laminar, maka diameter pipa pompa :

Desain pompa :

Di,opt = 3,0 (Q)0,36 (μ)0,18

= 3,0 (0,000005 ft3/s)0,36 (0,1030 cP)0,18

= 0,0243 in



Ukuran nominal : 0,125 in






3

ft 0,0004 /sft 0,000005 = 0,0121 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s10

)ft 0,0224)(ft/s 0,0121)(lbm/ft 112,2471(4-

3

= 439,6971 (Laminar)

Pada NRe = 439,6971

maka harga f = 0.04 (Geankoplis,1997)

Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,32120,012101

2

− = 1,1.10-6 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

0,01212

= 3.10-6 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

0,01212

= 5.10-6 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0.04) ( )( )( ) ( )174,32.2.0,0224

0,0121.70 2

= 0,0011 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit = hex = cg

vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32120,012101

2

− =2.10-6 ft.lbf/lbm



Dari persamaan Bernoulli :

( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2.088,5547 lbf/ft²


ΔZ = 50 ft

Maka :

( ) 0Ws ft.lbf/lbm 0,00110ft 50s.lbf/lbm.ft174,32

ft/s174,320 2

2

=++++



Ws = - η x Wp

-50,0011 = -0,75 x Wp

Wp = 66,6682 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp

= ( )( ) ft.lbf/lbm 66,6682lbm/s360045359,0 0,8866

× x slbfft

hp/.550

1

= 7.10-5 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/8 hp


C.9 Pompa 3 (J-103)

Fungsi : Memompa campuran dari reaktor 1 (R-101) ke reaktor 2 (R-201)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 50 oC





= 12.953,4396 gal/mnt



De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, 1988)


De = 3,0 × Q0,36 × μ0,18 (Walas, 1988)




Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13

= 3,9 (0,0289 ft3/s)0,45 (57,6334 lbm/ft3)0,13

= 1,3400 in









3

ft 0,0141 /sft 0,0289 = 2,0468 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s3.10

)ft 0,1342)(ft/s 2,0468)(lbm/ft 57,6334(4-

3

= 58.813,1228 (Turbulen)


Pada NRe = 58.813,1228 dan ε/D =m 0,0409m10.6,4 5−

= 0,0011

maka harga f = 0,0053

(Geankoplis,1997)

Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 2,046801

2

− = 0,0326 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 3(0,75))174,32(2

2,04682

= 0,1465 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

2,04682

= 0,1302 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0053) ( )( )( ) ( )174,32.2. 0,1342

2,0468.60 2

= 0,6173 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−


= ( ) ( )( )174,32122,046801

2

− = 0,0651 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPPzzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2.088,5547 lbf/ft²


ΔZ = 60 ft

Maka :

( ) 0Ws ft.lbf/lbm 0,9916ft.lbf/lbm 0ft 60s.lbf/lbm.ft174,32

ft/s174,320 2

2

=++−+



Ws = - η x Wp

-60,9916 = -0,75 x Wp



= ( )( ) ft.lbf/lbm 81,3222lbm/s360045359,0

2.716,0895× x

slbffthp

/.5501

= 0,2459 hp



C.10 Pompa 4 (J-201)

Fungsi : Memompa NH4OH dari tangki (TK-201) ke reaktor 2 (R-201)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 30 oC





= 5,6009 gal/mnt



De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, 1988)


De = 3,0 × Q0,36 × μ0,18 (Walas, 1988)



Asumsi aliran laminar, maka diameter pipa pompa :

Desain pompa :

Di,opt = 3,0 (Q)0,36 (μ)0,18

= 3,0 (0,00001 ft3/s )0,36 (0,1010 cP)0,18

= 0,0341 in









3

ft 0,0004 /sft 0,00001 = 0,0312 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s10

)ft 0,0224)(ft/s 0,0312)(lbm/ft 63,9635(4-

3

= 659,0709 (Laminar)

Pada NRe = 659,0709

maka harga f = 0,0250 (Geankoplis,1997)

Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 0,031201

2

− = 8.10-6 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

0,03122

= 2,3.10-5 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

0,03122

= 3.10-5 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0250) ( )( )( ) ( )174,32.2. 0,0224

0,0312.40 2

= 0,0027 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32120,031201

2

− = 1,5.10-5 ft.lbf/lbm




( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2.088,5547 lbf/ft²


ΔZ = 60 ft

Maka :


ft/s174,320 2

2

=++−+



Ws = - η x Wp

-60,0028 = -0,75 x Wp



= ( )( ) ft.lbf/lbm 80,0037lbm/s360045359,0 1,3034

× x slbfft

hp/.550

1

= 0,0001 hp



C.11 Pompa 5 (J-202)

Fungsi : Memompa campuran dari reaktor 2 (R-201) ke vaporizer (VP-201).


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 50 oC





= 12.957,1201 gal/mnt



De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, 1988)


De = 3,0 × Q0,36 × μ0,18 (Walas, 1988)




Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13

= 3,9 (0,0289 ft3/s )0,45 (57,6445 lbm/ft3)0,13

= 1,3402 in









3

ft 0,0141 /sft 0,0289 = 2,0474 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s3.10

)ft 0,1342)(ft/s 0474,2)(lbm/ft 57,6445(4-

3

= 58.877,0875 (Turbulen)


Pada NRe = 58.877,0875 dan ε/D =m 0,0409m10.6,4 5−

= 0,0011


Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,32122,047401

2

− = 0,0326 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(0,75))174,32(2

2,04742

= 0,0489 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

2,04742

= 0,1303 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0055) ( )( )( ) ( )174,32.2.0,1342

2,0474.30 2

= 0,3205 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−


= ( ) ( )( )174,32122,047401

2

− = 0,0651 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2.088,5547 lbf/ft²


ΔZ = 25 ft

Maka :


ft/s174,320 2

2

=++−+



Ws = - η x Wp

-25,5973 = -0,75 x Wp



= ( )( ) ft.lbf/lbm 34,1298lbm/s360045359,0

2.717,3974× x

slbffthp

/.5501

= 0,1033 hp



C.12 Pompa 6 (J-203)




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 83,55 oC





= 3.632,5733 gal/mnt



De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, 1988)


De = 3,0 × Q0,36 × μ0,18 (Walas, 1988)




Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13

= 3,9 (0,0081 ft3/s )0,45 (49,6907 lbm/ft3)0,13

= 0,7417 in









3

ft 0,0037 /sft 0,0081 = 2,1874 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s10

)ft 0,0687)(ft/s 1874,2)(lbm/ft 49,6907(4-

3

= 63.263,8115 (Turbulen)


Pada NRe = 63.263,8115 dan ε/D =m0,0209m10.6,4 5−

= 0,0022


Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 2,187401

2

− = 0,0372 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(0,75))174,32(2

2,18742

= 0,0558 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

2,18742

= 0,1487 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0055) ( )( )( ) ( )174,32.2.0,687

2,1874.40 2

= 0,9529 ft.lbf/lbm



vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32122,187401

2

− = 0,0744 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2.088,5547 lbf/ft²


ΔZ = 25 ft

Maka :


ft/s174,320 2

2

=++−+



Ws = - η x Wp

-26,2690 = -0,75 x Wp



= ( )( ) ft.lbf/lbm 0253,35lbm/s360045359,0

656,7186× x

slbffthp

/.5501

= 0,0256 hp



C.13 Pompa 7 (J-204)

Fungsi : Memompa campuran bahan dari vaporizer (VP-201) ke cooler (E-

201)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 83,55 oC





= 9.426,6978 gal/mnt



De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, 1988)


De = 3,0 × Q0,36 × μ0,18 (Walas, 1988)




Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13

= 3,9 (0,0210 ft3/s )0,45 (60,0853 lbm/ft3)0,13

= 1,1677 in






Diameter Luar (OD) : 1.66 in = 0,1383 ft



3

ft 0,0104 /sft 0,0210 = 2,0195 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s3.10

)ft 0,1150)(ft/s 0195,2)(lbm/ft 60,0853(4-

3

= 39.901,9915 (Turbulen)


Pada NRe = 39.901,9915 dan ε/D =m 0,0351m10.6,4 5−

= 0,0013


Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 2,019501

2

− = 0,0317 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(0,75))174,32(2

2,01952

= 0,0475 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

2,01952

= 0,1268 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0055) ( )( )( )174,32.2.) 0,1150(

2,0195.40 2

= 0,4850 ft.lbf/lbm



vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32122,019501

2

− = 0,0634 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2.088,5547 lbf/ft²


ΔZ = 30 ft

Maka :


ft/s174,320 2

2

=++−+



Ws = - η x Wp

-30,7544 = -0,75 x Wp



= ( )( ) ft.lbf/lbm 41,0058lbm/s360045359,0

2.060,6788× x

slbffthp

/.5501

= 0,0941 hp



C.14 Pompa 8 (J-205)

Fungsi : Memompa campuran bahan dari decanter (DC-201) ke cooler 2 (E-

202)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 30 oC





= 9.407,6514 gal/mnt



De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, 1988)


De = 3,0 × Q0,36 × μ0,18 (Walas, 1988)




Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13

= 3,9 (0,0210 ft3/s )0,45 (60,1438 lbm/ft3)0,13

= 1,1668 in









3

ft 0,0141 /sft 0,0210 = 1,4866 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s4.10

)ft 0,1150)(ft/s 4866,1)(lbm/ft 60,1438(4-

3

= 29.351,9992 (Turbulen)


Pada NRe = 29.351,9992 dan ε/D =m 0,0351m10.6,4 5−

= 0,0013


Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 1,486601

2

− = 0,0172 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(0,75))174,32(2

1,48662

= 0,0258 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

1,48662

= 0,0687 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0042) ( )( )( ) ( )174,32.2. 0,1150

1,4866.40 2

= 0,2007 ft.lbf/lbm



vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32121,486601

2

− = 0,0343 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2.088,5547 lbf/ft²


ΔZ = 30 ft

Maka :


ft/s174,320 2

2

=++−+



Ws = - η x Wp

-30,3466 = -0,75 x Wp



= ( )( ) ft.lbf/lbm 4622,40lbm/s360045359,0

2.058,5245× x

slbffthp

/.5501

= 0,0927 hp



C.15 Pompa 9 (J-206)




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 137,34 oC



Viskositas (μ) = 0,2354 cP = 2.10-4 lbm/ft.s


= 4.359,4544 gal/mnt



De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, 1988)


De = 3,0 × Q0,36 × μ0,18 (Walas, 1988)




Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13

= 3,9 (0,0097 ft3/s )0,45 (50,9020 lbm/ft3)0,13

= 0,8077 in









3

ft 0,006 /sft 0,0097 = 1,6188 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s2.10

)ft 0,0874)(ft/s 6188,1)(lbm/ft 50,9020(4-

3

= 45.540,4833 (Turbulen)


Pada NRe = 45.540,4833 dan ε/D =m 0,0266m10.6,4 5−

= 0,0017


Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,32121,618801

2

− = 0,0204 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(0,75))174,32(2

1,61882

= 0,0305 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

1,61882

= 0,0815 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0051) ( )( )( ) ( )174,32.2. 0,0874

1,6188.40 2

= 0,3802 ft.lbf/lbm



vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32121,618801

2

− = 0,0407 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2.088,5547 lbf/ft²


ΔZ = 40 ft

Maka :


ft/s174,320 2

2

=++−+



Ws = - η x Wp

-40,5532 = -0,75 x Wp



= ( )( ) ft.lbf/lbm 0710,54lbm/s360045359,0 807,3285

× x slbfft

hp/.550

1

= 0,0486 hp



C.16 Pompa 10 (J-207)

Fungsi : Memompa campuran bahan dari reboiler (RB-201) ke tangki



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 bar

T = 181,8 oC



Viskositas (μ) = 0,8707 cP = 6.10-4 lbm/ft.s


= 5.202,2772 gal/mnt



De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, 1988)


De = 3,0 × Q0,36 × μ0,18 (Walas, 1988)




Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13

= 3,9 (0,0116 ft3/s )0,45 (66,1067 lbm/ft3)0,13

= 0,9048 in







Inside sectional area : 0.0060 ft2


3

ft 0,006 /sft 0,0116 = 1,9318 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s6.10

)ft 0,0874)(ft/s 9318,1)(lbm/ft 66,1067(4-

3

= 19.079,4757 (Turbulen)


Pada NRe = 19.079,4757 dan ε/D =m 0,0266m10.6,4 5−

= 0,0017


Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 1,931801

2

− = 0,0290 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(0,75))174,32(2

1,93182

= 0,0435 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

1,93182

= 0,1160 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0055) ( )( )( )174,32.20,0874)(

1,9318.40 2

= 3,7791 ft.lbf/lbm



vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32121,931801

2

− = 0,0580 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2.088,5547 lbf/ft²


ΔZ = 40 ft

Maka :


ft/s174,320 2

2

=++−+



Ws = - η x Wp

-44,0256 = -0,75 x Wp



= ( )( ) ft.lbf/lbm 58,7008lbm/s360045359,0

1.251,1966× x

slbffthp

/.5501

= 0,0818 hp



C.17 Cooler (E-201)

Fungsi : Menurunkan temperatur produk bawah Vaporizer yang akan

dimasukkan ke decanter


Dipakai : 1 OD tube10 BWG, panjang = 15 ft, 2 pass

Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir umpan masuk = 2060,6788 kg/jam = 2995,3996 lbm/jam

Temperatur awal (T1) = 83,55 oC = 4543,0137 °F

Temperatur akhir (T2) = 31 °C = 87,8 °F

Fluida dingin

Laju alir air pendingin = 3.595,4311 kg/jam = 7926,5594 lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 30 °C = 86 °F

Temperatur akhir (t2) = 45 °C = 113 °F

Panas yang diserap (Q) = 225.194,4063 kJ/jam = 213.443,1092 Btu/jam

(1) Δt = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas Fluida dingin Selisih

T1 = 182,39 °F Temperatur yang

lebih tinggi t2 = 113 °F Δt1 = 63,39 °F


lebih rendah t1 = 86 °F Δt2 = 1,8°F

T1 – T2 = 94,95 °F Selisih t2 – t1 = 27 °F Δt2 – Δt1 = -61,59 °F

18,5079

63,391,8ln

61,59-

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

5033,327

94,95ttTTR

12

21 ==−−

=


0,280187,839,182

54tTttS

11

12 =−

=−−

=

Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,68

Maka Δt = FT × LMTD = 0,68 × 18,5079 = 12,5854 °F

(2) Tc dan tc

095,3512

8,8739,1822

TTT 21c =

+=

+= °F

5,99211386

2ttt 21

c =+

=+

= °F

Dalam perancangan ini digunakan cooler dengan spesifikasi:

- Diameter luar tube (OD) = 3/4 in

- Jenis tube = 10 BWG

- Pitch (PT) = 1 in Square pitch

- Panjang tube (L) = 15 ft

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, UD = 40 Btu/h ft2 oF, faktor pengotor (Rd)

= 0,003.

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2

oo2

D

ft9907,423F,585421

FftjamBtu40

Btu/jam 92213.443,10ΔtU

QA =×

⋅⋅

=×

=

Luas permukaan luar (a″) = 0,1820 ft2/ft (Tabel 10, Kern)

Jumlah tube, 3080,155/ftft 0,1820ft 15

ft9907,234aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 158 tube dengan

ID shell 17 ¼ in.


c. Koreksi UD

2

2

"t

ft3400,431/ftft11820,0 158ft 51

aNLA

=

××=

××=

FftjamBtu3185,93

F ,585421ft 431,3400Btu/jam 92213.443,10

ΔtAQU 22D °⋅⋅

=°×

=⋅

=

Fluida dingin : air, tube

(3) Flow area tube, at′ = 0,1820 in2 (Tabel 10, Kern)

n144

'tatN

ta××

= (Pers. (7.48), Kern)

2ft 0,09982144

0,182158ta =

××

=

(4) Kecepatan massa

ta

wtG = (Pers. (7.2), Kern)

2ftjammlb

6503,499.450,0998

4.543,0137tG

⋅==

(5) Bilangan Reynold

Pada tc = 99,5 °F

μ = 0,65 cP = 1,5724 lbm/ft2⋅jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 1/4 in OD, 18 BWG, diperoleh

ID = 1,15 in = 0,0958 ft

μ

tGIDtRe ×= (Pers. (7.3), Kern)

48,6038

6503,499.450,4820/12tRe ×= = 37,6014

4440,373=DL

(6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 2

Pada tc = 99,5 °F


c = 0,3908 Btu/lbm°F (Gbr 3, Kern)

k = 0,2778 Btu/jam.ft°F (Tabel 5, Kern)

3739,683

1

2778,06038,483908,03

1=⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛ ×=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

kc μ

3

1⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

cDkjH

sih μ

φ (Pers. (6.15), Kern)

56,5648

ODIDx

tφih

tφioh

=

=

(7) Karena viskositas rendah, maka diambil φt = 1,6923

tφtφ

iohioh ×=

hio = 61,5193

Fluida panas : shell, bahan

(3′) Flow area shell

TP144

B'CsDsa

×××

= ft2 (Pers. (7.1), Kern)

Ds = Diameter dalam shell = 17 ¼ in

B = Baffle spacing = 3,45 in

PT = Tube pitch = 1 in

C′ = Clearance = PT – OD

= 1– 3/4 = ¼ in

20,1034ft1144

3,4525,017,25sa =

×××

=

(4′) Kecepatan massa

s

s aWG = (Pers. (7.2), Kern)

2ftjammlb

3062,718.670,1034

7.926,5594sG

⋅==


(5′) Bilangan Reynold

Pada Tc = 135,095 °F

μ = 0,8940 cP = 2,1653lbm/ft2⋅jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 3/4 in dan 1 square pitch, diperoleh de = 0,91 in.

De =0,91/12 = 0,0790 ft

μ

sGeDsRe ×= (Pers. (7.3), Kern)

9060,802.22,1653

276.718,306 x 0,0790sRe ==

(6′) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 28

(7′) 31⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

c

eDkjH

soh μφ

(Pers. (6.15), Kern)

7121,232sφoh=

(8′) Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1

sφsφoh

oh ×=

ho = 232,7121 × 1 = 232,7121

(9’) Clean Overall coefficient, UC

FftBtu/jam1367,49hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=


(10’) Faktor pengotor, Rd

0,00513185,391367,49

39,31851367,49UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

=


Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima.


Pressure drop


(1) Untuk Ret = 37,6014

f = 0,0100 ft2/in2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,7788 (Gbr. 6, Kern)

φt = 1,0378

tφsID10105,22

nL2tGf

tΔP⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅= (Pers. (7.53), Kern)

( ) ( )( )( )( )

psi0,21941,03780,77880,4820/1210105,22

2)15(2)6503,499.5(4 0,0100tΔP

=⋅

=

(2) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh 2g'

2V = 0,0025

psi 0,1015

.0,01000,7788(4).(2)

2g'

2V.s

4nrΔP

=

=

=

ΔPT = ΔPt + ΔPr

= 0,2194 psi + 0,1015 psi

= 0,3209 psi

ΔPt yang diperbolehkan = 10 psi

Fluida panas : bahan, shell

(1′) Untuk Res = 2.802,9060

f = 0,0030 ft2/in2 (Gbr. 29, Kern)

φs =1

s = 1

(2′) BL121N ×=+ (Pers. (7.43), Kern)

=+1N 52,1739


(3′) ( )

sφseD10105,22

1NsD2sGf

sΔP⋅⋅⋅⋅

+⋅⋅⋅= (Pers. (7.44), Kern)

( ) ( )(( )( )( )

)

psi 0,3210110.07910105,22

52,173917.25/122)3062,718.76(0,0030sΔP

=⋅

=

ΔPs yang diperbolehkan = 10 psi

C.18 Kondensor (CD-201)

Fungsi : Mengubah fasa uap campuran aseton dengan senyawa yang

lainnya menjadi fasa cair


Dipakai : 3/4 in OD Tube 10 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir umpan masuk = 656,7186 kg/jam = 1.447,8150 lbm/jam


Temperatur akhir (T2) = 35 °C = 95 °F

Fluida dingin

Laju alir air pendingin = 10.793,2702 kg/jam = 23.795,0594 lbm/jam









T2 = 95 °F Temperatur yang

lebih rendah t1 = 86 °F Δt2 = 9 °F

T1 – T2 = 87,39 °F Selisih t2 – t1 =

27 °F

Δt2 – Δt1 =

-54,39 °F

5664,92

63,399ln

54,39

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

3,236727

87,39ttTTR

12

21 ==−−

=

0,280186182,39

27tTttS

11

12 =−

=−−

=


Maka Δt = FT × LMTD = 0,96 × 29,5664 = 28,3838 °F

(2) Tc dan tc

695,3812

9539,1822

TTT 21c =

+=

+= °F

5,99211386

2tt

t 21c =

+=

+= °F

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi:



- Pitch (PT) = 1 5/16 in triangular pitch



a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, diperoleh UD = 125 Btu/jam⋅ft2⋅°F, faktor

pengotor (Rd) = 0,003.


2

oo2

D

ft5942,180F3838,28

FftjamBtu125

Btu/jam 80640.743,50ΔtU

QA =×

⋅⋅

=×

=



ft5942,180aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah


ID shell 12 in.

c. Koreksi UD

2

2

"t

ft0320,214/ftft0,182098ft 12

aNLA

=

××=

××=

FftjamBtu4715,105

F ,383882ft 0320,214Btu/jam 80640.743,50

ΔtAQU 22D °⋅⋅

=°×

=⋅

=



n144

'tatN

ta××

= (Pers. (7.48), Kern)

2ft 0,06192144

0,182098ta =

××

=

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjammlb

0393,378.230,0619

1.447,8150tG

⋅==


Pada tc = 99,5 °F

Dari Tabel 10, Kern, untuk 3/4 in OD, 10 BWG, diperoleh


ID = 0,4820 in

μ


41,9809

0393,378.23)12/4820,0(tRe ×= = 22,3677

7552,298)(0,4820/12

12==

DL


(7) Pada tc = 99,5 °F

31⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

cDkjH

sih μ


=sφih

405,3622

tφtφ

iohioh ×=

hio = 455,67



TP144

B'CsDsa

×××


Ds = Diameter dalam shell = 12 in


PT = Tube pitch = 1 5/6 in


= 1 5/6 – 3/4 = 0,5625 in

2ft 0,0857,3125 1144

2,45625,012sa =

×××

=



s


2ftjammlb

0260,609.2770,0857

423.795,059sG

⋅==


Pada Tc = 108,695 °F

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 3/4 in dan 1 5/16 triangular pitch, diperoleh de =

0,1813 ft

μ


4851,267.232,1635

0260,609.2771813,0sRe =

×=


(7′) Pada Tc = 108,695 °F

31⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

c

eDkjH

soh μφ


Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1

sφsφoh

oh ×=

ho = 271,7164

(8′) Clean Overall coefficient, UC

FftBtu/jam170,21667164,27167,4557164,71267,455

hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

=



0,00364715,1050,2166714715,1050,216671

UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

=


Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi condensor dapat diterima.


Pressure drop


(1) Untuk Ret = 22,3677

f = 0,0100 ft2/in2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,778 (Gbr. 6, Kern)

φt = 1,7194

(2) tφsID10105,22

nL2tGf

tΔP⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅= (Pers. (7.53), Kern)

( )( ) ( )( )( )( )

psi0,04541,71940,7780,4820/1210105,22

2)12(2323.378,0390,0100tΔP

=⋅

=


2V = 0,0800

psi 1218,8

.0,08000,778(4).(2)

2g'

2V.s

4nrΔP

=

=

=

ΔPT = ΔPt + ΔPr

= 0,0454 psi + 8,1218 psi

= 8,1672 psi




(1′) Untuk Res = 23.267,4851

f = 0,0028 ft2/in2 (Gbr. 29, Kern)

φs =1

s = 1

(2′) 601N =+ (Pers. (7.43), Kern)

(3′) ( )

sφseD10105,22

1NsD2sGf

21

sΔP⋅⋅⋅⋅

+⋅⋅⋅×= (Pers. (7.44), Kern)

( )( ) (( )( )( )

)

psi3678,1110,181310105,22

60)12/(12260277.609,020,002521

sΔP

=⋅

×=


C.19 Kondensor (CD-202)

Fungsi : Mengubah fasa uap keluaran atas kolom destilasi menjadi

fasa cair


Dipakai : 3/4 in OD Tube 10 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir umpan masuk = 807,3468 kg/jam = 1.779,8929 lbm/jam



Fluida dingin

Laju alir air pendingin = 2.194,8795 kg/jam = 4.838,8753 lbm/jam









T2 = 95 °F Temperatur yang

lebih rendah t1 = 86 °F Δt2 = 9 °F

T1 – T2 = 220,59 °F Selisih t2 – t1 =

27 °F

Δt2 – Δt1 =

-193,59 °F

1684,62

205,599ln

193,59

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

8,17 27

220,59ttTTR

12

21 ==−−

=

0,11768659,153

27tTttS

11

12 =−

=−−

=


Maka Δt = FT × LMTD = 0,98 × 62,1684 = 60,925 °F

(2) Tc dan tc

295,2052

9559,3152

TTT 21c =

+=

+= °F

5,99211386

2tt

t 21c =

+=

+= °F

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi:



- Pitch (PT) = 1 in square pitch






2

oo2

D

ft6943,52F9251,60

FftjamBtu40

Btu/jam 77128.416,12ΔtU

QA =×

⋅⋅

=×

=



ft52,6943aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah


ID shell 8 in.

c. Koreksi UD

2

2

"t

ft7840,56/ftft0,1820 26ft 12

aNLA

=

××=

××=

FftjamBtu1191,37

F 925,60ft 56,7840Btu/jam 77128.416,12

ΔtAQU 22D °⋅⋅

=°×

=⋅

=



n144

'tatN

ta×

×= (Pers. (7.48), Kern)

2ft 0,01642144

0,182026ta =

××

=

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjammlb

2240,328.1080,0164

1.779,8929tG

⋅==


Pada tc = 99,5 °F

Dari Tabel 10, Kern, untuk 3/4 in OD, 10 BWG, diperoleh


ID = 0,4820 in

μ


4,7248

2240,328.108)12/4820,0(tRe ×= = 920,9248

7552,298)(0,4820/12

12==

DL

(6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 6,5

Pada tc = 99,5 °F

31⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

cDkjH

sih μ


=sφih

89,6015

tφtφ

iohioh ×=

hio = 58,86



TP144

B'CsDsa

×××




PT = Tube pitch = 1 in


= 1 – 3/4 = 1/4 in

2ft 0,0222 1144

6,10,258sa =

×××

=



s


2ftjammlb

3872,749.2170,0222

4.838,8753sG

⋅==


Pada Tc = 205,295 °F

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 3/4 in dan 1 square pitch, diperoleh de = 0,079 in.

μ


4814,955.72,1635

3872,749.217(0,079/12)sRe =

×=


Pada Tc = 205,295 °F

31⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

c

eDkjH

soh μφ


6688,498sφoh=

(7′) Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1

sφsφoh

oh ×=

ho = 498,6688

(8’) Clean Overall coefficient, UC

FftBtu/jam6429,256688,49886,58

8,66889486,58hhhh

U 2

oio

oioC °⋅⋅=

+×

=+×

=



0,00791191,376429,251191,376429,25

UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

=


Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi condensor dapat diterima.


Pressure drop


(1) Untuk Ret = 920,9248

f = 0,0005 ft2/in2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,778 (Gbr. 6, Kern)

tφsID10105,22

nL2tGf

tΔP⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅= (Pers. (7.53), Kern)

( )( ) ( )( )( )( )

psi0,08341,01380,7780,4820/1210105,22

2)12(240108.328,220,0012tΔP

=⋅

=


2V = 0,0015

psi 0152,0

.0,00150,778(4).(2)

2g'

2V.s

4nrΔP

=

=

=

ΔPT = ΔPt + ΔPr

= 0,0834 psi + 0,0152 psi

= 0,0986 psi



(1′) Untuk Res = 7.955,4814

f = 0,0025 ft2/in2 (Gbr. 29, Kern)

φs =1

s = 1

(2′) 901N =+ (Pers. (7.43), Kern)

(3′) ( )

sφseD10105,22

1NsD2sGf

21

sΔP⋅⋅⋅⋅

+⋅⋅⋅×= (Pers. (7.44), Kern)


( )( ) (( )( )( )

)

psi7237,1110,07910105,22

72)12/(8272217.749,380,002521

sΔP

=⋅

×=


C.20 Rebolier (RB-201)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran Phenol dan CHP sebelum

dimasukkan ke kolom destilasi


Dipakai : 1 in OD Tube 10 BWG, panjang = 20 ft, 4 pass

Fluida panas

Laju alir steam masuk = 30,4072 kg/jam = 67,0364 lbm/jam

Temperatur awal (T1) = 190 °C = 374 °F


Fluida dingin

Laju alir cairan masuk = 1993,1812 kg/jam = 4.394,2071 lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 157,55°C = 315,59 °F

Temperatur akhir (t2) = 181,78 °C = 359,2040 °F




T1 = 374 °F Temperatur yang lebih

tinggi t2 = 315,59 °F Δt1 = 14,7960 °F


rendah t1 = 359,2040 °F Δt2 = 58,41 °F

T1 – T2 = 0 °F Selisih t2 – t1 = 43,614 °F Δt2 – Δt1 =

43,614 °F


7625,13

49,79658,41ln

43,614

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

043,614

0

1t2t2T1T

R ==−

−=

0,74672040,359374

43,614tTttS

11

12 =−

=−−

=

Jika, R = 0 maka Δt = LMTD = 28,5862 °F

(2) Tc dan tc

3742

3743742

2T1TcT =

+=

+= °F

397,3732

59,1539,2040532

2t1tct =

+=

+= °F

Dalam perancangan ini digunakan reboiler dengan spesifikasi:

Diameter luar tube (OD) = 1 in

Jenis tube = 10 BWG

Pitch (PT) = 1 1/4 in square pitch

Panjang tube (L) = 20 ft




2

oo2

D

ft47491,49F28,5862

FftjamBtu40

Btu/jam 957.029,383ΔtU

QA =×

⋅⋅

=×

=


Jumlah tube, 9234,5/ftft 21040,ft20

ft4749,49aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah


ID shell 8 in.


c. Koreksi UD

2

2

"t

ft8800,117/ftft0,421014ft 20

aNLA

=

××=

××=

F2ftjam

Btu9240,16F5862,82ft8800,117

Btu/jam 957.029,383ΔtA

QDU 2

°⋅⋅=

°=

⋅=

x

Fluida Panas : Tube, steam


n144

'tatN

ta××

= (Pers. (7.48), Kern)

2ft 0,01022144

0,42116t =

××

=a

(4) Kecepatan massa

ta

WtG = (Pers. (7.2), Kern)

2ftjammlb

2281,551.60,0102

67,0364tG

⋅==


Pada Tc = 374°F

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 10 BWG, diperoleh

ID = 0,732 in

μ

tGIDtRe

×= (Pers. (7.3), Kern)

1751,705,6947

2281,551.6)12/732,0(tRe =

×=

8689,327=DL


31⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

cDkjH

sih μ



Kare ahna viskositas rend , maka :

tφtφ

iohioh ×=

hio = 22,33

l, Bahan


Fluida dingin : Shel

TP144s ×B'CsDa ××


= 8 in

′ D

= 1,25 – 1 = 0,25 in

Ds = Diameter dalam shell

B = Baffle spacing = 2 in

PT = Tube pitch = 1,25 in

C = Clearance = PT – O

2ft 0,02221,25144s ×

20,258a =××

=

′) Kecepatan m ssa

(4 a

saw

sG = (Pers. (7.2), Kern)

2ftjammlb

3212,739.1970,0222

4.394,2071sG

⋅==

(5′) Bil

ntuk 1 in dan 1 1 Square pitch, dip roleh = 0,0

angan Reynold

Pada tc = 337,397 °F

U /4 e de 825 in.

μsGeD

sRe ×= (Pers. (7.3), Kern)

5368,103.530,3073s

3212,739.197 x 0,0825Re ==

(6′) , Kern, diperoleh jH = 62

Pada tc = 337,397 °F

Taksir jH dari Gbr. 28


31⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

c eD

kjHsoh μφ


8482,247.1sφoh=


sφsφ

oh ×= oh

ho

(7′) Clean Overall coefficient, UC

= 8482,247.1

F2ftBtu/jam 9353,218482,247.133,22

8482,247.133,22

ohiohCU =+

=ohioh

°⋅⋅=+××


(9′) Faktor pengotor, Rd

0,01359240,61 9353,21UU

RDC

DCd =

×=

×= 9240,619353,21UU −−

Pers. (6.13), Kern)

R batas, maka spesifikasi reboiler dapat diterima.

a

)

70 ft2/in2 (Gbr. 26, Kern)

s = 1,0538

φt = 1

(2)

R hitung ≥d d

Pressure drop

Fluid panas : Steam, tube

(1 Untuk Ret = 1751,70

f = 0,00

(Gbr. 6, Kern)

tφsID10105,22

nL2tGf

tΔP⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅= (Pers. (7.53), Kern)

)( )( ) (( )( )( )

psi 0,007211,05380,7320/121010

4)20(26.551,22810,0035ΔP

=

=5,22t

⋅


2g'

2V(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh = 0,002

psi 0,0304

(4).(4)2g'

2V.s

4nrΔP

=

=

T

si

= 0,0375 psi

= 2 psi

da ell

53.103,5368

f = 0,0015 ft2/i 2

s = 1,1845

.0,0021,0538

=

ΔP = ΔPt + ΔPr

= 0,0072 psi + 0,0304 p

ΔPt yang diperbolehkan

Flui panas : bahan, sh

(1′) Untuk Res =

n (Gbr. 29, Kern)

(2′) BL121 ×=+ (Pers. (7.43), Kern)

N

1201N =+

(3′) ( )

sφseD10105,22

1NsD2sGf

sΔP⋅⋅⋅⋅

+⋅⋅⋅= Pers. (7.44), Kern)

)( )( ) ( )()( )( )(

psi0,919411,180,082510 4510

1208/12212197.739,320,0031ΔP

=

=


5,22s

⋅


C.21 Heater 1 (E-101)

Fungsi : Menaikkan temperatur CHP sebelum dimasukkan ke reaktor (R-

101)

Jenis : DPHE

Dipakai : pipa 1/4 x 1/8 in IPS, 12 ft hairpin

Jumlah : 1 unit

Fluida panas



Temperatur akhir (T2) = 190 oC = 374 °F

Fluida dingin

Laju alir cairan masuk = 2.715,1993 kg/jam = 5.985,9827 lbm/jam






T1 = 374 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 122 °F Δt1 = 252 °F

T2 =374 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 86°F Δt2 = 288°F

T1 – T2 = 0°F Selisih t2 – t1 = 36°F Δt2 – Δt1 =

36°F

5995,692

452288ln

36

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

(2) Tc dan tc

3742

3743742

TTT 21c =

+=

+= °F


104212286

2ttt 21

c =+

=+

= °F

Fluida panas : anulus, steam

(3) flow area

ft 0,051812

0,622D2 == (Tabel 11, kern)

ft 0,04512

0,54D1 ==

( ) ( ) 2

2221

22

a ft 0,00054

045,00,05184

DDa =−

=−

=ππ

( ) ( ) 0,0147

045,0045,00,0518

DDDDdiamEquivalen

22

1

21

22

a =−

=−

=

(4) kecepatan massa

2a

aa

ft . jamlbm 1732,283.09

0,000546,9385G

aWG

==

=

(5) Pada Tc = 374 0F , μ = 0,0167 cP (Gbr. 15, kern)

μ = 0,0167 cP = 0,0167 x 2,42 = 0,0403 lbm/ft.jam

7023,927.32

0,04031732,283.900147,0Re

GDRe

a

aaa

=×

=

×=

μ

(6) JH = 100 (Gbr.24, kern)

(7) Pada Tc = 374 0F , c = 0,765 Btu/lbm .0F (Gbr.3, kern)

k = 0,0244 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

0812,10,0244

0,0403 . 0,765k . c 3

13

1

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ μ

14,0

W

31

o k . ch ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

μμμ

eH D

kJ (pers. (6.15b), kern)


)F)(ftBtu/(jam)(179,4178

10812,10,01470,0244100

02=

×××=

Fluida dingin : inner pipe

(3’) ft 0,030312

0,3640D == (Tabel 11, kern)

22

p ft 0,00074Da ==π

(4’) kecepatan massa

2p

pp

ft . jamlbm 7081,003.280.8

0,00075.985,9827G

aWG

==

=

(5’) Pada tc = 104 0F , μ = 1,0900 cP (Gbr. 15, kern)

μ = 1,0900 cP = 1,0900 x 2,42 = 2,6465 lbm/ft.jam

3229,824.138.1

2,64657081,003.280.80303,0Re

GDRe

p

ppp

=×

=

×=

μ

(6’) JH = 920 (Gbr.24, kern)

Pada Tc = 104 0F , c = 1,0210 Btu/lbm .0F (Gbr.3, kern)

k = 0,0940 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

0633,30,0940

2,6465 . 1,0210k . c 3

13

1

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ μ

(7’) 14,0

W

31

i k . ch ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

μμμ

eH D

kJ (pers. (6.15a), kern)

)F)(ftBtu/(jam)( 8.733,4646

10633,30,03032,6465920

02=

×××=


(8’) ))(ftBtu/(jam)(5.110,9021 0,62200.3640 4646,733.8hh 02

iio FODID

=×=×=

(pers.6.5,kern)

(9) clean averall coefficient, Uc

))(ftBtu/(jam)(173,33309,4178719021,110.5

179,41789021,110.5hhhh

U 02

oio

oioC F=

+×

=+×

=

(10) UD

Rd ketentuan = 0,003

F ft2 btu/jam0349,114U

0,002173,3330

1U1

U1

D

CD

=

+=+= DR

(11) Luas permukaan yang diperlukan

Q = UD x A x Δ t

2

D

ft 2989,1 5995,692 114,0349

539.931,650U

Q A =+

=Δ×

=t

Panjang yang diperlukan ft 2117,90,14101,2989

==

Berarti diperlukan 1 pipa hairpin 12 ft .

(12) luas sebenarnya = 1 x 24 x 0,1410 = 3,3840 ft2

F/Btu ft2 jam 0,01717691,43173,3330

43,7691-173,3330UUUU

R

F ft2 btu/jam 7691,43 5995,6923,3840

539.931,650A

Q U

DC

DCD

D

=×

=×−

=

=+

=Δ×

=t

Pressure drop


(1) De’ = (D2 – D1) = (0,0518 - 0,0450) = 0,0068 ft

Rea’ 0303,302.150,0403

1732,283.900068,0 De'=

×=

×=

μaG

F 0,00810303,302.15264,00035,0 0,42 =+= (pers.(3.47b),kern)

s = 1, ρ = 1 x 62,4295 = 62,4295


(2) ΔFa ft 0,14260,006862,42951018.42

21315.302,0300,0097x 424

28

2

2

2

=××××××

==e

a

DgLfG

ρ

(3) V ft/s 0,401762,4295 3600

315.302,0303600

=×

==ρ

aG

Fi ft 0,00752,322

0,40173'2

322

=⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛×

×=⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛×=

gV

ΔPa psi 0,0651144

62,42950,0075) (0,1426=

×+=

ΔPa yang diperbolehkan = 2 psi


(1’) Rep’= 569412,1410

ρ = 42,84279

(2’) ΔFp ft 5463,20,006842,8427910.18.42

2170818.820.003,x 0,0097424

28

2

2

2

=×××

××==

DgLfGp

ρ

(3’) ΔPp psi 7576,0144

84279,24 2,5463=

×=

ΔPp yang diperbolehkan = 10 psi

C.22 Heater 2 (E-202)

Fungsi : Menaikkan temperatur CHP sebelum dimasukkan ke reaktor (R-

101)

Jenis : DPHE

Dipakai : pipa 2 x 1 in IPS, 12 ft hairpin

Jumlah : 1 unit

Fluida panas



Temperatur akhir (T2) = 190 oC = 374 °F


Fluida dingin







T1 = 374 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 315,59 °F Δt1 = 58,41 °F

T2 =374 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 86°F Δt2 = 288°F

T1 – T2 = 0°F Selisih t2 – t1 = 229,59°F Δt2 – Δt1 = 229,59

°F

9009,143

58,41288ln

36

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F

Tc dan tc

3742

3743742

TTT 21c =

+=

+= °F

795,0022

59,315862

ttt 21c =

+=

+= °F


(3) flow area tube

ft 0,087412

1,0490D2 == (Tabel 11, kern)

ft 0,070012

0,84D1 ==

( ) ( ) 2

2221

22

a ft 0,00224

0700,00,08744

DDa =

−=

−=

ππ

( ) ( ) 0,0392

0700,00700,00,0874

DDDDdiamEquivalen

22

1

21

22

a =−

=−

=


(4) kecepatan massa

2a

aa

ft . jamlbm 3262,856.233

0,0022503,7668G

aWG

==

=

(5) Pada Tc = 200,795 0F , μ = 2,25 cP (Gbr. 15, kern)

μ = 2,25 cP = 2,25 x 2,42 = 5,445 lbm/ft.jam

3356,183.227

0,04033262,856.2330392,0Re

GDRe

a

aaa

=×

=

×=

μ

(6) JH = 490 (Gbr.24, kern)

(7) Pada Tc = 374 0F , c = 0,765 Btu/lbm .0F (Gbr.3, kern)

k = 0,0244 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

0812,10,0244

0,0403 . 0,765k . c 3

13

1

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ μ \

(8) 14,0

W

31

i k . ch ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

μμμ

eH D

kJ (pers. (6.15b), kern)

)F)(ftBtu/(jam)( 330,0569

10812,10,01470,0244490

02=

×××=


(3’) ft 0,051812

0,6220D == (Tabel 11, kern)

22

p ft 0,00214Da ==π

(4’) kecepatan massa

2p

pp

ft . jamlbm 5507,843.149.2

0,00214.538,2643G

aWG

==

=


(5’) Pada tc = 104 0F , μ = 2,25 cP (Gbr. 15, kern)

μ = 2,25 cP = 2,25x 2,42 = 5,4450 lbm/ft.jam

5975,583.245

5,44505507,843.149.26220,0Re

GDRe

p

ppp

=×

=

×=

μ

(6’) JH = 520 (Gbr.24, kern)

(7’) Pada Tc = 200,795 0F , c = 1,25 Btu/lbm .0F (Gbr.3, kern)

k = 0,0915 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

2056,40,0915

5,4450 . 1,25k . c 3

13

1

=⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ μ

(8’) 14,0

W

31

i k . ch ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

μμμ

eH D

kJ (pers. (6.15a), kern)

)F)(ftBtu/(jam)( 3.860,5060

12056,40,05185,4450520

02=

×××=

(9’) ))(ftBtu/(jam)(0703,289.2 1,04900,622 5060,860.3hh 02

iio FODID

=×=×=

(pers.6.5,kern)

(10) clean averall coefficient, Uc

))(ftBtu/(jam)(4638,2880569,330.289,070321

0569,3300703,289.2hhhh

U 02

oio

oioC F=

+×

=+×

=

(11) UD

Rd ketentuan = 0,003

F ft2 btu/jam6398,154U

0,003288,4638

1U1

U1

D

CD

=

+=+= DR

(12) luas permukaan yang diperlukan

Q = UD x A x Δ t

2

D

ft 2590,19 9009,143 154,6398

80428.566,11U

Q A =+

=Δ×

=t


Panjang yang diperlukan ft 5408,870,2200

19,2590==

Berarti diperlukan 4 pipa hairpin 12 ft yang disusun seri.

(13) luas sebenarnya = 4 x 24 x 0,2200 = 21,12 ft2

F/Btu ft2 jam 0,00360134,141 288,4638

141,0134-288,4638UUUU

R

F ft2 btu/jam 0134,141 9009,14321,12

80428.566,11A

Q U

DC

DCD

D

=×

=×−

=

=+

=Δ×

=t

Pressure drop


(1) De’ = (D2 – D1) = (0,0874 - 0,07) = 0,0174ft

Rea’ 8231,023.1010,0403

3262,856.2330174,0 De'=

×=

×=

μaG

F 0,00568231,023.101

264,00035,0 0,42 =+= (pers.(3.47b),kern)

s = 1, ρ = 1 x 62,4295 = 62,4295

(2) ΔFa ft 0,25850,017462,42951018.42

2162233.856,32 x 0,0056424

28

2

2

2

=××××

××==

e

a

DgLfG

ρ

(3) V ft/s 0405,162,4295 3600

62233.856,323600

=×

==ρ

aG

Fi ft 0,05042,322

0405,13'2

322

=⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛×

×=⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛×=

gV

ΔPa psi 0,1339144

62,42950,0504) (0,2585=

×+=

ΔPa yang diperbolehkan = 2 psi


(1’) Rep’= 1626,122792

ρ = 42,84279

(2’) ΔFp ft 0464,00,017442,8427910.18.42

2155072.149.843,x 0,0063424

28

2

2

2

=×××

××==

DgLfGp

ρ


(3’) ΔPp psi 0138,0144

84279,24 0,0464=

×=

ΔPp yang diperbolehkan = 10 psi

C.23 Vaporizer

Fungsi : Memekatkan larutan phenol


Dipakai : 1 in OD Tube 10 BWG, panjang = 12 ft, 4 pass

Fluida panas




Fluida dingin



Temperatur akhir (t2) = 83,55 °C = 182,39 °F





tinggi t2 = 182,39°F Δt1 = 191,61 °F


rendah t1 = 122 °F Δt2 = 252 °F

T1 – T2 = 0 °F Selisih T2 – t1 = 60,39 °F Δt2 – Δt1 =

60,39 °F

4820,220

191,61252ln

60,39

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 =⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= °F


043,614

0

1t2t2T1T

R ==−

−=

0,2396122374

60,39tTttS

11

12 =−

=−−

=

Jika, R = 0 maka Δt = LMTD = 198,3852 °F

(2) Tc dan tc

3742

3743742

2T1TcT =

+=

+= °F

152,192

12239,1822

2t1tct =

+=

+= °F

Dalam perancangan ini digunakan Vaporizer dengan spesifikasi:

Diameter luar tube (OD) = 1 in

Jenis tube = 10 BWG

Pitch (PT) = 1 1/4 in square pitch

Panjang tube (L) =12 ft




2

oo2

D

ft2730,98F3852,981

FftjamBtu40

Btu/jam 17779.836,11ΔtU

QA =×

⋅⋅

=×

=


Jumlah tube, 0969,17/ft91363ft40,ft12

ft1363,94aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah


ID shell 10 in.

c. Koreksi UD

2

2

"t

ft4480,149/ftft0,479026ft 12

aNLA

=

××=

××=


F2ftjam

Btu3029,26F3852,198ft4480,149

Btu/jam 17779.836,11ΔtA

QDU 2

°⋅⋅=

°=

⋅=

x

Fluida dingin : Bahan,Tube


n144

'tatN

ta××

= (Pers. (7.48), Kern)

2ft 0,02164144

0,47926t =

××

=a

(4) Kecepatan massa

ta

WtG = (Pers. (7.2), Kern)

2ftjammlb

3682,396.420,0216

916,6743tG

⋅==


Pada Tc = 374°F

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 10 BWG, diperoleh

ID = 0,732 in

μ

tGIDtRe

×= (Pers. (7.3), Kern)

1599,4855,6947

3682,396.42)12/732,0(tRe =

×=

(6) JH = 4 (Gbr.24, kern)

3

1⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

cDkjH

sih μ


Karena viskositas rendah, maka diambil φt = 1

tφtφ

iohioh ×=

hio = 44,66

Fluida panas : steam,shell



TP144

B'CsDsa

×××

= ft2

(Pers. (7.1), Kern)



PT = Tube pitch = 1,25 in


= 1,25 – 1 = 0,25 in

2ft 0,03471,25144

5,20,2510sa =

×××

=


sa

wsG = (Pers. (7.2), Kern)

2ftjammlb

8653,535.1720,0347

5.990,8287sG

⋅==


Pada tc = 152,19 °F

Untuk 1 in dan 1 1/4 Square pitch, diperoleh de = 0,0825 in.

μ


2109,392.25,9529

53172.535,86 x 0,0825sRe ==


(7′) Pada tc = 152,19 °F

31⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ⋅

××=k

c

eDkjH

soh μφ


1163,231sφoh=


sφsφoh

oh ×=


ho = 231,1163

(8) Clean Overall coefficient, UC

F2ftBtu/jam 37,4245 1163,23166,44 1163,23166,44

ohiohohioh

CU °⋅⋅=+×

=+

×=


(9′) Faktor pengotor, Rd

0,011326,3029 37,3245

3029,264245,37UUUU

RDC

DCd =

×−

=×−

=

Pers. (6.13), Kern)

Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi vaporizer dapat diterima.

Pressure drop

Fluida panas : Steam, tube

(1) Untuk Ret = 485,1599

f = 0,0016 ft2/in2 (Gbr. 26, Kern)

s = 1,0538 (Gbr. 6, Kern)

φt = 1

(2) tφsID10105,22

nL2tGf

tΔP⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅= (Pers. (7.53), Kern)

( ) (( )(

))( )

psi0,038511,05380,7320/1210105,22

4)20(2)2.396,36824(0,0016tΔP

=⋅

=


2V = 0,0012

psi 0,0182

.0,00121,0538(4).(4)

2g'

2V.s

4nrΔP

=

=

=

ΔPT = ΔPt + ΔPr


= 0,0385 psi + 0,0182 psi

= 0,0567 psi



(1′) Untuk Res = 2.392,2109

f = 0,0030 ft2/in2 (Gbr. 29, Kern)

s = 1,1845

(2′) 6,571N =+

(3′) ( )

sφseD10105,22

1NsD2sGf

sΔP⋅⋅⋅⋅

+⋅⋅⋅= Pers. (7.44), Kern)

( )( ) ( )(( )( )( )

)

psi0,8411,18450,082510105,22

57,610/12253172.535,860,0030sΔP

=⋅

=


C.24 Dekanter (DC-201)

Fungsi : Memisahkan amonium hidroksida dan amonium sulfat dari

campurannya berdasarkan perbedaan densitas komponennya

Bentuk : horizontal silinder


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

- Temperatur(T) : 30 oC

- Tekanan (P) : 1 atm = 14,696 psia

Laju alir massa (F) = 2.060,6788 kg/jam x kg0,4536

lbm 1 = 4.542,9427 lb/jam


Sifat Fisika bahan yang masuk ke dekanter

Komponen

Laju alir

(kg/jam) % Berat

Densitas

(kg/m3)

Viskositas

(cp)

Volume

m3 ln

CHP 127,8184 0,0620 653,0000 0,1010 0,1957 -2,2926

Cumene 522,6196 0,2536 862,0000 0,3190 0,6063 -1,1426

Phenol 1.252,2456 0,6077 1059,0000 0,8710 1,1825 -0,1381

Aseton 155,8403 0,0756 790,0000 0,1680 0,1973 -1,7838

Air 0,1386 0,0001 998,0000 0,2670 0,0001 -1,3205

NH4OH 0,9918 0,0005 1024,6000 0,1010 0,001 -2,2926

NH4HSO4 1,0124 0,0005 2052,4140 0,1010 0,0005 -2,2926

Total 2.060,6788 2,1834

ρ campuran = 963,9808 kg/m3 x 3

3

kg/m1000lbm/ft43,62 = 60,1816 lbm/ft3

Lapisan Bawah (A)

Terdiri dari amonium hidroksida,amonium sulfat dan air.

Laju Massa A = 2,1543 kg/jam

Densitas lapisan bawah (heavy) :


3

kg/m1000lbm/ft43,62 = 46,8726 lbm/ft3

Lapisan Atas (B)

Terdiri dari aseton,phenol,cumene,CHP dan air.

Laju Massa B = 2.058,5245 kg/jam

Densitas lapisan atas (light) :


3

kg/m1000lbm/ft43,62 = 30,0730 lbm/ft3

µ campuran = 0,5204 cp

Perhitungan waktu pemisahan :

t = BA ρρμ

−24,6 (McCabe, 1994)


Dimana :

t = waktu paruh (jam)

ρA, ρB = densitas zat cair A dan B (lbm/ft3)

µ = viskositas fasa kontinu (cp)

Maka :

t = 1933,00730,30 46,8726

0,520424,6=

−x jam

Desain Tangki Dekanter

a. Volume tangki

Volume larutan, Vl =

3mkg9846,963

jam1933,0xjamkg 2.060,6788

= 0,4132 m3

Dekanter 98% penuh, maka volume dekanter yang diperlukan :

= 98,0

4132,0 = 0,4216 m3

b. Diameter dan Tinggi Shell

Volume shell tangki (Vs)

Vs = 41 π D2 Hs (Hs : D = 5 : 1)

Vs = 45π D3

Volume tutup tangki (Ve)

Ve = 241π D3 (Brownell,1959)

Volume tangki (V)

V = Vs + 2Ve

0,4216 = 1216 π D3

D = 0,4653 m = 18,3171 in

Hs = 5 x D = 5 x 0,4653 = 1,4594 m


c. Tebal Shell Tangki

Hc = VVc x D = 4653,0

0,4216 0,4132 x = 0,4560 m

Tekanan hidrostatik :

P = ρ x g x h

= = 963,9846 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 0,4560 m

= 4.307,3929 Pa = 0,6247 psi

Faktor kelongaran = 5 %

Poperasi = Po + Phidrostatik

Dimana Po = 1 atm = 14,696 psi

Poperasi = 14,696 psi + 0,6247 psi = 15,3207 psi

Pdesign = 1,05 x Poperasi = 1,05 x 15,3207 psi = 16,0868 psi

Digunakan bahan konstruksi Carbon steel, SA – 285, Gr.C (Timmerhaus, 2003)

Tekanan izin, S = 13.750 psi

Ef. Sambungan Ej = 0,85

C = 0,04 in/tahun (Perry, 1984)

n = 10 tahun

Izin korosi,Cc = 0,04 in/tahun x 10 tahun = 0,4 in

Tebal shell tangki,

ts = d

d

PESDP

2,12 − + Cc

= psiapsia

inpsia ,0868)612,1()85,0750.132(

4910,11 16,0868×−××

× + 0,4

= 0,4126 in.

Maka dipilih tebal plat tangki = 1/2 in

d. Diameter, tinggi dan tebal tutup tangki

Diameter tutup = diameter tangki = 0,4653 m

Rasio axis = 2 : 1

Tinggi tutup = 1163,02

0,465321

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ m


Tebal tutup = tebal tangki = 1/2 in

e. Perhitungan lubang keluaran zat cair

Tinggi zat cair, ZT = 0,4560 m

Tinggi zat cair berat, ZA1 = 6788,060.2

2,1543 x 0,4560 = 0,0005 m

Dari Warren L. McCabe, 1994, hal 34

ZA1 = AB

AB

ρρρρ

/1)/(ZZ TA2

−−

0,0003 = ) 8030,750/ 7082,814(1

) 8030,507/ 7082,481( 60540,ZA2

−−

ZA2 = 0,2927 m

C.25 Reaktor (R-101)







Kondisi operasi:




Tabel data-data sifat fisika

Komponen M

(kg/jam)

ρ

(kg/liter)

V (liter/jam)

CHP 2.172,1594 0,653 3.326,4309

Cumene 543,0399 0,862 629,9767

Air 0,0177 0,998 0,0177

Asam Sulfat 0,8689 1,8144 0,4789

Total 2.716,0859 3.956,9042

Perhitungan :

a. Volume tangki

V = vo x τ

τ = 0,25 jam (US Patent No. 5.530.166)

V = 3.956,9042 liter/jam x 0,25 jam = 989,2261 liter = 0,9892 m3

Faktor kelonggaran (fk) = 20 %


= 1,1871 m3

Banyak tangki = 1 Buah

b. Diameter,Tinggi dan Tebal Tangki

Volume silinder

V = 41 π D2 Hs (Hs : D = 3 : 2)

Vs = 83π D3

V = 41 π D2 Hs (Hh = 1/6)

Vh = 241π D3

V = 41 π D2 Hs (Ha = D)


Va = 41π D3

Vt = Vs + Vh + Va

Vt = 83π D3 +

241π D3 +

41π D3

Vt =

32π D3

D = 3

23

tVπ

D = 0,8278 m = 2,7157 ft


Hc = 1,5956 m

Hc sebenarnya = HC + Ha

Hc sebenarnya = 1,5956 + 0,8278 = 2,4234 m

Tebal dinding tangki, Cc+−

=0,6PSE

PDt (Peters, 2004)


Ph c ,144

)1( ρ−=

Pdesain = 16,7643

P = 16,7643 × 1,2 = 20,1172 psi (faktor kelonggaran 20%)





R = 1,3579 ft

Maka, tebal dinding tangkil:

in

t

2305,0

42,0psi) (20,11726,0psi)(0,85) (12.650

x121,3579 x psi) (20,1172

=

+−

=

Tebal standar yang digunakan = 1/4 in


c. Pengaduk

Jenis : Marine propeller tiga daun

Kecepatan putaran (N) = 60 rpm = 1 rps (US Patent)

Efisiensi motor = 80 %

Pengaduk didesain dengan standar sebagai berikut : (McCabe, 1994, Hal.235)

Da : Dt = 1 : 3 J : Dt = 1 : 12

W : Da = 1: 8 L : Da = 1 : 4 E : Da = 1 : 1

Jadi:

1. Diameter impeller (Da) = 1/3 × Dt = 1/3 × 2,7157 = 0,9052 ft

2. Lebar baffle (J) = 1/12 x Dt = 1/12 x 2,7157 = 0,2263 ft

3. Lebar daun impeller (W) = 1/8 × Da = 1/8 × 0,9052 = 0,1132 ft

4. Panjang daun impeller (L) = 1/4 x Da = 1/4 x × 0,9052 =0,2263ft

5. Tinggi pengaduk dari dasar (E) = Da = 0,9052 ft

Viskositas campuran (µcampuran) = 7,0617 lb/ft.s

Daya untuk pengaduk,

Bilangan Reynold ( NRe)

NRe = 8682,24./lb 7,0617

/8514,240,90525DN 3222a =

××=

××sft

ftlbftrpsμ

ρ

55017,32)8514,42)5(5,2)9052,0(P

35

xx××

= = 60,2194 ft⋅lbf/s = 0,4601 hp

Karena efisiensi motor, η = 80 %

Jadi, daya motor adalah = 0,5751 hp

d. Jacket

Diameter luar mixer = diameter dalam + 2 x tebal dinding

= (2,7157 x 12) + (2 x 0,2305 )

= 33,0495 in

Asumsi jarak jaket = 0,5


Diameter dalam jaket = 33,0495 + ( 2 x 0,5)

= 34,0495 in

Tinggi jaket = H = Hs

= 1,2416


Ph c ,144

)1( ρ−=

Pdesain = 16,7643

Tebal Jaket ,

in

t

2266,0

42,0psi) (16,76436,0psi)(0,85) (12.650

12,4347 x psi) (16,7643

=

+−

=

C.26 Reaktor Netralizer (R-201)


Jenis : Reaktor dengan tutup ellipsoidal, serta dilengkapi dengan jacket

pemanas.




Kondisi operasi:




Tabel data-data sifat fisika

Komponen M (kg/jam) ρ (kg/liter) V (liter/jam) Laju Alir

(mol jam)

Cumene 543,0399 0,8620 629,9767 4,5182

CHP 130 0,6530 199,5859 0,8563

Phenol 1.262,6263 1,0700 1.180,0246 13,4161

Aseton 779,2071 0,7900 986,3381 13,4161

Asam Sulfat 0,8689 0,9990 0.8698 0.0089

Air 0,0177 0,9900 0.0179 0.0010

Ammonium Hidroksida 1,3034 1,2046 1,0820 0.0372

Total 2.717,3929 2.997,8949 32,2538

Perhitungan :

c. Volume tangki

V = 3/3771,025,0/2538,32

mmoljamxjammol = 21,3828 m3

Faktor kelonggaran (fk) = 20 %

Volume tangki, VT = 21,3828 + (0,2 x 21,3828 m3

= 25,6593 m3

Banyak tangki = 1 Buah

d. Diameter,Tinggi dan Tebal Tangki

Volume silinder

V = 41 π D2 Hs (Hs /D = 0,25)

Vs = 161π D3

V = 41 π D2 Hs (D : Hh = 3/4)

Vh = 124π D3

Vt = Vs + Vh


Vt = 161π D3 +

124π D3

D = 2,7432 m = 8,9999 ft


Hc = 3,0480 m

Tebal dinding tangki, Cc+−

=0,6PSE

PDt (Peters, 2004)


Ph c ,144

)1( ρ−=






R = 4,5 ft

Maka, tebal dinding tangkil:

in

t

5117,0

42,0psi) (18,23266,0psi)(0,85) (12.650

x124,5 x psi) (18,2326

=

+−

=

Tebal standar yang digunakan = 3/4 in

c. Jacket Air Dingin

Diameter luar mixer = diameter dalam + 2 x tebal dinding

= (8,9999 x 12) + (2 x 0,5117 )

= 109,0222 in

Asumsi jarak jaket = 0,5

Diameter dalam jaket = 109,0222 + ( 2 x 0,5)

= 110,0222 in

Tinggi jaket = H = Hs

= 0,6858


Ph c ,144

)1( ρ−=



Tebal Jaket ,

in

t

5134,0

42,0psi) (18,23266,0psi)(0,85) (12.650

55,0111 x psi) (18,2326

=

+−

=

C.27 Kolom Distilasi (D-201)

Fungsi : memisahkan Phenol

Jenis : sieve – tray

Bentuk : silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C

Jumlah : 1 unit

LWLDavL ααα ., = (Geankoplis,1997)

)log()]/)(/log[(

,avL

LWHWHDLDm

WXWXDXDXN

α= (Geankoplis,1997)

= 9,943

Dari Fig 11.7-3, Geankoplis, hal:688 diperoleh N

N m = 0,64 maka:

N = 64,0

943,964,0

=mN= 15,5366

Efisiensi kolom destilasi = 85 %

N = 15,5366/0,85 = 18,2782 =19

Penentuan lokasi umpan masuk

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

2

log206,0logHD

LW

LF

HF

s

e

XX

DW

XX

NN

(Geankoplis,1997)

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=

2

0017,00001,0

9416,36470,6

0,003970,6283log206,0log

s

e

NN

0,4834=s

e

NN


Ne = 12,8084 =13

Ne = 6

Jadi, umpan masuk pada piring yang ke 7

Rancangan kolom

Direncanakan : Tray spacing (t) = 0,4 m

Hole diameter (do) = 4,5 mm (Treybal, 1984)

Space between hole center (p’) = 12 mm (Treybal, 1984)

Weir height (hw) = 5 cm

Pitch = triangular ¾ in

Data :

Tabel Komposisi bahan pada alur Vd destilasi 1 (D-201)

Komponen Vd %mol Mr %mol x

Mr

CHP 0,8388 0,1064 152,1930 16,1918

Cumene 4,3485 0,5515 120,1900 66,2901

Phenol 0,0134 0,0017 94,1130 0,1600

Aseton 2,6835 0,3404 58,0800 19,7683

Air 0,00003 4 x 10-6 18,0000 0,0001

total 3,9421 1,0000 102,4001

Laju alir massa gas (G`) = 0,0022 kmol/s

Laju alir volumetrik gas (Q) =15,27349,4104,220022,0 xx = 0,0738 m3/s

Komposisi bahan pada alur Lb destilasi 1 (D-201)

Komponen Lb %mol kmol

BJ

(kg/m3)

%mol x

BJ

CHP 0,3196 0,0002 0,0021 653,0000 0,1047

Phenol 1.992,8618 0,9998 21,1752 1.059,0000 1.058,8302

total 1.993,1812 1,0000 21,1773 1.058.9349

Laju alir volumetrik cairan (q) = 1058,9349

kg/kmol 94,1188 x kmol/s 0,0059 = 0,0005 m3/s

Surface tension (σ) = 0,04 N/m (Lyman, 1982)


2o

a

o

p'd

907,0AA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

2

a

o

0,01200,0045907,0

AA

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛= = 0,1275

=⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛2/1

V

L

ρρ

Q'q 1,0731

α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,4) + 0,01173 = 0,0415

β = 0,0304t + 0,015 = 0,0304(0,40) + 0,015 = 0,0272

CF = 2,0

5,0VL 0,02

σβ)ρ/(q/Q)(ρ

1αlog ⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡+

= 2,0

0,020,040,0272

1,07311log 0,0415 ⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡+

= 0,0297

VF =

5,0

V

VLF ρ

ρρC ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛ −

= 5,0

48,88168816,489349,10580,0297 ⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛ −

= 0,1352 m/s

Asumsi 80 % kecepatan flooding (Treybal, 1984)

An = 1325,08,0

0,0738×

= 0,6824 m2

Untuk W = 0,7T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas downspout sebesar 8,8%.

At = 7482,0088,01

6824,0=

−m2

Column Diameter (T) = [4(0,7482)/π]0,5 = 0,9763 m

Weir length (W) = 0,7(0,9763) = 0,6834 m

Downsput area (Ad) = 0,088 (0,7482) = 0,0658 m2

Active area (Aa) = At – 2Ad =0,742 – 2(0,0658) = 0,6165 m2 Weir crest (h1)

Misalkan h1 = 0,025 m

h1/T = 0,027/0,9763 = 0,0256


2

1

5,0222eff

WT

Th21

WT

WT

WW

⎪⎭

⎪⎬⎫

⎪⎩

⎪⎨⎧

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛+

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛

9194,0W

Weff =⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

3/2eff

3/2

1 WW

Wq666,0h ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

m 0,0053h1 =

perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0,0053 m hingga nilai h1 konstan pada nilai

0,0055 m.

Perhitungan Pressure Drop

Dry pressure drop

Ao = 0,1275 x 0,6165 = 0,0786 m2

uo = 9384,00786,0

0,0738AQ

o

==

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

L

v2

o

2o

d ρρ

Cu

0,51h

m 0,0048 mm 7597,4h d ==

Hydraulic head

0,61650738,0

AQV

aa == = 0,1197 m/s

26834,09763,0

2 W Tz +

=+

= = 0,8299 m

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛+−+=

zq225,1ρVh 238,0h 725,00061,0h 5,0

VawwL

m 0061,0h L =


Residual pressure drop

gdρg σ 6

hoL

cR =

,8)(0,0045)(9 1058,9349(1) (0,04) 6h R = = 0,0051 m

Total gas pressure drop

hG = hd + hL + hR

hG = 0,0048 + 0,0061 + 0,0051

hG = 0,016 m Pressure loss at liquid entrance

Ada = 0,0171 W = 0,6834 m2 2

da2 A

qg23h ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

2

2 0,01710,0005

g23h ⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛= = 0,0001 m

Backup in downspout

h3 = hG + h2

h3 = 0,016 + 0,0001

h3 = 0,0161 m

Check on flooding

hw + h1 + h3 = 0,05 + 0,0055 + 0,0161

hw + h1 + h3 = 0,0717 m

t/2 = 0,4/2 = 0,2 m karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan

rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi flooding.

Spesifikasi kolom destilasi

Tinggi kolom = 19 x 0,4 m = 7,6 m

Tinggi tutup = ( 9763,041 ) = 0,2441 m

Tinggi total = 7,6 + 2(0,2441) = 8,0881 m

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa

Faktor kelonggaran = 5 %

Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959)


Allowable stress = 12650,0000 psia = 87217,955 kPa (Brownell,1959)

Tekanan uap pada bagian dalam kolom destilasi:

Basis perhitungan = 1 jam operasi

Laju volumetrik gas = 0,0738 m3/s

Densitas gas (ρv) = 48,8816 kg/m3

Massa gas pada kolom destilasi = smkg 3600/8816,48/sm0738,0 33 ××

= 12.986,3433 kg

kPa4207,062N/m44206.420,70m6165,0

m/s9,8kg 312.986,343

2

2

2

==

×=

×==

Agm

AFP

Maka Pdesign = (1 + 0,05) x (101,325 kPa + 206,4207 kPa) = 323,1330 kPa

Tebal shell tangki:

1,2P-2SEPDt =

) 301,2(323,13-50)(0,8)2(87217,95(0,6903)(323,1330)t = = 0,0023 m = 0,0893 in

Faktor korosi = 0,125 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0893 in + 0,125 in = 0,2143 in



LAMPIRAN D

PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTILITAS

1. Screening (SC)

Fungsi : menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis : bar screen

Jumlah : 1

Bahan konstruksi : stainless steel

Kondisi operasi:

- Temperatur = 30 oC

- Densitas air (ρ) = 996,24 kg/m3 (Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F) = 1.915,4417 kg/jam

Laju alir volume (Q) = 3/24,9963600/1/ 1.915,4417

mkgsjamjamkg × = 0,0005 m3/s

Dari tabel 5.1 Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater

Ukuran bar:

Lebar bar = 5 mm; Tebal bar = 20 mm;

Bar clear spacing = 20 mm; Slope = 30°

Direncanakan ukuran screening:

Panjang screen = 2 m

Lebar screen = 2 m

Misalkan, jumlah bar = x

Maka, 20x + 20 (x + 1) = 2000

40x = 1980

x = 49,5 ≈ 50 buah

Luas bukaan (A2) = 20(50 + 1) (2000) = 2.040.000 mm2 = 2,04 m2

Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan Cd = 0,6

dan 30% screen tersumbat.


Head loss (Δh) = 22

2

22

2d

2

(2,04) (0,6) (9,8) 2(0,0005)

A C g 2Q

=

= 9,7138E-09 m dari air

2 0 0 0

2 0 0 0

2 0

Gambar LD-1: Sketsa sebagian bar screen , satuan mm (dilihat dari atas)

2. Bak Sedimentasi (BS)

Fungsi : untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jumlah : 1

Jenis : beton kedap air

Data :

Kondisi penyimpanan : Temperatur = 28 oC

Tekanan = 1 atm

Laju massa air : F = 1.915,4417 kg/jam = 1,1730 lbm/s

Densitas air : 996,24 kg/m3 = 62,1936 lbm/ft3

Laju air volumetrik, /sft 0,0189lbm/ft 62,1936 lbm/s 1,1730

ρFQ 3

3 ===

= 0,0005 m3/s = 1,1316 ft3/min

Desain Perancangan :

Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif (Kawamura, 1991).

Perhitungan ukuran tiap bak :

Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir adalah (Kawamura, 1991) :

0υ = 1,57 ft/min atau 8 mm/s

Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi :

Kedalaman tangki 12 ft


Lebar tangki 1 ft

Kecepatan aliran ft/min 0,0943 ft1ft x 12/minft 1,1316

AQv

3

t

===

Desain panjang ideal bak : L = K ⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

0υh v (Kawamura, 1991)

dengan : K = faktor keamanan = 1,5

h = kedalaman air efektif ( 10 – 16 ft); diambil 10 ft.

Maka : L = 1,5 (10/1,57) . 0,0943

= 0,9010 ft

Diambil panjang bak = 1 ft = 0,3048 m

Uji desain :

Waktu retensi (t) : QVat =

= panjang x lebar x tinggi laju alir volumetrik

min/ft 1,1316 ft 10) x 1 x (1

3

3

= = 8,8370 menit

Desain diterima ,dimana t diizinkan 6 – 15 menit (Kawamura, 1991).

Surface loading : =AQ laju alir volumetrik

luas permukaan masukan air

= 1,1316 ft3/min (7,481 gal/ft3) 1 ft x 1 ft

= 8,4655 gpm/ft2

Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 – 10 gpm/ft2 (Kawamura, 1991).


Headloss (Δh); bak menggunakan gate valve, full open (16 in) :

Δh = K v2

2 g

= 0,12 [0,0943 ft/min. (1min/60s) . (1m/3,2808ft) ]/ 2 (9,8 m/s2)

= 2,7658E-07 m dari air.

3. Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01)

Fungsi : Membuat larutan alum [Al2(SO4)3]

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C

Jumlah : 1

Data:

Kondisi pelarutan: Temperatur = 28°C

Tekanan = 1 atm

Al2(SO4)3 yang digunakan = 50 ppm

Al2(SO4)3 yang digunakan berupa larutan 30 % (% berat)

Laju massa Al2(SO4)3 = 0,0958 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30 % = 1363 kg/m3 = 85,0889 lbm/ft3 (Perry, 1999)

Kebutuhan perancangan = 1 hari

Faktor keamanan = 20 %

Perhitungan:

Ukuran Tangki

Volume larutan, 3l kg/m13630,3hari30jam/hari24kg/jam0958,0V

×××

=

= 0,1686 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,1686 m3

= 0,2024 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3


33

23

2

πD83m 0,2024

D23πD

41m 0,2024

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka: D = 0,5560 m ; H = 0,8340 m

Tinggi cairan dalam tangki = silindervolume

silindertinggixcairanvolume

= )0,2024(

)8340,0)(0,1686( = 0,6950 m = 2,2801 ft

Tebal Dinding Tangki

Tekanan hidrostatik

Phid = ρ x g x l

= 1363 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,6950 m

= 9.283,0476 Pa = 9,2830 kPa

Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa

Poperasi = 9,2830 kPa + 101,325 kPa = 110,6080 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) (110,6080 kPa)

= 116,1384 kPa


Allowable stress = 12650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 0,0182m 0,0005kPa) 841,2(116,13kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) 0kPa)(0,556 (116,13841,2P2SE

PDt

==−

=

−=

Faktor korosi = 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0182 in + 1/8 in = 0,1432 in

Daya Pengaduk


Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle : 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:

Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,5560 m = 0,1853 m

E/Da = 1 ; E = 0,1853 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ x 0,1853 m = 0,0463 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,1853 m = 0,0371 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 0,5560 m = 0,0463 m

dengan :

Dt = diameter tangki

Da = diameter impeller

E = tinggi turbin dari dasar tangki

L = panjang blade pada turbin

W = lebar blade pada turbin

J = lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det

Viskositas Al2(SO4)3 30 % = 6,72⋅10-4 lbm/ft⋅detik ( Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2

aRe = (Geankoplis, 1997)

( )( )( ) 946.809,919 106,72

3,2808 x 0,1853185,0889N 4

2

Re =⋅

= −

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

5a

3T

gρ.D.nK

P = (McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999)


Hp 0,0025 ft.lbf/det 5501Hp x ft.lbf/det 1,3855

.detlbm.ft/lbf 32,1522)lbm/ft (85,0889ft) 3,2808.(0,1853put/det) (1 6,3P 2

353

=

=

×=

Untuk P < ½ kW, efisiensi motor 60% (Geankoplis, 2007). Maka daya motor

yang digunakan:

Daya motor penggerak = 6,0

0,0025 = 0,0042 hp

4. Tangki Pelarutan Soda Abu (Na2CO3) (TP-02)

Fungsi : Membuat larutan soda abu (Na2CO3)



Jumlah : 1

Data :

Kondisi pelarutan : Temperatur = 28°C

Tekanan = 1 atm

Na2CO3 yang digunakan = 27 ppm

Na2CO3 yang digunakan berupa larutan 30 % (% berat)

Laju massa Na2CO3 = 0,0517 kg/jam

Densitas Na2CO3 30 % = 1327 kg/m3 = 82,845 lbm/ft3 (Perry, 1999)



Perhitungan Ukuran Tangki

Volume larutan, 3l kg/m13270,3hari30jam/hari24kg/jam 0,0517V

×××

=

= 0,0935 m3


Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,0935 m = 0,1122 m3


33

23

2

πD83m 0,1122

D23πD

41m 0,1122

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka: D = 0,4568 m ; H = 0,6852 m



= )1122,0(

)652,0)(0935,0( = 0,5710 m =1,8734 ft


Tekanan hidrostatik

Phid = ρ x g x l

= 1327 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,5710 m

= 7.425,7195 Pa = 7,4257 kPa




Maka, Pdesign = (1,05) (108,7507 kPa)

= 114,1883 kPa



Tebal shell tangki:

in 0,0147m 0,0004kPa) 831,2(114,18kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (0,4568 kPa) (114,18831,2P2SE

PDt

==−

=

−=




Daya Pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,4568 m = 0,1523 m

E/Da = 1 ; E = 0,1523 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ x 0,1523 m = 0,0381 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,1523 m = 0,0305 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 0,4568 m = 0,0381 m

dengan :






J = lebar baffle


Viskositas Na2CO3 30 % = 3,69⋅10-4 lbm/ft⋅detik (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2


( )( )( ) 856.029,918 103,69

x3,28080,1523182,845N 4

2

Re =⋅

= −


c

5a

3T

gρ.D.nK

P = ( McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999)


hp 0,0009ft.lbf/det 5501hp x ft.lbf/det 5047,0

.detlbm.ft/lbf 32,174)lbm/ft (82,845ft) 0,2185.(0,1523put/det) 6,3.(1P 2

353

=

=

×=


yang digunakan:


0,0009 = 0,0015 hp

5. Clarifier (CL)

Fungsi : Memisahkan endapan (flok-flok) yang terbentuk karena

penambahan alum dan soda abu

Tipe : External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk : Circular desain

Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C

Data:

Laju massa air (F1) = 1.915,4417 kg/jam

Laju massa Al2(SO4)3 (F2) = 0,0958 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3) = 0,0517 kg/jam

Laju massa total, m = 1.915,5946 kg/jam = 0,5321 kg/detik

Densitas Al2(SO4)3 = 2.710 kg/m3 (Perry, 1999)

Densitas Na2CO3 = 2.533 kg/m3 (Perry, 1999)

Densitas air = 996,2 kg/m3 (Perry, 1999)

Reaksi koagulasi:

Al2(SO4)3 + 3 Na2CO3 + 3 H2O → 2 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 3CO2

Perhitungan:

Dari Metcalf & Eddy, 1984, diperoleh :


Untuk clarifier tipe upflow (radial):

Kedalaman air = 3-10 m

Settling time = 1-3 jam

Dipilih : kedalaman air (H) = 3 m, waktu pengendapan = 1 jam


Diameter dan Tinggi clarifier

Densitas larutan,

( )

533.20,0520

710.2 0,0963

2,996 1.925,6663

0,0520 0,0963 1.925,6663

++

++=ρ

ρ = 996,2478 kg/m3 = 0,9962 gr/cm3

Volume cairan, V = 3 1,9228 2478,996

1/ 1.915,5946 mjamjamkg=

×

V = 1/4 D2H π

D = mHV 0,9036

314,39228,14)4(

2/12/1 =⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛×

×=

π

Maka, diameter clarifier = 0,9036 m

Tinggi clarifier = 1,5 D = 1,3554 m


Tekanan hidrostatik

Phid = ρ x g x l

= 996,2478 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3 m

= 29,2897 kPa




Maka, Pdesign = (1,05) (130,6147 kPa) = 137,1454 kPa


Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:


in 0,0350m 0,0009kPa) 541,2(137,14kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (0,9036 kPa) (137,14541,2P2SE

PDt

==−

=

−=



Desain torka yang diperlukan untuk operasi kontinu yang diperlukan untuk

pemutaran (turnable drive) : (Azad, 1976)

T, ft-lb = 0,25 D2 LF

Faktor beban (Load Factor) : 30 lb/ft arm (untuk reaksi koagulasi sedimentasi )

Sehingga : T = 0,25 [(0,9036 m).(3,2808 ft/m) ]2.30

T = 65,9122 ft-lb

Daya Clarifier

P = 0,006 D2 (Ulrich, 1984)

dimana: P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga,

P = 0,006 × (0,9036)2 = 0,0049 kW = 0,0066 Hp

6. Tangki Filtrasi (TF)

Fungsi : Menyaring partikel – partikel yang masih terbawa dalam air

yang keluar dari clarifier

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal


Jumlah : 1

Data :

Kondisi penyaringan : Temperatur = 28°C

Tekanan = 1 atm


Laju massa air = 1.915,4417 kg/jam

Densitas air = 996,2400 kg/m3 = 62,1935 lbm/ft (Geankoplis, 1997)

Tangki filter dirancang untuk penampungan ¼ jam operasi.

Direncanakan volume bahan penyaring =1/3 volume tangki

Ukuran Tangki Filter

Volume air, 3a kg/m 996,2400 jam0,25 kg/jam 1.915,4417V ×

= = 0,4807 m3

Volume total = 4/3 x 0,4807 m3 = 0,6409 m3

Faktor keamanan 20 %, volume tangki = 1,05 x 0,6409 =0,6729 m3

- Volume silinder tangki (Vs) = 4

HsDi. 2π

Direncanakan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 1

Vs = 4.3 3Diπ

0,6729 m3 = 4.3 3Diπ

Di = 0,8492 m; H = 2,5475 m

Tinggi penyaring = ¼ x 2,5475 m = 0,6369 m

Tinggi air = ¾ x 2,5475 m = 1,9106 m

Perbandingan tinggi tutup tangki dengan diameter dalam adalah 1 : 4

Tinggi tutup tangki = ¼ (0,8492) = 0,2123 m

Tekanan hidrostatis,

Pair = ρ x g x l

= 996,2400 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,9106 m

= 18.653,6898 Pa

= 18,6537 kPa




Maka, Pdesign = (1,05)( 119,9787) = 125,9776 kPa



Allowable stress = 12,650 psia = 87218,714 kP (Brownell,1959)

Tebal shell tangki :

in 0,0302m 0,0008kPa) 76,6.(125,970kPa)(0,8) 4(87.218,71

m) (0,8492 kPa) (125,97761,2P2SE

PDt

==−

=

−=



7. Tangki Utilitas-01 (TU-01)

Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan



Kondisi penyimpanan : Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 28 oC

Laju massa air = 1.915,4417 kg/jam = 1,1730 lbm/s

Densitas air = 996,680 kg/m3 = 62,2210 lbm/ft3 (Geankoplis, 1997)

Kebutuhan perancangan = 3 jam

Perhitungan Ukuran Tangki :

Volume air, 3a kg/m996,2210jam3kg/jam 1.915,4417 V ×

= = 5,7655 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 × 5,7655 m3 = 6,9189 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 5 : 6

33

23

2

πD103m 6,9189

D56πD

41m 6,9189

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=


D = 1,9438 m ; H = 2,3326 m



= ) 9186,6(

) (2,3326) 7955,5( = 1,9438 m = 6,3773 ft


Tekanan hidrostatik

Phid = ρ x g x l = 996,2210 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,9438 m

= 18,9862 kPa

Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa

Poperasi = 18,9862 + 101,325 kPa = 120,3112 kPa

Faktor kelonggaran = 5 %.

Maka, Pdesign = (1,05)(120,3112) =126,3267 kPa



Tebal shell tangki:

1,2P2SEPDt−

=

in 0,0694m 0,0018

kPa) 126,32671,2(kPa)(0,8) 142(87.218,7m) (1,9438 kPa) (126,3267t

==−

=

Faktor korosi = 1/8 in.

Tebal shell yang dibutuhkan = 0,0694 in + 1/8 in = 0,1944 in

8. Tangki Utilitas -02 (TU-02)

Fungsi : menampung air untuk didistribusikan ke domestik



Kondisi operasi :


Temperatur = 30°C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air = 1.176,0000 kg/jam

Densitas air = 996,2400 kg/m3 (Perry, 1997)



Perhitungan:

a. Volume tangki

Volume air, 3a kg/m996,24jam24kg/jam 1.176,0000 V ×

= = 28,3305 m3


b. Diameter tangki

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H =2 : 3

33

23

2

πD83m 33,9966

D23πD

41m33,9966

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka, D =3,0678 m , H = 4,6017 m

Tinggi air dalam tangki = m 4,6017 m 33,9966m 28,3305

3

3

x = 3,8347 m

c. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik

P = ρ x g x l

= 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,8347 m

= 37,4391 kPa


P = 37,4391 kPa + 101,325 kPa = 138,7641 kPa



Maka, Pdesign = (1,05) (138,7641 kPa) =145,7023 kPa


Allowable stress = 12,650 psia = 87.218,714 kP (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 0,1263m 0,0032kPa) 231,2(145,70kPa)(0,8) 142(87.218,7

m)(3,0678 kPa) (145,70231,2P2SE

PDt

==−

=

−=




9. Tangki Pelarutan Asam Sulfat H2SO4 (TP-03)

Fungsi : Membuat larutan asam sulfat


Bahan konstruksi : Low Alloy Steel SA–203 grade A

Kondisi pelarutan : Temperatur = 28°C ; Tekanan = 1 atm

H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 5 % (% berat)

Laju massa H2SO4 = 0,1183 kg/jam

Densitas H2SO4 = 1.061,7 kg/m3 = 66,2801 lbm/ft3 (Perry, 1999)



Ukuran Tangki

Volume larutan, 3l kg/m1061,70,05jam24hari30kg/jam1183,0V

×××

= = 1,6044 m3




33

23

2

πD31m 1,9253

D34πD

41m 1,9253

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka:

D = 1,2253 m ; H = 1,6337 m

Tinggi larutan H2SO4 dalam tangki = silindervolume


= 1,9253

1,6337 1,6044 ×

= 1,3614 m = 4,4665 ft


Tekanan hidrostatik

Phid = ρ x g x l

= 1061,7 kg/m3 x 9,8 m/det2 1,3614 m

= 14,1649 kPa


Poperasi = 14,1649 kPa + 101,325 kPa =115,4899 kPa

Faktor kelonggaran = 5%. Maka, Pdesign = (1,05)(115,4899 kPa) = 121,2644 kPa

Joint efficiency = 0,8 (Brownell, 1959)

Allowable stress = 16250 psia = 112.039,85 kPa (Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:

in 0,0420m 0,0011kPa) 441,2(121,26kPa)(0,8) 852(112.039,

m) (1,2253 kPa) (121,26441,2P2SE

PDt

==−

=

−=




Daya Pengaduk Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller



Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 1,2253 m = 0,4084 m =1,3399 ft

E/Da = 1 ; E = 0,4084 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ x 0,4084 = 0,1021 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,4084 m = 0,0817 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 1,2253 m = 0,1021 m


Viskositas H2SO4 5 % = 0,012 lbm/ft⋅detik (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2


( )( ) 8801,916.90,012

)3993(1,166,2801N2

Re ==


c

5a

3T

gρ.D.nK

P = (McCabe, 1999)

KT = 6,3 (McCabe, 1999)

Hp 0,1019 ft.lbf/det 5501Hp x ft.lbf/det 0598,56

.detlbm.ft/lbf 32,174)lbm/ft (66,2801ft) .(1,3399put/det) (1 6,3P 2

353

=

=

=


yang digunakan:


0,1019 = 0,1699 hp


10. Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)

Fungsi : Mengurangi kesadahan air

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal


Kondisi penyimpanan : Temperatur = 28°C

Tekanan = 1 atm

Data :

Laju massa air = 301,7060 kg/jam = 0,3028 m3 /jam

Densitas air = 996,24 kg/m3 = 62,1936 lbm/ft3 (Geankoplis,1997)



Ukuran anion Exchanger

Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar kation = 3 ft = 0,9144 m


Tinggi resin dalam anion exchanger = 2,5 ft = 0,7620 m

Tinggi silinder = 1,2 × 2,5 ft

= 3,0 ft

Diameter tutup = diameter tangki = 1 ft

Rasio axis = 2 : 1

Tinggi tutup = m2286,0 m 0,9144 21

21

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ (Brownell,1959)

Sehingga, tinggi anion exchanger = 0,2286 m + 2 (0,9144) m = 2,0574 ft


Tekanan hidrostatik

Phid = ρ x g x l


= 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7620 m

= 7,4396 kPa



Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (108,7646 kPa) = 114,2028 kPa


Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:

in 0,0295m 0,0007kPa) 281,2(114,20kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (0,9144 kPa) (114,20281,2P2SE

PDt

==−

=

−=




11. Tangki Pelarutan NaOH (TP-04)

Fungsi : Tempat membuat larutan NaOH


Bahan konstruksi : Carbon Steel, SA-283, grade C

Jumlah : 1

Data :

Laju alir massa NaOH = 0,0657 kg/jam

Waktu regenerasi = 24 jam

NaOH yang dipakai berupa larutan 4% (% berat)

Densitas larutan NaOH 4% = 1518 kg/m3 = 94,7662 lbm/ft3 (Perry, 1999)


Faktor keamanan = 20%,

Perhitungan Ukuran Tangki

Volume larutan, (V1) =)/1518)(04,0(

)30)(/24)(/0657,0(3mkg

hariharijamjamkg = 0,0623 m3

Volume tangki = 1,2 x 0,0623 m3 = 0,0748 m3

Volume silinder tangki (Vs) = 4

HsDiπ 2

(Brownell,1959)

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 2

Maka : Vs = 4

HsDiπ 2

Di = 0,3989 m

Hs = 3/2 x Di = 0,5984 m



= 3

3

m0,0784m))(0,5984m(0,0623 = 0,4987 m


Tekanan hidrostatik

Phid = ρ x g x l


= 1518 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,4987 m

= 7,4187 kPa




Maka, Pdesign = (1,05) (108,7437 kPa)

= 114,1808 kPa


Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in0129,0m 0003,0kPa) 081,2(114,18kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (0,3989 kPa) (114,18081,2P2SE

PDt

==−

=

−=



Daya Pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,3989 m = 0,1330 m = 0,4363 ft

E/Da = 1 ; E = 0,1330 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ x 0,1330 m = 0,0332 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,1330 m = 0,0266m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 0,3989 m = 0,0332 m

dengan :







J = lebar baffle


Viskositas NaOH 4% = 4,302 . 10-4 lbm/ft.det (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2


( )( )( ) 741.931,014 10302,4

0,43631 94,7662N 4

2

Re =⋅

= −


c

5a

3T

gρ.D.nK

P = ( McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999)

hp 0050,0

ft.lbf/det 550x.detlbm.ft/lbf 32,174)lbm/ft (94,7662ft) ,43630.(put/det) 6,3.(1P 2

353

=

=


yang digunakan:


0,0050 = 0,0090 hp

12. Tangki Penukar Kation (Kation exchanger) (KE)

Fungsi : Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk : Silinder tegak dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, Grade B

Jumlah : 1

Kondisi operasi : Temperatur = 280C

Tekanan = 1 atm

Data :

Laju massa air = 301,7060 kg/jam

Densitas air = 996,24 kg/m3 = 62,1936 lbm/ft3 (Geankoplis,1997)



Ukuran Cation Exchanger

Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar kation = 3 ft = 0,9144 m


Tinggi resin dalam cation exchanger = 2,5 ft = 0,7620 m

Tinggi silinder = 1,2 × 2,5 ft

= 3,0 ft

Diameter tutup = diameter tangki = 0,9144 ft

Rasio axis = 2 : 1

Tinggi tutup = ft0,2286 0,914421

21

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ (Brownell,1959)

Sehingga, tinggi cation exchanger = 3,0 ft + 2(0,2286 ft) = 2,0574 ft


Tekanan hidrostatik

Phid = ρ x g x l

= 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7620 m

= 7,4396 kPa



Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (108,7646 kPa) = 114,2028 kPa


Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:

in 0,0295m 0,0007kPa) 281,2(114,20kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (0,9144 kPa)(114,20281,2P2SE

PDt

==−

=

−=




13. Deaerator (DE)

Fungsi : Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C

Jumlah : 1

Kondisi operasi : Temperatur = 90 0C

Tekanan = 1 atm

Kebutuhan Perancangan : 24 jam

Laju alir massa air = 198,5982 kg/jam

Densitas air (ρ) = 996,24 kg/m3 = 62,1936 lbm/ft3 (Perry, 1999)


a. Perhitungan Ukuran Tangki :

Volume air, 3a kg/m996,24jam24kg/jam 198,5982V ×

= = 4,7843 m3


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

33

23

2

πD83m 5,7412

D23πD

41m 5,7412

HπD41V

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka: D = 1,6957 m ; H = 2,5435 m

Tinggi cairan dalam tangki = 5435,2 5,7412 4,7843 x = 2,1196 m

b. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 1,6957 m

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = m 0,4239 m 1,6957 41

=x (Brownell,1959)


Tinggi tangki total = 2,5435 x 2(0,4239) = 3,3914 m

c. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik

P = ρ x g x l

= 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,5435 m

= 20,6942 kPa


P = 20,6942 kPa + 101,325 kPa = 122,0192 kPa




Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kP (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 0614,0m 0,0016 kPa) 011,2(128,12kPa)(0,8) 142(87.208,7

m) (1,6957 kPa) (128,12011,2P2SE

PDt

==−

=

−=




Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan

tebal tutup 1/4 in.

14. Ketel Uap (KU)

Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis : Ketel pipa api

Jumlah : 1

Bahan konstruksi : Carbon steel

Data :

Uap jenuh yang digunakan bersuhu 190°C


Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh

kalor laten steam 1.978,7800 kj/kg = 850,7357 Btu/lbm.

Total kebutuhan uap = 198,5982 kg/jam = 437,8363 lbm/jam

Perhitungan:

Menghitung Daya Ketel Uap

H,P,W 3970534 ××

=

dimana: P = daya ketel uap, hp

W = kebutuhan uap, lbm/jam

H = kalor laten steam, Btu/lbm

Maka,

3,9705,34 850,7357 x 437,8363

×=P = 11,1271 hp

Menghitung Jumlah Tube

Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp

=11,1271 hp × 10 ft2/hp

= 111,271 ft2

Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:

- Panjang tube, L = 18 ft

- Diameter tube 1,5 in

- Luas permukaan pipa, a′ = 0,3925 ft2/ft (Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube,

3925,018 111,271

' ×=

×=

aLANt = 15,7496 ≈ 16 buah

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

Fungsi : Membuat larutan kaporit [Ca(ClO)2]




Kondisi operasi:

Temperatur = 28 °C

Tekanan = 1 atm

Ca(ClO)2 yang digunakan = 2 ppm

Ca(ClO)2 yang digunakan berupa larutan 70 % (% berat)

Laju massa Ca(ClO)2 = 0,0034 kg/jam

Densitas Ca(ClO)2 70 % = 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3 (Perry, 1997)



Perhitungan

a. Ukuran Tangki

Volume larutan, 3/12727,090/24/0,0034

mkghariharijamjamkgVl ×

××= = 0,0082 m3


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

33

23

2

830098,0

23

410098,0

41

Dm

DDm

HDV

π

π

π

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

=

Maka: D = 0,2025 m ; H = 0,3038 m

Tinggi cairan dalam tangki = )0098,0(

)3038,0)(0082,0( = 0,2532 m

b. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik

P = ρ x g x l

= 1272 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,2532 m

= 3,1557 kPa



P = 3,1557 kPa + 101,325 kPa = 104,4807 kPa



Joint efficiency = 0,8

Allowable stress = 87218,714 kPa


Tebal shell tangki:

in 0,0063m 0002,0kPa) 481,2(109,70kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (0,2025 kPa) (109,70481,2P2SE

PDt

==−

=

−=



Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

c. Daya Pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,2025 m = 0,0675 m = 0,2215 ft

E/Da = 1 ; E = 0,0651

L/Da = ¼ ; L = 1/4 x 0,0675 m = 0,0169 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,0675 m = 0,0135 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 0,2025 m = 0,0169 m

dengan :






J = lebar baffle


Viskositas kalporit = 6,7197⋅10-4 lbm/ft⋅detik (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

( )μ

ρ 2

ReaDN

N = (Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1983)


( )( )( ) 5.796,7936 107194,6

2215,014088,794

2

Re =⋅

= −N

NRe < 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

cRe

5a

3T

gNρ.D.nK

P =

KT = 6,3

hp 2,5991.10ft.lbf/det 5501hp x

).detlbm.ft/lbf )(32,17(5,3954.10)lbm/ft (79,4088ft) .(0,2215put/det) 6,3.(1P

9-

23

353

=

=

Efisiensi motor penggerak = 75 %


2,5991.10-9

= 3,4655.10-9 hp

Maka daya motor yang dipilih 1/20 hp

16. Menara Pendingin Air /Water Cooling Tower (CT)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 60°C

menjadi 28°C

Jenis : Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–53 Grade B

Jumlah unit : 6 unit

Kondisi operasi :

Suhu air masuk menara (TL2) = 45 °C = 113 °F

Suhu air keluar menara (TL1) = 30 °C = 86 °F

Suhu udara (TG1) = 28 °C = 82,4°F

Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, Tw = 75°F.

Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,020 kg uap air/kg udara kering

Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 2,5 gal/ft2⋅menit

Densitas air (45°C) = 990,16 kg/m3 (Perry, 1999)


Laju massa air pendingin = 17.624,4052 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin = 17.624,4052 / 990,16 = 17,7996 m3/jam

Kapasitas air, Q = 17,7996 m3/jam × 264,17 gal/m3 / 60 menit/jam

= 78,3685 gal/menit

Faktor keamanan = 20%

Luas menara, A = 1,2 x (kapasitas air/konsentrasi air)

= 1,2 x (78,3685 gal/menit) /(2,5 gal/ft2. menit)= 37,6169 ft2

Laju alir air tiap satuan luas (L) = )s).(1m ).(3600ft (31,1536

ft) 08jam).(3,28 kg/jam).(1 52(17.624,4022

2

= 1,4008 kg/s.m2

Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6

Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 1,1674 kg/s.m2

Perhitungan tinggi menara :

Dari Pers. 9.3-8, Geankoplis, 1997 :

Hy1 = (1,005 + 1,88 x 0,020).103 (28 – 0) + 2,501.106 (0,020)

= 79,2128.103 J/kg

Dari Pers. 10.5-2, Geankoplis, 1997 :

1,1674 (Hy2 – 79,2128.103) = 1,4008 (4187).(45-30)

Hy2 = 154,5788. 103 J/kg


050

100150200250300350400450500

0 20 40 60 80

Suhu

Ent

halp

i 10^

-3

Garis KesetimabanganGaris Operasi

Gambar LD.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)

Ketinggian menara, z = G . (Geankoplis, 1997)

M.kG.a.P ∫

2Hy d−

1* HyHyHy

Hy


Tabel LD.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin

hy hy* 1/(hy*-hy)

79,2128 90 0.0927

100 113 0.0769

140 163,65 0.0423

154,5788 189,55 0.0286

0.00000.01000.02000.03000.04000.05000.06000.07000.08000.09000.1000

0 50 100 150 200

hy

1/(h

y*-h

y)

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

Luasan daerah di bawah kurva dari pada Gambar LD.3: ∫ −

2

1*

Hy

Hy HyHydHy = 2,4155

Estimasi kG.a = 1,207.10-7 kg.mol /s.m3 (Geankoplis, 1997).

Maka ketinggian menara , z =)10013,1()10207,1(29

4155,21674,157 xx

x−

= 7,9524 m

Diambil performance menara 90%, maka dari Gambar 12-15, Perry, 1999,

diperoleh tenaga kipas 0,03 Hp/ft2.

Daya yang diperlukan = 0,03 Hp/ft2 × 37,6169 ft2 = 1,1285 hp

Digunakan daya standar 1 hp


17. Tangki Bahan Bakar (TB-01)

Fungsi : Menyimpan bahan bakar Solar


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, grade B

Jumlah : 1

Kondisi operasi : Temperatur 30°C dan tekanan 1 atm

Laju volume solar = 93,0449 L/jam (Bab VII)

Densitas air = 0,89 kg/l = 55,56 lbm/ft3 (Perry, 1997)


Perhitungan Ukuran Tangki :

Volume solar (Va) = 93,0449 L/jam x 7 hari x 24 jam/hari

= 15.631,5381 L = 15,6315 m3


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 1 : 2

( )33

23

2

D5708,1m 18,7578

2DπD41m 18,7578

HπD41V

=

=

=

D = 2,2857 m ; H = 4,5714 m = 14,9979 ft



= )7578,18(

)5714,4)(6315,15( = 3,8095 m


Tekanan hidrostatik

Phid = ρ x g x l = 890,0712 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,8095 m = 33,2292 kPa

Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa

Poperasi = 33,2292 + 101,325 kPa = 134,5542 kPa

Faktor kelonggaran = 5 %.


Maka, Pdesign = (1,05)(134,5542 kPa) = 141,2819 kPa



Tebal shell tangki:

1,2P2SE

PDt−

=

in0912,0m 0,0023

kPa) 191,2(141,28kPa)(0,8) 142(87.218,7m) (2,857 kPa) (141,2819t

==−

=

Faktor korosi = 1/8 in.

Tebal shell yang dibutuhkan = 0,0912 + 1/8 in = 0,2162 in

18. Water Reservoar (WR)

Fungsi : Tempat penampungan air sementara

Jumlah : 2

Jenis : beton kedap air

Data :

Kondisi penyimpanan : temperatur = 28 oC

tekanan = 1 atm

Laju massa air : F = 1.915,4417 kg/jam = 1,1730 lbm/s

Densitas air : 995,24 kg/m3 = 62,1936 lbm/ft3

Laju air volumetrik, /sft 0189,0lbm/ft 62,1936lbm/s 1,1730

ρFQ 3

3 ===

= 1,9227 m3/jam

Waktu penampungan air = 5 hari

Volume air = 1,9227 x 5 x 24 = m3 230,7212

Bak terisi 90 % maka volume bak = 3m3569,2569,0

230,7212=

Jika digunakan 2 bak penampungan maka :

Volume 1 bak = 1/2 . m3 3569,256 = 128,1784 m3


- panjang bak (p) = 1,5 x lebar bak (l)



Maka : Volume bak = p x l x t

128,1784 m3 = 1,5 l x l x l

l = 4,4046 m




Luas bak = 29,1009 m2

19. Pompa Screening (PU-201)

Fungsi : memompa air dari sungai ke bak penampungan (water

reservoar)

Jenis : pompa sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC


Densitas air (ρ) = 996,24 kg/m3 = 62,1936 lbm/ft3

Viskositas air (μ) = 0,8007cP = 0,0005 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) = 3/ 62,1936 / 1,1730 ftlbmslbm = 0,0189 ft3/s

Desain pompa :

Asumsi : aliran turbulen

Di,opt = 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13 (Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0189 ft3/s)0,45 (62,1936)0,13

= 1,1175 in




Diameter Dalam (ID) : 1,38 in = 0,1150 ft





3

0104,0/ 0,0189

ftsft = 1,8135 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 5.10

) 0,1150)(/ 8135,1)(/ 62,1936(4-

3 ftsftftlbm

= 24.107,3228 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 0,00015

Pada NRe = 24.107,3228 dan ε/D =ftft

0,1150 00015,0 = 0,0013


Friction loss :

1 Sharp edge entrance= hc = 0,5α2

12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,32121,813501

2

− = 0,0256 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

1,8135 2

= 0,0767 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

1,8135 2

= 0,1022 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0042) ( )( )( )174,32.2.0,1150)(

1,8135.25 2

= 0,1867 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32121,8135 01

2

− = 0,0511 ft.lbf/lbm




( ) ( ) 02

121212 =+∑+

−sWFP

ρα (Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

= t

aka :

1 22+−+−

Pzzgvv

P1 ≈ P2

ΔZ 50 f

m

( ) 0/. 0,4422 0 50./.174,32

/174,320 2

2

=++++ sWlbmlbfftftslbflbmft

sft

Ws = - 50,4422 ft.lbf/lbm

ffisiensi pompa , η= 80 %

- 50,4422 p

f/lbm

aya pompa : P = m x Wp

E

Ws = - η x Wp

= - 0,8 x W

Wp = 63,0528 ft.lb

D

xslbfft

hp/.550

1 ( )( ) lbmlbfftslbm /. 63,0528 /

360045359,0 1.915,4471

× =

= 0,1345 Hp

r 1/4 Hp

Maka dipilih pompa dengan daya moto


20. Pompa Water Reservoar (PU-202)

Fungsi : memompa air dari bak penampungan ke bak pengendapan


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC





Desain pompa :



= 3,9 (0,0189 ft3/s)0,45 (62,1936)0,13

= 1,1175 in








3

0104,0/ 0,0189

ftsft = 1,8135 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 5.10

) 0,1150)(/ 8135,1)(/ 62,1936(4-

3 ftsftftlbm

= 24.107,3228 (Turbulen)




0,1150 00015,0 = 0,0013


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,32121,813501

2

− = 0,0256 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

1,8135 2

= 0,0767 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

1,8135 2

= 0,1022 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0042) ( )( )( )174,32.2.0,1150)(

1,8135.20 2

= 0,1493 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32121,8135 01

2

− = 0,0511 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2

ΔZ = 20 ft


maka :

( ) 0/. 0,4049 0 20./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η x Wp

- 20,4049 = - 0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 25,5061 /360045359,0 1.915,4471

× xslbfft

hp/.550

1

= 0,0544 Hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/8 Hp

21. Pompa Sedimentasi (PU-203)

Fungsi : memompa air dari bak pengendapan ke klarifier


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC





Desain pompa :




= 3,9 (0,0189 ft3/s)0,45 (62,1936)0,13

= 1,1175 in








3

0104,0/ 0,0189

ftsft = 1,8135 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 5.10

) 0,1150)(/ 8135,1)(/ 62,1936(4-

3 ftsftftlbm

= 24.107,3228 (Turbulen)



0,1150 00015,0 = 0,0013


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,32121,813501

2

− = 0,0256 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

1,8135 2

= 0,0767 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

1,8135 2

= 0,1022 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ


= 4(0,0042) ( )( )( )174,32.2.0,1150)(

1,8135.20 2

= 0,1493 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32121,8135 01

2

− = 0,0511 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2

ΔZ = 20 ft

maka :

( ) 0/. 0,4049 0 20./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η x Wp

- 20,4049 = - 0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 25,5061 /360045359,0 1.915,4471

× xslbfft

hp/.550

1

= 0,0544 Hp



22. Pompa Alum (PU-204)

Fungsi : memompa air dari tangki pelarutan alum ke klarifier


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC

Laju alir massa (F) = 0,0958 kg/jam = 6.10-5 lbm/s

Densitas alum (ρ) = 1363 kg/m3 = 85,0898 lbm/ft3 (Othmer, 1967)

Viskositas alum (μ) = 6,72 10-4 cP = 4,5158.10-7 lbm/ft.s (Othmer, 1967)

Laju alir volumetrik (Q) = 3

-5

/ 85,0898/ 6.10

ftlbmslbm = 10-6 ft3/s

Desain pompa :



= 3,9 (10-6 ft3/s )0,45 (85,0898 lbm/ft3)0,13

= 0,0117 in








36

0004,0/10ft

sft−

= 0,0017 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 4,5158.10

)0224,0)(/ 0,0017 )(/ 85,0898(7-

3 ftsftftlbm

= 7.278,9056 (Turbulen)




0,022400015,0 = 0,0067


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 0,0017 01

2

− = 2,3073.10-8 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

0,0017 2

= 6,9220.10-8 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

0,0017 2

= 9,2293.10-8 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0075) ( )( )( ) ( )174,32.2.0,0224

0,0017.70 2

= 4.10-6 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32120,001701

2

− = 4,6146.10-8 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 5.10-6 ft.lbf/lbm


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2.310,1096 lbf/ft²

P2 = 2.727,9592 lbf/ft² ; ρPΔ = 4,9107 ft.lbf/lbm


ΔZ = 20 ft

maka :

( ) 0/.5.10 ft.lbf/lbm 4,9107 20./.174,32

/174,320 6-2

2


sft



Ws = - η x Wp

- 24,9107 = -0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 1,13843/360045359,0

0,0958× x

slbffthp

/.5501

= 3.10-6 Hp


23. Pompa Soda Abu (PU-205)

Fungsi : memompa air dari tangki pelarutan soda abu ke klarifier


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC

Laju alir massa (F) = 0,0517 kg/jam = 3.10-5 lbm/s

Densitas soda abu (ρ) = 1327 kg/m3 = 82,8423 lbm/ft3 (Othmer, 1967)

Viskositas soda abu (μ) = 3,69 10-4 cP = 2,4797.10-7 lbm/ft.s (Othmer, 1967)


-5

/8423,82/3.10

ftlbmslbm = 3,8231.10-7 ft3/s


Desain pompa :



= 3,9 (3,8231.10-7 ft3/s )0,45 (82,8423 lbm/ft3)0,13

= 0,0090 in


Ukuran nominal : 1/8 in






3-7

0004,0/3,8435.10

ftsft = 0,0010 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 2,4797.10

)0224,0)(/0010,0)(/82,8423(7-

3 ftsftftlbm

= 7.158,1823 (Turbulen)



0224,000015,0 = 0,0067


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 0,001001

2

− = 7,0982.10-9 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

0,00102

= 2,1294.10-8 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

0,00102

= 2,8393.10-8 ft.lbf/lbm



vL.2.. 2Δ

= 4(0,0075) ( )( )( ) ( )174,32.2.0224,0

0,0010.30 2

= 5,6996.10-7 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32120,001001

2

− = 1,4196.10-8 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 6,4095.10-7 ft.lbf/lbm


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2.271,3183 lbf/ft²


ΔZ = 20 ft

( ) 0/. 6,4095.10/. 5,5122 20./.174,32

/174,320 7-2

2

=++++ sWlbmlbfftlbmlbfftftslbflbmft

sft



Ws = - η x Wp

- 25,5122 = -0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 8902,31/360045359,0 0,0517

× xslbfft

hp/.550

1

= 1,8364.10-6 Hp



24. Pompa Klarifier (PU-206)

Fungsi : memompa air dari klarfier ke tangki filtrasi


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC





Desain pompa :



= 3,9 (0,0189 ft3/s)0,45 (62,1936)0,13

= 1,1175 in








3

0104,0/ 0,0189

ftsft = 1,8135 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 5.10

) 0,1150)(/ 8135,1)(/ 62,1936(4-

3 ftsftftlbm

= 24.107,3228 (Turbulen)




0,1150 00015,0 = 0,0013


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,32121,813501

2

− = 0,0256 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

1,8135 2

= 0,0767 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

1,8135 2

= 0,1022 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0042) ( )( )( )174,32.2.0,1150)(

1,8135.30 2

= 0,2240 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32121,8135 01

2

− = 0,0511 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2.727,9592 lbf/ft²


ΔZ = 50 ft


maka :

( ) 0/. 0,4796 5717,3 50./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η x Wp

- 46,9078 = - 0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 58,6348 /360045359,0 1.915,4471

× xslbfft

hp/.550

1

= 0,1251 Hp


25. Pompa Tangki Filtrasi (PU-207)

Fungsi : memompa air dari tangki filtrasi ke tangki utilitas TU-01


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC





Desain pompa :




= 3,9 (0,0189 ft3/s)0,45 (62,1936)0,13

= 1,1175 in








3

0104,0/ 0,0189

ftsft = 1,8135 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 5.10

) 0,1150)(/ 8135,1)(/ 62,1936(4-

3 ftsftftlbm

= 24.107,3228 (Turbulen)



0,1150 00015,0 = 0,0013


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,32121,813501

2

− = 0,0256 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

1,8135 2

= 0,0767 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

1,8135 2

= 0,1022 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ


= 4(0,0042) ( )( )( )174,32.2.0,1150)(

1,8135.30 2

= 0,2240 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32121,8135 01

2

− = 0,0511 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2.505,8206 lbf/ft²


ΔZ = 30 ft

maka :

( ) 0/. 0,4796 0,1116 30./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η x Wp

- 30,5912 = - 0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 38,2390 /360045359,0 1.915,4471

× xslbfft

hp/.550

1

= 0,0816 Hp



26. Pompa Utilitas 1 ke kation (PU-208)

Fungsi : memompa air dari tangki utilitas TU-01 ke tangki kation


Jumlah : 1

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC




Laju alir volumetrik (Q) = 3/ 62,1936/ 0,1216ftlbmslbm = 0,0020 ft3/s

Desain pompa :



= 3,9 (0,0020 ft/s)0,45 (62,1936 lbm/ft3)0,13

= 0,4030 in








3

0,0021/ 0,0020

ftsft = 0,9312 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0005

) 0,0518)(/ 9312,0)(/1936,62( 3 ftsftftlbm

= 5.579,0474 (Turbulen)




0,051800015,0 = 0,0029


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 0,931201

2

− = 0,0067 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

0,9312 2

= 0,0202 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

0.93122

= 0,0270 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0045) ( )( )( ) ( )174,32.2. 0,0411

0,9312.20 2

= 0,0936 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32120,931201

2

− = 0,0135 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2.512,7644 lbf/ft²


ΔZ = 20 ft


Maka

( ) 0/. 0,1610)ft.lbf/lbm 3,8775( 20./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η x Wp

-16,2835 = - 0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 20,3543/360045359,0

198,5982 × x

slbffthp

/.5501

= 0,0045 Hp


27. Pompa Kation (PU-209)

Fungsi : memompa air dari tangki kation ke tangki anion


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC





Desain pompa :




= 3,9 (0,0020 ft/s)0,45 (62,1936 lbm/ft3)0,13

= 0,4030 in








3

0,0021/ 0,0020

ftsft = 0,9312 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0005

) 0,0518)(/ 9312,0)(/1936,62( 3 ftsftftlbm

= 5.579,0474 (Turbulen)



0,051800015,0 = 0,0029


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 0,931201

2

− = 0,0067 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(0,75))174,32(2

0,9312 2

= 0,0101 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

0.93122

= 0,0270 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ


= 4(0,0045) ( )( )( ) ( )174,32.2. 0,0411

0,9312.20 2

= 0,0936 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32120,931201

2

− = 0,0135 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2

ΔZ = 20 ft

Maka

( ) 0/. 0,1509 0 20./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η x Wp

- 20,1509 = - 0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 25,1886/360045359,0 198,5982

× xslbfft

hp/.550

1

= 0,0056 Hp



28. Pompa Anion (PU-210)

Fungsi : memompa air dari tangki anion ke dearator


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC





Desain pompa :



= 3,9 (0,0020 ft/s)0,45 (62,1936 lbm/ft3)0,13

= 0,4030 in








3

0,0021/ 0,0020

ftsft = 0,9312 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0005

) 0,0518)(/ 9312,0)(/1936,62( 3 ftsftftlbm

= 5.579,0474 (Turbulen)




0,051800015,0 = 0,0029


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 0,931201

2

− = 0,0067 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

0,9312 2

= 0,0202 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

0.93122

= 0,0270 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,0045) ( )( )( ) ( )174,32.2. 0,0411

0,9312.30 2

= 0,1404 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32120,931201

2

− = 0,0135 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2.271,6084 lbf/ft²


ΔZ = 30 ft


Maka

( ) 0/. 0,2078 ft.lbf/lbm 4511,4 30./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = -η x Wp

-34,6588 = 0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 43,3236/360045359,0

198,5982 × x

slbffthp

/.5501

= 0,0096 Hp


29. Pompa H2SO4 (PU-211)

Fungsi : memompa H2SO4 dari tangki pelarutan H2SO4 ke tangki

kation


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC


Densitas H2SO4 (ρ) = 1061,7 kg/m3 = 66,2801 lbm/ft3 (Othmer, 1967)

Viskositas H2SO4 (μ) = 5,2 cP = 0,0035 lbm/ft.s (Othmer, 1967)

Laju alir volumetrik (Q) = 3/2801,66/ 0,0001ftlbmslbm = 1,0930.10-6 ft3/s

Desain pompa :


Asumsi aliran laminar

Di,opt = 3 (Q)0,36(µ)0,18 (Timmerhaus,1991)

= 3 (1,0930.10-6 ft3/s)0,36 (5,2)0,18

= 0,0288 in








3-6

0,0004/ .10 1,0930

ftsft = 0,0027 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0035

)0224,0)(/ 0,0027)(/ 66,2801( 3 ftsftftlbm

= 1,1618 (laminar)

maka harga f = 0,0800 (Timmerhaus,1991)

Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

=0,5 ( ) ( )( )174,3212 0,002701

2

− = 5,8012.10-8 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

0,0027 2

= 1,7404.10-7 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

0,0027 2

= 2,3205.10-7 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ


= 4(0,08) ( )( )( ) ( )174,32.2.0224,0

0,0027.30 2

= 4,9688.10-5 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,3212 0,002701

2

− = 1,1602.10-7 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2.412,0697 lbf/ft²


ΔZ = 20 ft

maka :

( ) 0/. 5,0268.10/.1192,2 20./.174,32

/174,320 5-2

2


sft



Ws = - η x Wp

- 22,1193 = -0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 27,6491/360045359,0

0,1183× x

slbffthp

/.5501

= 3,6417.10-6 Hp



30. Pompa NaOH (PU-212)

Fungsi : memompa air dari tangki pelarutan NaOH ke tangki anion


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC


Densitas NaOH (ρ) = 1518 kg/m3 = 94,7662 lbm/ft3 (Othmer, 1967)

Viskositas NaOH (μ) = 0,00043 cP = 2,8909.10-7 lbm/ft.s (Othmer, 1967)

Laju alir volumetrik (Q) = 3/ 4,76629/ 0,00004ftlbmslbm = 4,2445.10-7 ft3/s

Desain pompa :

Asumsi aliran turbulen


= 3,9 (4,2445.10-7 ft3/s)0,45 (94,7662 lbm/ft3)0,13

= 0,0096 in








3-7

0,0004/4,2445.10

ftsft = 0,0011 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 2,8909.10

) 0,0224)(/ 0,0011)(/7662,94(7-

3 ftsftftlbm


= 7.797,3610 (Turbulen)



0224,000015,0 = 0,0067


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

=0,5 ( ) ( )( )174,3212 0,001101

2

− = 8,7491.10-9 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

0,00112

= 2,6247.10-8 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

0,00112

= 3,4996.10-8 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,007) ( )( )( ) ( )174,32.2.0224,0

0,0011.30 2

= 6,5569.10-7 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32120,001101

2

− = 1,7498.10-8 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2.271,1709 lbf/ft²


P2 = 2.271,6084 lbf/ft² ; ρPΔ = 0.0046 ft.lbf/lbm

ΔZ = 20 ft

maka :

( ) 0/.7,4318.10)/. 0.0046( 20./.174,32

/174,320 7-2

2


sft



Ws = - η x Wp

- 20,0046 = -0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 25,0058 /360045359,0 0,0657

× xslbfft

hp/.550

1

= 1,8287.10-6 Hp


31. Pompa Deaerator (PU-213)

Fungsi : memompa air dari tangki deaerator ke ketel uap


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC






Desain pompa :



= 3,9 (0,0020 ft/s)0,45 (62,1936 lbm/ft3)0,13

= 0,4030 in








3

0,0021/ 0,0020

ftsft = 0,9312 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0005

) 0,0518)(/ 9312,0)(/1936,62( 3 ftsftftlbm

= 5.579,0474 (Turbulen)



0,051800015,0 = 0,0029


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 0,931201

2

− = 0,0067 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

0,9312 2

= 0,0202 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

0.93122

= 0,0270 ft.lbf/lbm



vL.2.. 2Δ

= 4(0,0045) ( )( )( ) ( )174,32.2. 0,0411

0,9312.30 2

= 0,1404 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32120,931201

2

− = 0,0135 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2.548,4368 lbf/ft²

P2 = 83.074,3525 lbf/ft² ; ρPΔ = 1.294,7628 ft.lbf/lbm

ΔZ = 40 ft

Maka

( ) 0/. 0,2078 ft.lbf/lbm 7628,294.1 40./.174,32

/174,320 2

2


sft

Ws = - 1.254,5551 ft.lbf/lbm


Ws = -η x Wp

-1.254,5551 = 0,8 x Wp

Wp = 1.568,1938 ft.lbf/lbm


= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 1.568,1938/360045359,0

198,5982 × x

slbffthp

/.5501

= 0,3468 Hp



32. Pompa Utilitas (PU-214)

Fungsi : memompa air dari tangki utilitas TU-01 ke cooling tower


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC




Laju alir volumetrik (Q) = 3/ 62,1936/ 0,3312

ftlbmslbm = 0,0053 ft3/s

Desain pompa :



= 3,9 (0,0053 ft3/s )0,45 ( 62,1936 lbm/ft3)0,13

= 0,6326 in








3

0037,0/ 0,0053

ftsft = 1,4393 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0005

) 0,0687)(/ 4393,1)(/1936,62( 3 ftsftftlbm

= 11.423,9199 (Turbulen)




0,068700015,0 = 0,0022


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 1,439301

2

− = 0,0161 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

1,43932

= 0,0483 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(2,0) )174,32(2

1,43932

= 0,1288 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,005) ( )( )( )174,32.2) 0,0687(

1,4393.50 2

= 0,4689 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32121,192101

2

− = 0,0322 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2.685,2548 lbf/ft²

P2 = 2.116,5414 lbf/ft² ; ρPΔ = -9,1442 ft.lbf/lbm

ΔZ = 50 ft


maka :

( ) 0/. 0,6942/.9,1442- 50./.174,32

/174,320 2

2

=+++ sWlbmlbfftlbmlbfftftslbflbmft

sft



Ws = - η x Wp

- 41,5500 = -0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /.9375,51/360045359,0

540,8489× x

slbffthp

/.5501

= 0,0313 Hp


33. Pompa Cooling Tower (PU-215)

Fungsi : memompa air dari cooling tower ke proses


Jumlah : 6 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC





Desain pompa :




= 3,9 (0,1736 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13

= 2,0343 in





Diameter Luar (OD) : 4 in = 0,333 ft



3

0687,0/ 0,1736

ftsft = 2,5275 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0005

) 0,2957)(/5275,2)(/1936,62( 3 ftsftftlbm

= 86.328,6649 (Turbulen)



0,255700015,0 = 0,0061


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 2,5275 01

2

− = 0,0496 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

2,52752

= 0,1489 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

2,52752

= 0,1986 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ


= 4(0,0078) ( )( )( ) ( )174,32.2. 0,2557

2,85275.30 2

= 0,3505 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,32122,527501

2

− = 0,0993 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2

ΔZ = 30 ft

( ) 0/. 8469,00 30./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η x Wp

- 30,8469 = -0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /.5587,38/360045359,0

217.624,405× x

slbffthp

/.5501

= 0,7567 Hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 Hp


Fungsi : memompa air dari tangki utilitas TU-01 ke tangki utilitas TU-02


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC

Laju alir massa (F) = 1.176 kg/jam = 0,7202 lbm/s



Laju alir volumetrik (Q) = 3/ 62,1936/7202,0


Desain pompa :



= 3,9 (0,0116 ft3/s )0,45 ( 62,1936 lbm/ft3)0,13

= 0,8973 in








3

0060,0/ 0,0116

ftsft = 1,9299 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0005

)0874,0)(/ 1,9299)(/1936,62( 3 ftsftftlbm

= 19.500,4772 Turbulen)



0874,000015,0 = 0,0018



Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

=0,5 ( ) ( )( )174,3212 1,929901

2

− = 0,0289 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

1,9299 2

= 0,0868 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

1,9299 2

= 0,1158 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,005) ( )( )( ) ( )174,32.2.0874,0

1,9299.30 2

= 0,3973 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,3212 1,929901

22− = 0,0579 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2.512,7644 lbf/ft²


ΔZ = 30 ft

maka

( ) 0/. 0,6867/. 6,1968 30./.174,32

/174,320 2

2

=++−+ sWlbmlbfftlbmlbfftftslbflbmft

sft




Ws = - η x Wp

- 24,4899 = -0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 30,6124/360045359,0 1.176

× xslbfft

hp/.550

1

= 0,0401


35. Pompa Kaporit (PU-217)

Fungsi : memompa air dari tangki pelarutan kaporit ke tangki utilitas TU-02


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC

Laju alir massa (F) = 0,0034 kg/jam =2,0577.10-6 lbm/s

Densitas kaporit (ρ) = 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3

Viskositas kaporit (μ) = 6,7197.10-4 cP = 4,5156.10-7 lbm/ft.s


-6

/4088,97/ 2,0577.10

ftlbmslbm = 2,5912.10-8 ft3/s


Desain pompa :

Asumsi : aliran laminar

Di,opt = 3 (Q)0,36(μ)0,18 (Timmerhaus,1991)

= 3 (2,5912.10-8 ft3/s )0,36 (6,7197.10-4 cP)0,18

= 0,0015 in








3 -8

0004,0/2,5912.10

ftsft = 0,0001 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 4,5156.10

)0224,0)(/ 0,0001)(/ 4088,79(7-

3 ftsftftlbm

= 255,3672 (Laminar)


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

=0,5 ( ) ( )( )174,3212)0,0001(01

2

− = 3,2608.10-11 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

)0,0001( 2

= 9,7824.10-11 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

)0,0001( 2

= 1,3043.10-10 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ


= 4(0,08) ( )( )( ) ( )174,32.2.0224,0

0,0001.30 2

= 2,4089.10-8 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,3212)0,0001(01

22− = 6,5216.10-11 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 2.182,1371 lbf/ft²


ΔZ = 20 ft

( ) 0/. 2,4415.100170,9 20./.174,32

/174,320 8-2

2


sft



Ws = -η x Wp

- 29,0170 = -0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /. 36,2712 /360045359,0 0,0034

× xslbfft

hp/.550

1

= 1,3570.10-7 Hp




Fungsi : memompa air dari tangki utilitas TU-02 ke distribusi domestik


Jumlah : 1

Kondisi operasi :

P = 1 atm

T = 30 oC

Laju alir massa (F) = 1.176 kg/jam = 0,7202 lbm/s



Laju alir volumetrik (Q) = 3/ 62,1936/ 0,7202


Desain pompa :



= 3,9 (0,0116 ft3/s )0,45 ( 62,1936 lbm/ft3)0,13

= 0,8973 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997 dipilih pipa commercial steel :







3

0060,0/ 0,0116

ftsft = 1,9299 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s 0,0005

)0874,0)(/ 1,9299)(/1936,62( 3 ftsftftlbm

= 19.500,4772 (Turbulen)




0874,000015,0 = 0,0017


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

=0,5 ( ) ( )( )174,3212 1,929901

2

− = 0,0289 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(0,75))174,32(2

1,9299 2

= 0,0868 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

1,9299 2

= 0,1158 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ

= 4(0,007) ( )( )( ) ( )174,32.2.0874,0

1,9299.20 2

= 0,3973 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,3212 1,929901

22− = 0,0579 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 15,6642 lbf/ft²


ΔZ = 20 ft


maka

( ) 0/. 0,6867/. -16,5389 20./.174,32

/174,320 2

2


sft



Ws = - η x Wp

- 14,1478 = -0,8 x Wp



= ( )( ) lbmlbfftslbm /.,684871/360045359,0 1.176

× xslbfft

hp/.550

1

= 0,0232 Hp


37. Pompa Bahan Bakar (PU-219)

Fungsi : memompa solar dari tangki bahan bakar ke generator


Jumlah : 1

Kondisi operasi :

- Temperatur = 30°C

- Densitas solar (ρ) = 890,0712 kg/m3 = 55,56 lbm/ft3 (Perry, 1997)

- Viskositas solar (μ) = 1,1 cP = 7,392. 10-4 lbm/ft⋅jam (Perry, 1997)

= 2,0533.10-07 lbm/ft⋅s

Laju volume (Q) = 93,0449 L/jam = 2,5846.10-5 m3/detik

= 0,0009 ft3/s

Desain pompa :

Asumsi : aliran Turbulen



= 3,9 (0,0009 ft3/s )0,45 (55,56 lbm/ft3)0,13

= 0,2819 in








3

0013,0/ 0,0009

ftsft = 0,7021 ft/s


ρ Dv××

= lbm/ft.s2,0533.10

)0411,0)(/ 7021,0)(/56,55( 7-

3 ftsftftlbm

= 7.818.549,6754 (Turbulen)


Pada NRe = 7.818.549,6754 dan ε/D =ftft

0,041100015,0 = 0,0037


Friction loss :


12

1

2 vAA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

=0,5 ( ) ( )( )174,3212 0,7021 01

2

− = 0,0038 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

0,7021 2

= 0,0115 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

0,7021 2

= 0,0153 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2Δ


= 4(0,0062) ( )( )( )174,32.2.) 0,0411(

0,7021 .20 2

= 0,0895 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

= ( ) ( )( )174,3212 0,7021 01

22− = 0,0077 ft.lbf/lbm



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPP

zzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2

ΔZ = 12 ft

maka :

( ) 0/. 0,12780 12./.174,32

/174,320 2

2


sft


Tenaga pompa, ( ) hp 0,0011 550

55,56) 0,0009)((12,1278550

ρQWP s ===

Untuk efisiensi pompa 80 %, maka

Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0

0,0011 = 0,0014 Hp



LAMPIRAN E

PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan pabrik pembuatan phenol ini digunakan asumsi

sebagai berikut:

2. Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun.

2. Kapasitas maksimum adalah 10.000 ton/tahun.

2. Perhitungan didasarkan pada harga alat terpasang (HAT)

2. Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dolar terhadap rupiah, yaitu:

US$ 1 = Rp 11.320,-

(Keputusan Menteri Keuangan RI No.: 110/KM.1/2009)

1. Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

1.1. Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

Biaya Tanah Lokasi Pabrik

Luas tanah seluruhnya = 12.774 m2

Biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 100.000/m2.

Harga tanah seluruhnya =12.774 m2 × Rp 100.000/m2 = Rp 1.277.400.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5%

Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 1.277.400.000,- = Rp 63.870.000,-

Maka total biaya tanah (A) adalah Rp 1.341.270.000,-

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

No

Nama Bangunan

Luas (m2)

Harga (Rp/m2)

Jumlah (Rp)

1 Areal proses 3.000 2.000.000 6.000.000.0002 Areal produk 200 400.000 80.000.0003 Bengkel 250 500.000 125.000.0004 Areal bahan baku 300 400.000 120.000.0005 Pengolahan limbah 700 1.200.000 840.000.0006 Laboratorium 200 1.200.000 240.000.000


Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya ................. (lanjutan) No

Nama Bangunan

Luas (m2)

Harga

(Rp/m2) Jumlah (Rp)

7 Stasiun operator 250 1.000.000 250.000.0008 Pengolahan air 900 1.000.000 900.000.0009 Ruang boiler 300 1.000.000 300.000.00010 Pembangkit listrik 400 1.000.000 400.000.00011 Unit pemadam kebakaran 200 500.000 100.000.00012 Perpustakaan 100 200.000 20.000.00013 Kantin 250 100.000 25.000.00014 Parkir 200 100.000 20.000.00015 Perkantoran 800 650.000 520.000.00016 Daerah perluasan 1.000 50.000 50.000.00017 Pos keamanan 24 300.000 7.200.00018 Aula 200 400.000 80.000.00019 Tempat ibadah 100 500.000 50.000.00020 Poliklinik 300 500.000 150.000.00021 Perumahan karyawan 2.100 500.000 1.050.000.00022 Taman 200 100.000 20.000.00023 Jalan 800 100.000 80.000.000

TOTAL 12.774 - 11.427.200.000

Harga bangunan saja = Rp. 11.257.200.000,-

Harga sarana = Rp. 170.000.000,-

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp. 11.427.200.000,-

Perincian Harga Peralatan Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan

persamaan berikut (Timmerhaus et al, 2004) :

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡=

y

x

m

1

2yx I

IXXCC

dimana: Cx = harga alat pada tahun 2009

Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1 = kapasitas alat yang tersedia

X2 = kapasitas alat yang diinginkan

Ix = indeks harga pada tahun 2009

Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia


m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2007 digunakan metode regresi

koefisien korelasi:

[ ]( )( ) ( )( )2

i2

i2

i2

i

iiii

ΣYΣYnΣXΣXn

ΣYΣXYΣXnr

−⋅×−⋅

⋅−⋅⋅= (Montgomery, 1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift

No. Tahun (Xi)

Indeks (Yi)

Xi.Yi

Xi²

Yi²

1 1989 895 1780155 3956121 801025 2 1990 915 1820850 3960100 837225 3 1991 931 1853621 3964081 866761 4 1992 943 1878456 3968064 889249 5 1993 967 1927231 3972049 935089 6 1994 993 1980042 3976036 986049 7 1995 1028 2050860 3980025 1056784 8 1996 1039 2073844 3984016 1079521 9 1997 1057 2110829 3988009 1117249 10 1998 1062 2121876 3992004 1127844 11 1999 1068 2134932 3996001 1140624 12 2000 1089 2178000 4000000 1185921 13 2001 1094 2189094 4004001 1196836 14 2002 1103 2208206 4008004 1216609

Total 27937 14184 28307996 55748511 14436786

Sumber: Tabel 6-2 Timmerhaus et al (2004)

Data : n = 14 ∑Xi = 27937 ∑Yi = 14184

∑XiYi = 28307996 ∑Xi² = 55748511 ∑Yi² = 14436786

Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE–2, maka diperoleh harga

koefisien korelasi:

r ])14184()14436786)(14[(])27937()55748511)(14[(

)14184)(27937()28307996)(14(22 −×−

−=

= 0,98 1 ≈


Harga koefisien yang mendekati 1 menyatakan bahwa terdapat hubungan

linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah

persamaan regresi linier.

Persamaan umum regresi linier, Y = a + b ⋅ X

dengan: Y = indeks harga pada tahun yang dicari (2009)

X = variabel tahun ke n – 1

a, b = tetapan persamaan regresi

Tetapan regresi ditentukan oleh :

( ) (( ) ( )

)2

i2

i

iiii

ΣXΣXnΣYΣXYΣXnb

−⋅⋅−⋅

=

a 22

2

Xi)(Xin.Xi.YiXi.XiYi.

Σ−ΣΣΣ−ΣΣ

=

Maka :

b = 8088,163185

53536)27937()55748511)(14(

)14184)(27937()28307996)(14(2

==−

−

a = 8,325283185

103604228)27937()55748511)(14(

)28307996)(27937()55748511)(14184(2

−=−

=−

−

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah:

Y = a + b ⋅ X

Y = 16,8088X – 32528,8

Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2009 adalah:

Y = 16,809(2007) – 32528,8

Y = 1240,0165

Perhitungan harga peralatan menggunakan adalah harga faktor eksponsial

(m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4,

Timmerhaus et al (2004). Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya

dianggap 0,6 (Timmerhaus et al, 2004)


Contoh perhitungan harga peralatan:

a. Tangki Penyimpanan Cumene (TK-101)

Kapasitas tangki, X2 = 1.139,4454 m3. Dari Gambar LE.1 berikut, diperoleh

untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ adalah (Cy) US$ 6700. Dari tabel 6-4,

Timmerhaus (2004), faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga

pada tahun 2002 (Iy) 1103.

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

Pelarutan (Timmerhaus et al, 2004).

Indeks harga tahun 2009 (Ix) adalah 1240,0165. Maka estimasi harga tangki untuk

(X2) 569,7227 m3 adalah :

Cx = US$ 6700 x x 0,49

1.139,4454 1

1240,0165 1103 Cx = US$ 236,986

Cx = Rp 2.682.679.423.,-/unit

b. Kolom Distilasi (D-201)

Pada proses, kolom distilasi yang dipergunakan berukuran diameter 0,9763

m, dengan tinggi kolom 8,0881 m dengan banyaknya tray dalam kolom sebanyak 19

buah. Dari Gambar LE.2, didapat bahwa untuk spesifikasi tersebut didapat harga

peralatan pada tahun 2002 (Iy= 1103) adalah US$ 22.000.,-.Maka harga sekarang

(2009) adalah :


Cx,kolom = US$ 19,000 x 1103

1240,0165 x (Rp 11.320)/(US$ 1)

Cx,kolom = Rp 241.806.379,-/unit

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

Packing, atau Sambungan (Timmerhaus et al, 2004).

Sedangkan dari Gambar LE.3 didapat harga tiap sieve tray adalah US$ 410,-

untuk kolom berdiameter 1,0 m. Maka untuk tray sebanyak 19 piring diperoleh :

Cx,tray = 19 x US$ 410 × 86,0

1864,0 x

11031240,0165 x (Rp 11.320)/(US$ 1)

Cx,tray = Rp 97.116.188,-

Jadi total harga keseluruhan unit distilasi (T-101) adalah

= Rp 241.806.379,- + Rp 97.116.188,- = Rp. 338.922.567,-


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

Permukaan Saluran Limpah, Saluran Uap dan Bagian Struktur

Lainnya (Timmerhaus et al, 2004).

Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat

dilihat pada Tabel LE – 3 untuk perkiraan peralatan proses dan Tabel LE – 4 untuk

perkiraan peralatan utilitas.

Tabel L. E. 3. Estimasi Harga Peralatan Proses Impor

No. Kode Alat Unit Harga/unit Harga Total

1 TK-101 1 Rp 2,682,679,423 Rp 2,682,679,423 2 TK-102 1 Rp 79,111,580 Rp 79,111,580 3 TK-201 1 Rp 89,307,714 Rp 89,307,714 4 TK-202 1 Rp 2,133,617,485 Rp 2,133,617,485 5 TK-203 1 Rp 2,506,970,382 Rp 2,506,970,382 6 TK-204 1 Rp 2,724,467,926 Rp 2,724,467,926 7 D-201 1 Rp 338,922,567 Rp 338,922,567 8 R-101 1 Rp 156,614,178 Rp 156,614,178 9 R-201 1 Rp 6,455,071,159 Rp 6,455,071,159 10 E-101 1 Rp 4,730,447 Rp 4,730,447 11 E-201 1 Rp 60,391,033 Rp 60,391,033


12 E-202 1 Rp 15,494,380 Rp 15,494,380 13 CD-201 1 Rp 24,127,462 Rp 24,127,462 14 CD-202 1 Rp 41,484,453 Rp 41,484,453 15 DC-201 1 Rp 70,852,661 Rp 70,852,661 16 VP-201 1 Rp 31,739,982 Rp 31,739,982 17 RB-201 1 Rp 23,550,696 Rp 23,550,696

Jumlah Rp 17,439,133,528 Tabel L. E. 4. Estimasi Harga Peralatan Proses Non - Impor

No. Kode Alat Unit Harga/unit Harga Total

1 J-101 1 Rp 594,823,090 Rp 594,823,090 2 J-102 1 Rp 40,241,843 Rp 40,241,843 3 J-103 1 Rp 546,260,362 Rp 546,260,362 4 J-201 1 Rp 53,476,412 Rp 53,476,412 5 J-202 1 Rp 546,306,920 Rp 546,306,920 6 J-203 1 Rp 373,034,047 Rp 373,034,047 7 J-204 1 Rp 496,583,210 Rp 496,583,210 8 J-205 1 Rp 496,281,997 Rp 496,281,997 9 J-206 1 Rp 394,015,945 Rp 394,015,945 10 J-207 1 Rp 415,472,423 Rp 415,472,423

Jumlah Rp 3,956,496,249 Tabel LE.5 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah Impor

No. Kode Alat Unit Harga/unit Harga Total 1 SC 1 Rp 67,576,031 Rp 67,576,031 2 CL 1 Rp 1,215,215,373 Rp 1,215,215,373 3 TF 1 Rp 351,209,891 Rp 351,209,891 4 CE 1 Rp 217,617,316 Rp 217,617,316 5 AE 1 Rp 217,617,316 Rp 217,617,316 6 CT 1 Rp 61,529,331 Rp 61,529,331 7 DE 1 Rp 363,175,405 Rp 363,175,405 8 KU 1 Rp 237,056,970 Rp 237,056,970 9 TU-01 1 Rp 219,987,117 Rp 219,987,117

10 TU-02 1 Rp 479,946,152 Rp 479,946,152


11 TP-01 1 Rp 38,975,885 Rp 38,975,885 12 TP-02 1 Rp 29,198,810 Rp 29,198,810 13 TP-03 1 Rp 117,541,233 Rp 117,541,233 14 TP-04 1 Rp 23,928,139 Rp 23,928,139 15 TP-05 1 Rp 8,832,418 Rp 8,832,418 16 TB-01 1 Rp 358,631,643 Rp 358,631,643

17 Activated sludge 1 Rp 877,221,564 Rp 877,221,564

Jumlah Rp 4,885,260,593

Tabel LE.6 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah Non – Impor No. Kode Alat Unit Harga/unit Harga Total

1 WR 2 Rp 6,000,000 Rp 12,000,000 2 BS 1 Rp 6,500,000 Rp 6,500,000 3 PU-201 1 Rp 2,476,244 Rp 2,476,244 4 PU-202 1 Rp 2,476,244 Rp 2,476,244 5 PU-203 1 Rp 2,476,244 Rp 2,476,244 6 PU-204 1 Rp 85,022 Rp 85,022 7 PU-205 1 Rp 69,993 Rp 69,993 8 PU-206 1 Rp 2,476,244 Rp 2,476,244 9 PU-207 1 Rp 2,476,244 Rp 2,476,244

10 PU-208 1 Rp 1,172,131 Rp 1,172,131 11 PU-209 1 Rp 1,172,131 Rp 1,172,131 12 PU-210 1 Rp 1,172,131 Rp 1,172,131 13 PU-211 1 Rp 98,991 Rp 98,991 14 PU-212 1 Rp 72,450 Rp 72,450 15 PU-213 1 Rp 1,172,131 Rp 1,172,131 16 PU-214 1 Rp 1,631,396 Rp 1,631,396 17 PU-215 1 Rp 5,151,605 Rp 5,151,605 18 PU-216 1 Rp 2,108,039 Rp 2,108,039 19 PU-217 1 Rp 28,795 Rp 28,795 20 PU-218 1 Rp 2,108,039 Rp 2,108,039 21 PU-219 1 Rp 911,534 Rp 911,534 22 T.Penampung 2 Rp 15,000,000 Rp 30,000,000 23 T.Aerasi 1 Rp 39,000,000 Rp 39,000,000


24 T. Sedimentasi 2 Rp 460,674,162 Rp 921,348,324 25 Generator 2 Rp 75,000,000 Rp 150,000,000

Jumlah Rp 1,188,183,929

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered):

Total = 1,43 x (Rp. 17.439.133.528,- + Rp. 4.885.260.593,-)

+ 1,21 x (Rp. 3.956.496.249,- + Rp. 1.188.183.929,-)

= Rp. 38.148.946.609,-

Biaya pemasangan diperkirakan 10 % dari total harga peralatan (Timmerhaus, 2004),

sehingga total harga peralatan ditambah biaya pemasangan adalah:

(C) = 1,1 x (Rp. 38.148.946.609,-)

= Rp 41.963.941.270,-

Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 30 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,30 × Rp 38.148.946.609,-

= Rp 11.444.683.983,-

Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 32 % dari total harga peralatan

(Timmerhaus et al, 2004).

Biaya perpipaan (E) = 0,32 × Rp 38.148.946.609,- = Rp 12.207.662.915,-

Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 20% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya instalasi listrik (F) = 0,20 × Rp 38.148.946.609,-

= Rp 7.629.789.322,-


Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 25 % dari total harga peralatan


Biaya insulasi (G) = 0,25 × Rp 38.148.946.609,-

= Rp 9.537.236.652,-

Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 5 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya inventaris kantor (H) = 0,05 × Rp 38.148.946.609,- = Rp 1.907.447.330,-

Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 2 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I )

= 0,02 × Rp 38.148.946.609,-

= Rp 762.978.932,-

Sarana Transportasi Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana

transportasi ( J ) seperti pada tabel berikut .

Tabel LE.7 Biaya Sarana Transportasi

No. Jenis kenderaan unit Tipe harga/unit harga total

1 Direktur 1 Toyota Avanza 1.3 E

M/T Rp 112,100,000 Rp 112,100,000

2 Manajer 5 Daihatsu - Xenia

VVT-I 1.0 Mi Rp 91,800,000 Rp 459,000,000

3 Bus karyawan 3 Mitsubishi Chassis

L-300 Rp 108,500,000 Rp 325,500,000

4 Truk pengangkut 2 Dyna 110 ST Rp 128,600,000 Rp 257,200,000

5 Mobil pemasaran 4 Daihatsu - Grand

Max Blind Van 1.3 Rp 80,000,000 Rp 320,000,000

6 Mobil pemadam

kebakaran 2 Truk Tangki Rp 203,000,000 Rp 406,000,000

Jumlah Rp 1,879,800,000


Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J

= Rp 99.931.910.405,-

1.2. Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

Pra Investasi Diperkirakan 10 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Pra Investasi (K) = 0,1 x Rp 38.148.946.609,-

= Rp 3.814.894.661,-

Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 5% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,05 × Rp 38.148.946.609,- = Rp 1.907.447.330,-

Biaya Legalitas Diperkirakan 1% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya Legalitas (M) = 0,01 × Rp 38.148.946.609,- = Rp 381.489.466,-

Biaya Kontraktor Diperkirakan 5% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya Kontraktor (N) = 0,05 × Rp 38.148.946.609,- = Rp 1.907.447.330,-

Biaya Tak Terduga Diperkirakan 15% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004) .

Biaya Tak Terduga (O) = 0,15 × Rp 38.148.946.609,- = Rp 5.722.341.991,-

Total MITTL = K + L + M + N + O

= Rp 13.733.620.779,-

Total MIT = MITL + MITTL = Rp 99.931.910.405,- + Rp 13.733.620.779,- = Rp 113.665.531.184,-


2. Modal Kerja Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (= 90 hari).

2.1. Persediaan Bahan Baku

2.1.1 Bahan baku proses

1. CHP

Kebutuhan = 4158,0387 ltr/jam = 2.715,1993 kg/jam

Harga = $ 0.91/kg = Rp. 10.300,-/kg (ICIS, 2009)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 2.715,1993 kg/jam x Rp 10.300/kg

= Rp. 60.407.754.026,-

2. Katalis Asam Sulfat

Kebutuhan = 0,8866 kg/jam

Harga = Rp. 3.500,-/kg (http://indonetwork.co.id/, 2009)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari x 0,8866 kg x Rp. 3.500,-/kg

= Rp 6.702.696,-

3. NH4OH

Kebutuhan = 1,3034 kg

Harga = Rp. 4.000,-/kg (http://indonetwork.co.id/, 2009)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari x 1,3034 kg x Rp. 4.000,-/kg

= Rp 11.261.376,-

2.1.2 Persediaan bahan baku utilitas

1. Alum, Al2(SO4)3


Harga = Rp 3.500 ,-/kg (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 0,0958 kg/jam × Rp 3.500,- /kg

= Rp 724.039,-

2. Soda abu, Na2CO3


Harga = Rp 3.500,-/kg (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 0,0517 kg/jam × Rp 3500,-/kg

= Rp 390.981,-




3. Kaporit


Harga = Rp 7.000,-/kg (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 0,0034 kg/jam × Rp 3.000,-/kg

= Rp 50.803,-

4. Asam Sulfat

Kebutuhan = 0,0643 ltr/jam

Harga = Rp 3.500,-/ltr (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari × 24 jam x 0,0643 kg/hari × Rp 3.500,-/kg

= Rp 486.020,-

5. NaOH


Harga = Rp 3500,-/kg (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari × 24 jam × 0,0657 kg/jam × Rp 3500,-/kg

= Rp 496.551,-

6. Solar

Kebutuhan = 93,0449 ltr/jam

Harga solar untuk industri = Rp. 5000,-/liter (PT.Pertamina, 2009)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 93,0449 ltr/jam × Rp. 5000,-/liter

= Rp 1.004.884.595,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari)

adalah = Rp 61.432.751.089,-


2.2. Kas

2.2.1. Gaji Pegawai Tabel LE.8 Perincian Gaji Pegawai

Jabatan Jumlah Gaji/bulan Jumlah gaji/bulan Dewan Komisaris 3 Rp 25,000,000 Rp 75,000,000

Direktur 1 Rp 15,000,000 Rp 15,000,000 Staf Ahli 2 Rp 10,000,000 Rp 20,000,000 Sekretaris 1 Rp 2,500,000 Rp 2,500,000

Manajer Umum dan SDM 1 Rp 7,000,000 Rp 7,000,000 Manajer Bisnis dan Keuangan 1 Rp 7,000,000 Rp 7,000,000

Manajer Teknik 1 Rp 7,000,000 Rp 7,000,000 Manajer Produksi 1 Rp 7,000,000 Rp 7,000,000

Kepala Bagian Keselamatan Kerja 1 Rp 5,000,000 Rp 5,000,000 Kepala Bagian Umum 1 Rp 5,000,000 Rp 5,000,000 Kepala Bagian SDM 1 Rp 5,000,000 Rp 5,000,000 Kepala Bagian Bisnis 1 Rp 5,000,000 Rp 5,000,000

Kepala Bagian Keuangan 1 Rp 5,000,000 Rp 5,000,000 Kepala Bagian Mesin 1 Rp 5,000,000 Rp 5,000,000 Kepala Bagian Listrik 1 Rp 5,000,000 Rp 5,000,000 Kepala Bagian Proses 1 Rp 5,000,000 Rp 5,000,000 Kepala Bagian Utilitas 1 Rp 5,000,000 Rp 5,000,000

Kepala Seksi 15 Rp 4,000,000 Rp 60,000,000 Karyawan Umum dan SDM 15 Rp 2,500,000 Rp 37,500,000

Karyawan Bisnis dan Keuangan 12 Rp 2,500,000 Rp 30,000,000 Karyawan Teknik 15 Rp 2,500,000 Rp 37,500,000

Karyawan Produksi 65 Rp 2,500,000 Rp 162,500,000 Dokter 2 Rp 3,000,000 Rp 6,000,000 Perawat 5 Rp 1,500,000 Rp 7,500,000

Petugas Keamanan 10 Rp 1,000,000 Rp 10,000,000 Petugas Kebersihan 10 Rp 800,000 Rp 8,000,000

Supir 5 Rp 1,000,000 Rp 5,000,000 Total 174 Rp 549,500,000

Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp 549.500.000,- Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp 1.648.500.000,-


2.2.2. Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 5 % dari gaji pegawai = 0,05 × Rp 1.648.500.000,-

= Rp 82.425.000,-

2.2.3. Biaya Pemasaran

Diperkirakan 5 % dari gaji pegawai = 0,05 × Rp 1.648.500.000,-

= Rp 82.425.000,-

2.2.4. Pajak Bumi dan Bangunan

Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada

Undang-Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea

Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut:

Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan

(Pasal 2 ayat 1 UU No.20/00).

Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU

No.20/00).

Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp.

30.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).

Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak

dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut :

Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Phenol

Nilai Perolehan Objek Pajak

- Tanah Rp 1.341.270.000,-

- Bangunan Rp 11.257.200.000,-

Total NJOP Rp 12.598.470.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak (Rp. 30.000.000,- )

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak Rp 12.568.470.000,-

Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP) Rp. 628.423.500,-


Tabel LE.9 Perincian Biaya Kas No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Gaji Pegawai 1.648.500.000 2. Administrasi Umum 82.425.000 3. Pemasaran 82.425.000 4. Pajak Bumi dan Bangunan 628.423.500

Total 2.441.773.500

2.3. Biaya Start-Up

Diperkirakan 12 % dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004).

= 0,12 × Rp 113.665.531.184,-

= Rp 13.639.863.742,-

2.4. Piutang Dagang

HPT12IPPD ×=

dimana: PD = piutang dagang

IP = jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)

HPT = hasil penjualan tahunan

Penjualan :

1. Harga jual Phenol = US$ 2.03/liter (ICIS, 2009)

Produksi phenol = 10.106 kg/tahun

Hasil penjualan phenol tahunan

= (10.106 kg/1.059 kg/ltr) x US$ 2.03/ltr x Rp. 11.320,-/US$

= Rp 227.715.819.324,-

2. Harga jual Aseton = US$ 1.63/kg (ICIS, 2009)

Produksi aseton = 656,7186 kg/jam

Hasil penjualan aseton tahunan

= 656,7186 kg x US$ 1.63/kg x 24jam x 330 hari

= Rp. 95.970.670.644,-

Piutang Dagang = 121× Rp 323.686.489.968,-

= Rp 26.973.874.164,-


Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel LE.10 Perincian Modal Kerja No. Jumlah (Rp) 1. Bahan baku proses dan utilitas 61.432.751.089,- 2. Kas 2.441.773.500,- 3. Start up 13.639.863.742,- 4. Piutang Dagang 26.973.874.164,-

T l 104.488.262.495-

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja

= Rp 113.665.531.184,- + Rp 104.488.262.495,-

= Rp 218.153.793.679,-

Modal ini berasal dari:

- Modal sendiri = 60 % dari total modal investasi

= 0,6 × Rp 218.153.793.679,-

= Rp 130.892.276.207,-

- Pinjaman dari Bank = 40 % dari total modal investasi

= 0,4 × Rp 218.153.793.679,-

= Rp 87.261.517.471,-

3. Biaya Produksi Total

3.1. Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

3.1.1. Gaji Tetap Karyawan

Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 1 bulan gaji

yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga (P)

Gaji total = (12 + 1) × Rp 549.500.000,- = Rp 7.143.500.000,-

3.1.2. Bunga Pinjaman Bank

Bunga pinjaman bank adalah 8,25 % dari total pinjaman (Bank Mandiri,

2009).

Bunga bank (Q) = 0,0825 × Rp 87.261.517.471,-

= Rp 7.199.075.191,-


3.1.3. Depresiasi dan Amortisasi

Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa

manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk

mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui penyusutan

(Rusdji,2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight

line method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan

sesuai dengan Undang-undang Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Pasal 11

ayat 6 dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel LE.11 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000

Kelompok Harta

Berwujud

Masa

(tahun)

Tarif

(%)

Beberapa Jenis Harta

I. Bukan Bangunan

1.Kelompok 1

2. Kelompok 2

3. Kelompok 3

4

8

16

25

12,5

6,25

Mesin kantor, perlengkapan, alat

perangkat/ tools industri.

Mobil, truk kerja

Mesin industri kimia, mesin industri mesin

II. Bangunan

Permanen

20

5

Bangunan sarana dan penunjang

Sumber : Waluyo, 2000 dan Rusdji,2004

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

n

LPD −=

dimana: D = depresiasi per tahun

P = harga awal peralatan

L = harga akhir peralatan

n = umur peralatan (tahun)


Tabel LE.12 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UU RI No. 17 Tahun 2000

No. Komponen Biaya (Rp) Umur (tahun) Depresiasi (Rp)

1 Bangunan 11.257.200.000 20 562.860.0002 Peralatan proses dan utilitas 41.963.841.270 16 2.622.740.0793 Instrumentrasi dan pengendalian proses 11.444.683.983 4 2.861.170.9964 Perpipaan 12.207.662.915 4 3.051.915.7295 Instalasi listrik 7.629.789.322 4 1.907.447.3306 Insulasi 9.537.236.652 4 2.384.309.1637 Inventaris kantor 1.907.447.330 4 476.861.8338 Perlengkapan keamanan dan kebakaran 762.978.932 4 190.744.7339 Sarana transportasi 1.879.800.000 8 234.975.000 TOTAL 14.293.024.863

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami

penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung

(MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi.

Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya

yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan,

menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan

menerapkan taat azas (UU RI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak

menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa

manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak

berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004).

Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 3 % dari MITTL. sehingga :

Biaya amortisasi = 0,03 × Rp 13.733.620.779,-

= Rp 412.008.623,-

Total biaya depresiasi dan amortisasi (R)

= Rp 14.293.024.863,- + Rp 412.008.623,-

= Rp 14.705.033.486,-


3.1.4. Biaya Tetap Perawatan

1. Perawatan mesin dan alat-alat proses

Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 -20%,

diambil 5 % dari harga peralatan terpasang (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya perawatan mesin = 0,05 × Rp 41.963.841.270,-

= Rp 2.098.192.064,-

2. Perawatan bangunan

Diperkirakan 5 % dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan bangunan = 0,05 × Rp 11.257.200.000,-

= Rp 562.860.000,-

3. Perawatan kendaraan

Diperkirakan 5 % dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan kendaraan = 0,05 × Rp 1.879.800.000,-

= Rp 93.990.000,-

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol

Diperkirakan 5 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et

al, 2004).

Perawatan instrumen = 0,05 × Rp 11.444.683.983,-

= Rp 572.234.199,-

5. Perawatan perpipaan

Diperkirakan 5 % dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan perpipaan = 0,05 × Rp 12.207.662.915,-

= Rp 610.383.146,-

6. Perawatan instalasi listrik

Diperkirakan 5 % dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan listrik = 0.05 × Rp 7.629.789.322,-

= Rp 381.489.466,-

7. Perawatan insulasi

Diperkirakan 5 % dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan insulasi = 0,05 × Rp 9.537.236.652,-

= Rp 476.861.833,-


8. Perawatan inventaris kantor

Diperkirakan 5 % dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan inventaris kantor = 0,05 × Rp 1.907.447.330,-

= Rp 95.372.367,-

9. Perawatan perlengkapan kebakaran

Diperkirakan 5 % dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al,

2004).

Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,05 × Rp 762.978.932,-

= Rp 38.148.947,-

Total biaya perawatan (S) = Rp 4.929.532.020,-

3.1.5. Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost)

Biaya tambahan industri ini diperkirakan 5 % dari modal investasi tetap


Plant Overhead Cost (T) = 0,05 x Rp 113.665.531.184,-

= Rp 5.683.276.559,-

3.1.6. Biaya Administrasi Umum

Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp 82.425.000,-

Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = 4 × Rp 82.425.000,-

= Rp 329.700.000,-

3.1.7. Biaya Pemasaran dan Distribusi

Biaya pemasaran selama 3 bulan adalah Rp 82.425.000,-

Biaya pemasaran selama 1 tahun = 4 × Rp 82.425.000,-

= Rp 329.700.000,-

Biaya distribusi diperkirakan 10 % dari biaya pemasaran, sehingga :

Biaya distribusi = 0,1 x Rp 329.700.000,-

= Rp 32.970.000,-

Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp. 362.670.000,-


3.1.8. Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan

Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya laboratorium (W) = 0,05 x Rp 5.683.276.559,-

= Rp 284.163.828,-

3.1.9. Hak Paten dan Royalti

Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01 x Rp 113.665.531.184,-

= Rp 1.136.655.312.,-

3.1.10. Biaya Asuransi

1. Biaya asuransi pabrik adalah 3,1 permil dari modal investasi tetap

langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2007).

= 0,0031 × Rp 99.931.910.405,-

= Rp 309.788.922,-

2. Biaya asuransi karyawan.

Premi asuransi = Rp. 351.000,-/tenaga kerja (PT. Prudential Life

Assurance, 2007)

Maka biaya asuransi karyawan = 174 orang x Rp. 351.000,-/orang

= Rp. 61.074.000,-

Total biaya asuransi (Y) = Rp 370.862.922,-

3.1.11. Pajak Bumi dan Bangunan

Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp 628.423.500,-

Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z

= Rp 42.772.892.819,-


3.2. Variabel

3.2.1. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun

Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah

Rp 61.432.751.089,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun

= Rp 61.432.751.089,- x (330/90)

= Rp 225.253.420.658,-

3.2.2. Biaya Variabel Tambahan

1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan

Diperkirakan 0.5 % dari biaya variabel bahan baku

Biaya perawatan lingkungan = 0,005 × Rp 225.253.420.658,-

= Rp 1.126.267.103,-

2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi

Diperkirakan 5 % dari biaya variabel bahan baku

Biaya variabel pemasaran = 0,05 × Rp 225.253.420.658,-

= Rp 11.262.671.033,-

Total biaya variabel tambahan = Rp 12.388.938.136,-

3.2.3. Biaya Variabel Lainnya

Diperkirakan 2 % dari biaya variabel tambahan

= 0,02 × Rp 12.388.938.136,-

= Rp 247.778.763,-

Total biaya variabel = Rp 237.890.137.557,-

Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 42.772.892.819,- + Rp 237.890.137.557,-

= Rp. 280.663.030.376,-


4. Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

4.1. Laba Sebelum Pajak (Bruto)

Laba atas penjualan = total penjualan – total biaya produksi

= Rp 323.686.489.968,- – Rp 280.663.030.376,-

= Rp 43.023.459.592,-

Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5 % dari keuntungan perusahaan

= 0,005 x Rp 43.023.459.592,-

= Rp 215117.298,-

Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00

Pasal 6 ayat 1 sehingga :

Laba sebelum pajak (bruto) = Rp. 42.808.342.294,-

4.2. Pajak Penghasilan

Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan

Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan

adalah (Rusjdi, 2004):

Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 %.

Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan

pajak sebesar 15 %.

Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 %.

Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:

- 10 % × Rp 50.000.000 = Rp 5.000.000,-

- 15 % × (Rp100.000.000- Rp 50.000.000) = Rp 7.500.000,-

- 30 % × (Rp. 42.808.342.294 – Rp 100.000.000) = Rp 12.812.502.688-

Total PPh = Rp 12.825.002.688,-


4.3. Laba setelah pajak

Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh

= Rp. 42.808.342.294,- – Rp 12.825.002.688,-

= Rp 29.983.339.606,-

5. Analisa Aspek Ekonomi

5.1. Profit Margin (PM)

PM = penjualantotal

pajaksebelumLaba× 100 %

PM = x 100% Rp 323.686.489.968,- Rp. 42.808.342.294,-

= 13,225 %

5.2. Break Even Point (BEP)

BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya−

× 100 %

BEP = x 100%

= 49,85% Rp 323.686.489.968,- - 237.890.137.557,-

Rp 42.772.892.819,-

Kapasitas produksi pada titik BEP = 49,85 % x 10.000 ton/tahun

= 4.985,3976 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = 49,85 % x Rp 323.686.489.968,-

= Rp 161.370.584.569,-

5.3. Return on Investment (ROI)

ROI = investasi modal Total

pajak setelah Laba× 100 %

ROI = x 100%

= 13,74 % Rp. 218.153.793.679 Rp 29.983.339.606



5.4 Pay Out Time (POT) 5.4 Pay Out Time (POT)

POT = x 1 tahun POT = x 1 tahun 0,1374 1

POT = 7,28 tahun POT = 7,28 tahun

5.5. Return on Network (RON) 5.5. Return on Network (RON)

RON = RON = sendiriModal

pajaksetelahL× 100 % aba

.207.606RON = x 100%

Rp 130.892.276Rp 29.983.339

RON = 22,91 %

5.6. Internal Rate of Return (IRR)

Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan

pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk

memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut:

- Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun

- Masa pembangunan disebut tahun ke nol

- Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun

- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10

- Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan.

Dari Tabel LE.14, diperoleh nilai IRR = 10,02 %

Tabel LE.13 Data perhitungan BEP

Kapasitas Produksi (%) Biaya Tetap (Rp) Biaya Variabel (Rp) Biaya Produksi (Rp) Total Penjualan (Rp)

0 Rp 42,772,892,819 Rp - Rp 42,772,892,819 Rp - 10 Rp 42,772,892,819 Rp 23,789,013,756 Rp 66,561,906,575 Rp 32,368,648,997 20 Rp 42,772,892,819 Rp 47,578,027,511 Rp 90,350,920,331 Rp 64,737,297,994 30 Rp 42,772,892,819 Rp 71,367,041,267 Rp 114,139,934,086 Rp 97,105,946,990 40 Rp 42,772,892,819 Rp 95,156,055,023 Rp 137,928,947,842 Rp 129,474,595,987 50 Rp 42,772,892,819 Rp 118,945,068,779 Rp 161,717,961,598 Rp 161,843,244,984 60 Rp 42,772,892,819 Rp 142,734,082,534 Rp 185,506,975,354 Rp 194,211,893,981 70 Rp 42,772,892,819 Rp 166,523,096,290 Rp 209,295,989,109 Rp 226,580,542,978 80 Rp 42,772,892,819 Rp 190,312,110,046 Rp 233,085,002,865 Rp 258,949,191,975 90 Rp 42,772,892,819 Rp 214,101,123,801 Rp 256,874,016,621 Rp 291,317,840,971 100 Rp 42,772,892,819 Rp 237,890,137,557 Rp 280,663,030,376 Rp 323,686,489,968


Gambar LE. 4 Grafik BEP



Tabel LE 14. Data Perhitungan IRR

Thn Laba sebelum pajak Pajak Laba Sesudah

pajak Depresiasi Net Cash Flow

P/F pada i

= 10%

PV pada i = 10%

P/F pada i

= 11%

PV pada i = 11%

0 - - - - -

218,153,793,679 1-

218,153,793,679 1 -218,153,793,679

1

43,023,459,592

12,889,537,878

30,133,921,714 14,705,033,486

44,838,955,201 0.9091 40,762,686,546 0.9009 40,395,455,136

2

47,325,805,551

14,180,241,665

33,145,563,886 14,705,033,486

47,850,597,372 0.8264 39,545,948,241 0.8116 38,836,618,271

3

52,058,386,106

15,600,015,832

36,458,370,274 14,705,033,486

51,163,403,761 0.7513 38,439,822,510 0.7312 37,410,239,868

4

57,264,224,717

17,161,767,415

40,102,457,302 14,705,033,486

54,807,490,788 0.6830 37,434,253,663 0.6587 36,103,391,797

5

62,990,647,188

18,879,694,157

44,110,953,032 14,705,033,486

58,815,986,518 0.6209 36,520,100,166 0.5935 34,904,425,310

6

69,289,711,907

20,769,413,572

48,520,298,335 14,705,033,486

63,225,331,821 0.5645 35,689,051,532 0.5346 33,802,844,267

7

76,218,683,098

22,848,104,929

53,370,578,169 14,705,033,486

68,075,611,655 0.5132 34,933,552,774 0.4817 32,789,190,930

8

83,840,551,408

25,134,665,422

58,705,885,985 14,705,033,486

73,410,919,472 0.4665 34,246,735,722 0.4339 31,854,943,076

9

92,224,606,549

27,649,881,965

64,574,724,584 14,705,033,486

79,279,758,070 0.4241 33,622,356,583 0.3909 30,992,421,303

10

101,447,067,203

30,416,620,161

71,030,447,042 14,705,033,486

85,735,480,529 0.3855 33,054,739,184 0.3522 30,194,705,523

146,095,453,243 129,130,441,803

IRR = 10 + x (11 – 10) = 10,02 % 146.095.453.243 146.095.453.243 – 129.130.441.803

phenol dari cumene.pdf

Documents