skrip si

i

SKRIPSI

PRARANCANGAN PABRIK ASAM LAKTAT DARI ACETALDEHYDE

CYANOHYDRIN DAN ASAM SULFAT

KAPASITAS : 30.000 TON/TAHUN

Disusun oleh:

Nama : Yuliana Banne

NIM : 06.01.3568

JURUSAN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI

INSTITUT SAINS & TEKNOLOGI AKPRIND

YOGYAKARATA

2010

ii

HALAMAN PENGESAHAN

SKRIPSI




Dipersiapkan dan disusun oleh :

Yuliana Banne

06.01.3568

Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri

Institut Sains & Teknologi AKPRIND Yogyakarta

Menyetujui,

Pembimbing I Pembimbing II

Ir. Moedjiana Sajidi, MT Ir. Ganjar Andaka, Ph.D

Mengetahui,

Ketua Jurusan Teknik Kimia

Ir. Murni Yuniwati, MT

iii

HALAMAN PENGESAHAN

SKRIPSI




Telah dipertahankan di depan tim penguji Jurusan Teknik Kimia

Fakultas Teknologi Industri

Institut Sains & Teknologi AKPRIND Yogyakarta

Pada tanggal 15 oktober 2010

Susunan Dosen Penguji :

1. Ir. Moedjiana Sajidi, MT .......................................

2. Ir. Ganjar Andaka, Ph.D .......................................

3. Ir. Sumarni, MS .......................................

Mengetahui,

Ketua Jurusan Teknik Kimia

Ir. Murni Yuniwati, MT

iv

KATA PENGANTAR

Puji syukur dan terima kasih kepada Tuhan Yang Maha Esa yang senantiasa

melimpahkan kasih dan rahmat-Nya sehingga penyusun dapat menyelesaikan skripsi

berupa prarancangan pabrik kimia yang berjudul Prarancangan Asam Laktat dari

Acetaldehyde Cyanohydrin dan Asam Sulfat dengan kapasitas 30.000 ton/tahun.

Skripsi yang berupa prarancangan pabrik kimia ini merupakan salah satu

syarat untuk memenuhi kelulusan di Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknologi

Industri, Institut Sains & Teknologi AKPRIND Yogyakarta.

Penyusunan skripsi ini tidak terlepas bantuan banyak pihak baik moril maupun

materil. Oleh karena itu, dengan ketulusan hati penyusun mengucapkan terima kasih

kepada :

1. Ir. Sudarsono, M.T., selaku Rektor Institut Sains & Teknologi AKPRIND

Yogyakarta.

2. Ir. Murni Yuniwati, M.T., selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia Institut Sains

& Teknologi AKPRIND Yogyakarta.

3. Ir. Moedjiana Sajidi, M.T., selaku Dosen Pembimbing I.

4. Ir. Ganjar Andaka, Ph.D., selaku Dosen Pembimbing II.

5. Ayahanda dan Ibunda yang tercinta serta segenap keluarga besar atas segala

bentuk kasih dan dukungannya.

6. Teman-teman mahasiswa Institut Sains & Teknologi AKPRIND Yogyakarta

khususnya angkatan 2006.

7. Semua pihak yang telah membantu penyusun sehingga skripsi ini dapat

terselesaikan.

Penyusun menyadari bahwa penyusunan skripsi ini masih jauh dari sempurna,

oleh karena itu penyusun mengharapkan kritik dan saran yang membangun untuk

penyusunan tugas akhir yang lebih baik.

v

Akhir kata semoga skripsi ini dapat bermanfaat bagi semua yang

memerlukannya.

Yogyakarta, Oktober 2010

Penyusun

vi

DAFTAR ISI

HALAMAN JUDUL ................................................................................. i

HALAMAN PENGESAHAN ................................................................... ii

KATA PENGANTAR ............................................................................... iv

DAFTAR ISI .............................................................................................. vi

DAFTAR GAMBAR .................................................................................. viii

DAFTAR TABEL ...................................................................................... ix

INTISARI ................................................................................................... x

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

1.1. Latar Belakang .................................................................. 1

1.2. Tinjauan Pustaka ............................................................... 2

1.3. Pemilihan Proses ............................................................... 3

1.4. Pemilihan kapasitas ........................................................... 5

1.5. Pemilihan Lokasi .............................................................. 6

BAB II URAIAN PROSES ................................................................... 8

BAB III SPESIFIKASI BAHAN ........................................................... 10

3.1. Bahan Utama ..................................................................... 10

3.2. Bahan Pembantu ............................................................... 11

3.3. Produk ............................................................................... 11

BAB IV DIAGRAM ALIR .................................................................... 13

4.1. Diagram Alir Kuantitatif ................................................... 13

4.2. Diagram Alir Kualitatif ..................................................... 13

4.3. Process Engineering Flow Diagram ................................ 13

BAB V NERACA MASSA ................................................................... 17

vii

5.1 Neraca Massa Keseluruhan ............................................... 17

5.2 Neraca Massa Tiap Alat .................................................... 17

BAB VI NERACA PANAS .................................................................... 20

BAB VII SPESIFIKASI ALAT .............................................................. 24

7.1. Alat Proses ........................................................................ 24

7.2. Alat Utilitas ....................................................................... 42

BAB VIII UTILITAS ................................................................................ 59

8.1. Penyediaan Air .................................................................. 59

8.2. Penyediaan Steam ............................................................. 65

8.3. Pembangkit Listrik ............................................................ 68

8.4. Pengadaan Bahan Bakar ................................................... 71

8.5. Pengadaan Udara Tekan ................................................... 72

BAB IX LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK ............................... 74

BAB X ORGANISASI PERUSAHAAN ............................................. 78

10.1. Tugas Pokok Organisasi Perusahaan ................................ 78

10.2. Fungsi Organisasi ............................................................. 78

10.3. Struktur Organisasi ........................................................... 78

10.4. Tenaga Kerja ..................................................................... 82

BAB XI EVALUASI EKONOMI .......................................................... 84

11.1. Harga Peralatan ................................................................. 84

11.2. Dasar Perhitungan ............................................................. 86

11.3. Macam pengeluaran .......................................................... 89

11.4. Analisis Kelayakan ........................................................... 90

11.5. Hasil Perhitungan .............................................................. 92

BAB XII KESIMPULAN ........................................................................ 99

DAFTAR PUSTAKA

LAMPIRAN

viii

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1 Diagram alir kualitatif .............................................................. 14

Gambar 2 Diagram alir kuantitatif ............................................................ 15

Gambar 3 Process engineering flow diagram ........................................... 16

Gambar 4 Proses pengolahan air .............................................................. 73

Gambar 5 Tata letak pabrik ...................................................................... 76

Gambar 6 Tata letak alat proses ................................................................ 77

Gambar 7 Struktur organisasi .................................................................... 79

Gambar 8 Grafik analisa ekonomi ............................................................. 98

ix

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Permintaan asam laktat di Indonesia ........................................ 5

Tabel 8.1 Kebutuhan tenaga listrik untuk proses produksi ....................... 68

Tabel 8.2 Kebutuhan tenaga listrik untuk utilitas ..................................... 69

Tabel 9.1 Areal bangunan pabrik .............................................................. 75

Tabel 11.1 Harga alat proses ....................................................................... 87

Tabel 11.2 Harga alat utilitas dari luar negeri ............................................. 88

Tabel 11.3 Harga alat utilitas dari dalam negeri ......................................... 89

x

INTISARI

Pabrik asam laktat dari acetaldehyde cyanohydrin dan asam sulfat ini direncanakan didirikan di Gresik, Jawa Timur, dibangun di atas tanah seluas 30.625

m2 dengan kapasitas produksi 30.000 ton/tahun. Dalam satu tahun pabrik beroperasi

selama 330 hari, setiap hari beroperasi selama 24 jam, dengan 180 tenaga kerja.

Pabrik asam laktat dari acetaldehyde cyanohydrin dan asam sulfat bekerja secara kontinyu. Reaksi dijalankan dalam reaktor alir tangki berpengaduk [RATB] pada fase cair. Operasi berlangsung pada suhu 120oC dengan tekanan 1 atm. Pabrik dirancang dengan kapasitas 30.000 ton/tahun. Bahan baku yang dibutuhkan adalah acetaldehyde cyanohydrin sebanyak 22941,864 ton/tahun dan asam sulfat sebanyak 31666,536 ton/tahun. Utilitas yang dibutuhkan meliputi air sebanyak 650569,1494896 ton/tahun, steam sebanyak 18621,885744 ton/tahun, listrik sebesar 1789649,235 kWh/tahun, bahan bakar berupa residual fuel oil sebanyak 246,4704 ton/tahun dan udara tekan sebanyak 150480 m3/tahun.

Dari pertimbangan bahan baku, produk, serta proses secara keseluruhan,

dimana suhu tertinggi proses 120°C dan tekanan tertinggi proses 1 atm maka prarancangan pabrik asam laktat dari acetaldehyde cyanohydrin dan asam sulfat dengan kapasitas produksi 30.000 ton/tahun ini dikategorikan pabrik beresiko rendah.

Dari hasil perhitungan evaluasi ekonomi diperlukan modal tetap sebesar US$ 8592182,419 dan modal kerja sebesar US$ 21178391,71. Keuntungan sebelum pajak [PBT] sebesar US$ 5210626,014 dan keuntungan setelah pajak [PAT] sebesar US$ 3126375,609 dengan return on investment [ROI] sebelum pajak sebesar 60,64% dan setelah pajak sebesar 36,39%. Pay out time [POT] sebesar 2,16 tahun. Break even point [BEP] sebesar 41,66% dari kapasitas perancangan, shut down point [SDP] sebesar 31,22% dari kapasitas perancangan dan discounted cash flow [DCF] sebesar 11,34%.

Ditinjau dari hasil perhitungan secara teknis maupun hasil evaluasi ekonomi maka pabrik asam laktat dari acetaldehyde cyanohydrin dan asam sulfat ini cukup layak dipertimbangkan untuk didirikan.

Kata kunci : acetaldehyde cyanohydrin, asam sulfat, asam laktat

1

BAB I

PENDAHULUAN

1.1. Latar Belakang

Strategi pembangunan jangka panjang di bidang ekonomi yang telah

ditetapkan dalam GBHN (Garis-Garis Besar Haluan Negara) adalah

struktur ekonomi yang seimbang, dalam hal ini terdapat kemampuan dan

kekuatan industri yang maju. Di samping itu pula juga harus memperhatikan

peningkatan kesejaterahan masyarakat.

Tujuan didirikannya pabrik ini untuk mewujudkan strategi yang telah

ditetapkan dalam GBHN. Saat ini Indonesia merupakan negara importir

asam laktat. Bahan tersebut diimpor dari negara-negara Asia maupun Eropa.

Dengan dasar pertimbangan tersebut, maka saatnya Indonesia mendirikan

pabrik asam laktat untuk mengurangi impor dan akan lebih baik lagi apabila

Indonesia menjadi negara pengekspor asam laktat. Di samping itu pula,

dengan dibukanya pabrik ini akan memberikan lapangan kerja baru sehingga

dapat mengurangi pengangguran.

Asam laktat banyak dibutuhkan sebagai bahan setengah jadi dan

sebagai bahan additive pada industri bahan makanan dan sebagai bahan

pembuatan obat-obatan dalam industri farmasi.

Pemanfaatan asam laktat dalam dunia industri antara lain sebagai

complexing agent, sebagai bahan pelarut, bahan pembersih, bahan baku

berbagai sintesa kimia, pengontrol pH, bahan pencampur termoplastik,

bahan perasa, zat anti mikroba dan pengatur pH pada berbagai industri

makanan (zat additive makanan). Disamping itu juga digunakan sebagai

sodium carier, bahan campuran dalam industri kosmetik terutama dalam

perawatan kulit, suplemen mineral dan bahan baku sintesa obat pada industri

farmasi, serta sebagai indikator berbagai penyakit seperti pneumonia,

tuberkulosis, dan gagal jantung (Kirk & Othmer, 1981).

2

1.2. Tinjauan Pustaka

Asam laktat atau 2-hydroxypropionic acid (CH3CHOHCOOH)

merupakan senyawa kimia yang ditemukan pada tahun 1780 oleh seorang

kimiawan berkebangsaan Swedia, Scheele (Noller, 1966).

Asam laktat pertama kali diproduksi secara komersial oleh Charles E.

Avery di Littleton, Massachusetts, USA pada 1881. Asam laktat (lactic acid)

adalah salah satu asam organik yang penting di industri, terutama di industri

makanan. Di samping itu, penggunaannya sekarang lebih luas karena bisa

dipakai sebagai bahan baku pembuatan polylactic acid, biodegradable

plastics yang merupakan polimer dari asam laktat.

Pembuatan asam laktat dapat dilakukan dengan dua cara yaitu

menggunakan proses fermentasi dan proses sintesis. Di Amerika Serikat

lebih dari 85% asam laktat yang dijual dibuat dengan proses sintesis dan

semua asam laktat yang dihasilkan di Jepang juga menggunakan proses

sintesis. Sedangkan asam laktat yang dihasilkan di Eropa kira-kira setengah

dari kapasitas tergabung menggunakan proses fermentasi (Kirk & Othmer,

1981).

Terdapat dua macam proses pembuatan asam laktat yaitu metode

sintesis kimia dan metode fermentasi.

a. Proses Sintesis Kimia

1. Dari acetaldehyde cyanohydrin dan asam sulfat (Kirk & Othmer, 1981) :

Dasar dari metode ini ialah pada acetaldehyde cyabohydrin. Hidrogen

sianida dalam wujud basa direaksikan dengan acetaldehyde untuk

menghasilkan acetaldehyde cyabohydrin. Selanjutnya acetaldehyde

cyabohydrin dihidrolisis dengan asam sulfat hingga diperoleh produk

asam laktat dan ammonium hidrosulfat. Reaksi yang terjadi sebagai

berikut:

Pembentukan acetaldehyde cyanohydrin (Morrison & Boyd, 1966) :

CH3CHO + HCN

katalis

CH3CHOHCN

asetaldehyde hidrogen sianida acetaldehyde cyanohydrin

3

Hidrolisis oleh asam (Kirk & Othmer, 1981) :

CH3CHOHCN + 2H

2O + H

2SO

4 CH

3CHOHCOOH + NH

4HSO

4

ac. cyanohydrin air asam sulfat asam laktat am.hidrosulfat

2. Dari propylene, nitrogen dioxide, dan nitric acid ( US patent 3642889 ) :

Dasar dari metode ini ialah pada propylene. Selanjutnya propylene

dihidrolisis dengan nitric acid hingga diperoleh produk asam laktat dan

nitrous acid. Reaksi yang terjadi sebagai berikut:

C3H6 + NO2 + HNO3 CH3CHOHCOOH + HNO2

Propylene nitogen dioxide nitric acid asam laktat nitrous acid

b. Proses Fermentasi

Proses pembuatan asam laktat dengan menggunakan metode

fermentasi diperoleh dengan langkah – langkah sebagai berikut :

Tahap fermentasi (US patent 5252473 pg 4) :

C6H

12O

6+ H

2O + NH

3

organisme

CH3CH(OH)CO

2 NH

4

karbohidrat ammonium laktat

Selanjutnya dilakukan proses hidrolisis dengan enzim atau larutan asam

(US patent 5252473 pg 4) :

Tahap hidrolisis :

CH3CH(OH)CO

2 NH

4

+ H2SO

4 CH

3CHOHCOOH + NH

4HSO

4

ammonium laktat asam.sulfat asam laktat am.hidrosulfat

1.3. Pemilihan Proses

4

Pada prarancangan ini dipilih proses sintesis dengan bahan baku

acetaldehyde cyanohydrin yang dihidrolisis dengan asam sulfat dengan

pertimbangan sebagai berikut :

1. Pembuatan asam laktat dengan acetaldehyde cyanohydrin telah banyak

digunakan dari dulu di berbagai negara karena prosesnya ekonomis serta hasil

yang didapat pun cukup tinggi ( US patent 5252473 ), sedangkan dengan

propylene hasil yang didapat tidak terlalu tinggi ( US patent 3642889 ).

2. Pada proses sintesis alat dan biaya yang digunakan lebih ekonomis serta

digunakan untuk skala besar, sedangkan fermentasi hanya terbatas untuk

skala kecil dan biaya yang dikeluarkan lebih banyak (Kirk & Othmer, 1981).

3. Pada proses sintesis bahan baku yang digunakan disesuaikan dengan

kebutuhan produksi atau konversinya, sedangkan fermentasi memerlukan

kombinasi bahan baku yang tepat dengan organisme yang digunakan

sehingga umumnya membutuhkan tenaga yang ahli untuk mengetahuinya

(US patent 5252473).

4. Pada proses sintesis waktu dan biaya lebih murah, sedangkan fermentasi

membutuhkan biaya dan waktu yang lama sehingga tidak efisien (US patent

11/535008).

5. Peralatan yang digunakan tidak terlalu rumit.

6. Kondisi operasi dapat dijalankan pada:

a. Suhu 10-1250C, tekanan 15-200 psig, waktu 1 jam (US patent

11/535008).

b. Suhu 130-2500C, tekanan 5-25 kg/cm2, waktu 4-11 jam (US patent

6342626).

c. Suhu 100-1500C, tekanan atmospheric, waktu 1 jam (US patent 5252473).

d. Suhu 150-3000C, tekanan atmospheric, waktu 10 min-5 jam (US patent

4663479).

5

Diambil kondisi operasi : suhu 1200C, tekanan 1 atm, waktu 1 jam (US patent

11/535008). dengan pertimbangan agar tidak terjadi penguapan mengingat

titik didih asam laktat yaitu 1220C dan waktunya tidak terlalu lama.

7. Specific solvent yang biasa digunakan dalam ekstraksi untuk memurnikan

asam laktat yaitu : 1-butanol, 2-ethyl hexanol, 1-octanol, methy isobutil

ketone, cyclohexanone, disobutyl ketone, isopropyl ether, ethyl acetate,

isobutyl acetate, dlln (US patent 6320077). Yang diambil sebagai solvent

pada ekstraktor adalah isopropyl ether karena mudah didapat, dan harganya

terjangkau serta titik didihnya yang rendah sehingga mudah dipisahkan

dengan baik menggunakan evaporator.

1.4. Pemilihan Kapasitas

Karena semakin banyaknya industri farmasi dan industri bahan makanan

serta semakin banyaknya rumah sakit dan klinik, maka kebutuhan asam laktat

di Indonesia semakin meningkat. Dengan meningkatnya permintaan asam

laktat di dalam negeri selama kurun waktu 2003-2008 cukup besar dari tahun

ke tahun semakin bertambah. Secara rinci perkembangan asam laktat dapat

dilihat pada Tabel 1.1 ( Sumber : Badan Pusat Perdagangan Statistik, 2009 ).

Tabel 1.1 Permintaan asam laktat 6 tahun terakhir di Indonesia

Tahun Komoditi ( Kg ) US $

2003 761.065 1.517.740

2004 919.475 2.052.635

2005 1.240.507 2.563.137

2006 1.383.239 2.626.841

2007 1.367.995 2.892.431

2008 1.670.436 3.697.332

6

Diperkirakan kebutuhan asam laktat pada tahun 2010 akan mencapai

30.000 ton/tahun. Berdasarkan data pada tabel 1.1 dapat disimpulkan bahwa

permintaan asam laktat di dalam negeri cenderung mengalami kenaikan,

demikian juga nilai pembeliannya, sehingga untuk memproduksi komoditi

tersebut memiliki prospek yang cukup baik terutama di dalam negeri dalam

rangka mengurangi ketergantungan dari negara lain serta untuk kontinuitas dan

stabilitas produksi dalam negeri untuk memenuhi kebutuhan pasar dalam negeri.

1.5. Pemilihan Lokasi

Lokasi suatu pabrik dapat mempengaruhi kedudukan pabrik dalam

persaingan maupun penentuan kelangsungan berdirinya pabrik tersebut.

Pabrik asam laktat ini direncanakan berdiri di Gresik, Jawa Timur dengan

pertimbangan-pertimbangan sebagai berikut :

1. Penyediaan Bahan Baku

Penyediaan bahan baku merupakan kebutuhan utama bagi kelangsungan

suatu pabrik sehingga pengadaan bahan baku sangat diperhatikan. Mengingat

kemudahan transportasi bahan baku asam sulfat dari PT.Petrokimia Gresik

dan bahan baku acetaldehyde cyanohydrin yang diimpor dari Jepang dekat

dengan pelabuhan tanjung perak maka pabrik didirikan di Gresik, Jawa

Timur.

2. Daerah Pemasaran Produk

Pemilihan lokasi di Gresik, Jawa Timur karena berdekatan dengan Surabaya

dimana terdapat banyak pabrik makanan dan farmasi. Hal ini berarti

memperpendek jarak antara pabrik dengan konsumen.

3. Penyediaan Bahan Bakar

Daerah Gresik merupakan kawasan industri sehingga penyediaan bahan bakar

untuk generator dapat dengan mudah terpenuhi, sedangkan listrik untuk

keperluan proses dan perkantoran disediakan dari PLN.

4. Transportasi

Telah tersedia transportasi darat yang memadai sehingga pengiriman barang

keluar maupun ke dalam pabrik tidak mengalami kesulitan sedangkan

transportasi laut dekat dengan pelabuhan tanjung perak.

7

5. Tenaga kerja

Tenaga kerja merupakan modal utama pendirian suatu pabrik, dengan

didirikannya pabrik di Gresik, Jawa timur diharapkan akan dapat menyerap

tenaga kerja sehingga dapat mengurangi pengangguran, serta tenaga kerja

ahli dapat dipenuhi dari semua universitas di Indonesia.

6. Penyediaan Utilitas

Kebutuhan air dapat terpenuhi dari sungai Bengawan Solo.

7. Lingkungan

Letak pabrik ini berada di daerah kawasan industri, sehingga faktor

perundang-undangan dan peraturan setempat tidak menjadi masalah. Setelah

melaui studi kelayakan Analisis Mengenai Dampak Lingkungan (AMDAL),

masalah polusi baik polusi udara, polusi suara dan polusi air bisa diatasi.

Ketersediaan lokasi masih cukup luas, sehingga mempermudah melakukan

perluasan area pabrik.

8

BAB II

URAIAN PROSES

Pada proses pembuatan asam laktat digunakan bahan baku berupa asam sulfat

(H2SO4) dengan kadar 98% dan acetaldehyde cyanohydrin (CH3CHOCHCN) dengan

kadar 99%. Asam sulfat dari tangki penyimpanan bahan baku (T-01) pada tekanan 1 atm

dan suhu 300C dialirkan ke tangki pengencer (TP) dengan bantuan pompa (P-04). Air

(H2O) dari utilitas juga dialirkan ke dalam tangki pengencer (TP) dengan bantuan pompa

(P-05) untuk mengencerkan asam sulfat dari kadar 98% menjadi 73,5%. Larutan yang

terbentuk dari tangki pengencer selanjutnya dipanaskan sampai suhu 1200C. kemudian

larutan ini dialirkan ke dalam reaktor. Bahan baku yang lain berupa acetaldehyde

cyanohydrin (CH3CHOCHCN) dari tangki penyimpan (T-02) pada tekanan 1 atm dan

suhu 300C dipompa menuju heater (HE-02) untuk dipanaskan sampai suhu 1200C, yang

selanjutnya akan dimasukkan ke dalam reactor.

Reaksi antara acetaldehyde cyanohydrin dan asam sulfat di lakukan di dalam

reaktor yang berada pada suhu 1200C dan tekanan 1 atm yang menghasilkan asam laktat.

Reaktor yang digunakan berupa reaktor alir tangki berpengaduk (RATB) yang

berjumlah dua unit. Reaktor beroperasi secara isothermal (suhu konstan), untuk menjaga

suhu didalam reaktor konstan dilakukan pendinginan dengan menggunakan pendingin

coil dengan luasan transfer panas yang besar dengan medium pendingin air. Hasil yang

keluar dari reaktor-02 didinginkan dengan cooler (CL-01) dengan medium pendingin air

sampai suhu 400C, selanjutnya diumpankan ke dalam ekstraktor (EKS). Di dalam

ekstraktor (EKS) terjadi pemisahan asam laktat dari larutan anorganik dengan

penambahan solvent isopropil eter yang dipompakan dari tangki penyimpanan (T-03).

Disamping itu ke dalam ekstraktor (EKS) juga dialirkan air untuk melarutkan larutan

anorganik serta mencegah supaya asam laktat tidak turun ke bawah ekstraktor (EKS).

Ekstraktor (EKS) beroperasi pada kondisi operasi 400C dan tekanan 1 atmosfer. Sebagai

hasil bawah (rafinat) dipompakan ke unit pengolahan limbah (UPL) untuk diolah

kembali, dan sebagai hasil atas (ekstraks) diumpankan ke evaporator (EVA). Umpan

9

(ekstraks) tersebut dipekatkan dalam evaporator (EVA) pada suhu 1100C dan tekanan

1atm, dimana fase ringan yang teruapkan akan diembunkan di condensor (CD) sampai

suhu 700C, hasil embunan ini akan ditampung sementara di accumulator (ACC) yang

kemudian akan dipompakan ke cooler (CL-03) untuk didinginkan dengan pendingin air

sampai suhu 400C, yang akan menjadi solvent diproses berikutnya. Hasil bawah dari

evaporator (EVA) ini kemudian didinginkan dengan air sampai suhu 300C kemudian

dipompa ke tangki penampung produk (T-04).

10

BAB III

SPESIFIKASI BAHAN DAN PRODUK

3.1 Bahan Baku

1. Acetaldehyde Cyanohidrin

Rumus molekul : CH3CHOHCN

Berat molekul : 71,08 kg/kmol

Densitas : 0,9834-0,992 g/mL

Titik didih : 1840C

Titik lebur : - 40 C

Kemurnian : 99%

Impuiritis : 1% ( air )

Fase : cair

Warna : kekuning-kuningan

Kelarutan : larut dalam air dan eter

2. Asam Sulfat

Rumus molekul : H2SO4


Densitas : 1,83-1,84 g/mL

Titik didih : 3400C

Titik lebur : 10,490C

Kemurnian : 98%

Impuiritis : 2% ( air )

Fase : cair

Warna : kekuning-kuningan

Kelarutan : larut dalam air

11

3.2 Bahan Pembantu

1. Isopropil Eter sebagai pelarut organik

Rumus molekul : (C3H7)2O


Densitas : 0,725 g/mL

Titik didih : 68,40C

Titik lebur : -86,90C

Kemurnian : 100%

Fase : cair

Warna : tidak berwarna


2. Air

Rumus molekul : H2O



Titik didih : 1000C

Titik beku : 00C

Fase : cair

Warna : bening

3.3 Produk

1. Asam Laktat

Rumus molekul : CH3CHOHCOOH



Titik didih : 1220C


Fase : cair

12

Warna : bening kekuning-kuningan

Kelarutan : larut dalam air dan ether pada berbagai bagian

Kemurnian : 95%

Impuiritis : 5% ( 3% acetaldehyde cyanohydrin , 2% air )

2. Ammonium Hidrosulfat

Rumus molekul : NH4HSO4



Titik didih : 4900C


Warna : putih/ bening

Fase : cair


13

BAB IV

DIAGRAM ALIR

Diagram alir yang disajikan yaitu diagram alir kualitatif, diagram alir kuantitatif,

dan process engineering flow diagram (PEFD).

4.1 Diagram alir kualitatif

Merupakan susunan blok dari proses pembentukan asam laktat dari acetaldehyde

cyanohydrin seperti pada Gambar 1.

4.2 Diagram alir kuantitatif

Seperti diagram alir kualitatif tetapi dilengkapi dengan berat dan komposisi dari

setiap arus bahan masuk alat dengan satuan kg/jam seperti terlihat pada Gambar 2.

4.3 Process engineering flow diagram (PEFD)

Process engineering flow diagram merupakan diagram induk yang dibuat lebih

lengkap meliputi semua alat proses, alat pembantu, kondisi operasi pada alat proses,

aliran bahan yang diproses dan produknya, daftar alat - alat, neraca bahan, instrumentasi

yang dipakai, kode alat dan instrument seperti pada Gambar 3.

14

Gambar 1. Diagram Alir Kualitatif

15

Gambar 2. Diagram Alir Kuantitatif

16

Gambar.3 Process Engineering Flow Diagram (PEFD)

17

BAB V

NERACA MASSA

Dasar perhitungan neraca massa produksi asam laktat dari acetaldehyde

cyanohydrin dan asam sulfat dengan kapasitas 30.000 ton/tahun, pabrik beroperasi

330 hari per tahun dan 24 jam/hari.

Satuan : kg/jam

V.1. Neraca Massa Keseluruhan

V.2. Neraca Massa Tiap Alat

1. Mixer

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

H2SO4 3998,3 3998,3

H2O 1439,9 1439,9

Jumlah 5438,2 5438,2


CH3CHOHCN 2896,7 57,9

H2SO4 3998,3 79,9

H2O 6487,1 5047,7

CH3CHOHCOOH 3598,5

(C3H7)2O 4054,4 4054,4

NH4HSO4 4598,1

Jumlah 17436,5 17436,5

18

2. Reaktor-01

3. Reaktor-02

4. Ekstraktor


Umpan segar Recycle Rafinat Ekstrak

CH3CHOHCN 57,9 57,9

H2SO4 79,9 79,9

H2O 4926,8 120,9 4795,3 252,4

CH3CHOHCOOH 3598,5 3598,5

(C3H7)2O 4054,4 4054,4

NH4HSO4 4598,1 4598,1

Jumlah 13261,2 4175,3 9473,3 7963,2

17436,5 17436,5


CH3CHOHCN 2896,7 228,9

H2SO4 3998,3 315,9

H2O 1468,8 116,1

CH3CHOHCOOH 3381,8

NH4HSO4 4321,1

Jumlah 8363,8 8363,8


CH3CHOHCN 2896,7 57,9

H2SO4 3998,3 79,9

H2O 1468,8 29,4

CH3CHOHCOOH 3598,5

NH4HSO4 4598,1

Jumlah 8363,8 8363,8

19

5. Evaporator

KOMPOSISI

Masuk

(kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Fase Uap Produk


CH3CHOHCN 57,9 57,9

H2O 252,4 120,9 131,5

(C3H7)2O 4054,4 4054,4

Jumlah 7963,2 4175,3 3787,9

7963,2

20

BAB VI

NERACA PANAS

Suhu referensi = 25oC = 298 K

1. Reaktor-01

2. Reaktor-02

Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal /jam)

CH3CHOHCN 183824,582 14525,994

H2SO4 133171,378 10521,681

H2O 139536 11029,5

CH3CHOHCOOH 140074,156

NH4HSO4 139161,025

Panas reaksi 4765462,058

Panas diserap pendingin 4903315,531

Panas yang hilang 3366,13

Jumlah 5.221.994,018 5.221.994,018

Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal/jam)

CH3CHOHCN 14525,994 3674,334

H2SO4 10521,681 2661,229

H2O 11029,5 2793

CH3CHOHCOOH 140074,156 149049,87

NH4HSO4 139161,025 148081,810

Panas reaksi 305381,918


Panas yang hilang 3366,13

Jumlah 620694,274 620694,274

21

3. Ekstraktor


Umpan segar recycle Rafinat Ekstrak

CH3CHOHCN 580,158 580,158

H2SO4 420,194 419,142

H2O 73902 1813,5 71929,5 3786

CH3CHOHCOOH 23534,190 23534,19

(C3H7)2O 8392,608 8392,608

NH4HSO4 23381,339 23381,339

Panas hilang kelingkungan 1,052

Jumlah 121817,881 10206,108 95731,033 36292,956

132023,989 132023,989

4. Evaporator

KOMPOSISI

Masuk

(kcal/jam)

Keluar (kcal/jam)

Fase Uap Produk

CH3CHOHCOOH 114259,6 114259,6

CH3CHOHCN 2707,4 2707,4

H2O 17668 64394,484 9205

(C3H7)2O 39165,5 2159478,854

Beban panas 2176244,838

Jumlah 2350045,338 2223873,338 126172

2350045,338

22

5. Heater-01

6. Heater-02

7. Cooler-01


H2SO4 14718,942 133171,378

H2O 15118,950 136790,500

Panas dari steam 240123,986

Jumlah 269961,878 269955,878


CH3CHOHCN 9674,978 183824,582

H2O 144,500 2745,500

Panas dari steam 176750,604

Jumlah 186570,082 186576,082


CH3CHOHCN 3674,334 580,158

H2SO4 2661,229 420,194

H2O 2793 441

CH3CHOHCOOH 149049,870 23534,190

NH4HSO4 148081,811 23381,339


Jumlah 306260,244 306260,244

23

8. Cooler-02

9. Cooler-03

10. Condensor


CH3CHOHCN 3287,562 580,158

H2O 11177,500 1972,500

CH3CHOHCOOH 133360,410 23534,190


Jumlah 147825,472 147825,472


(C3H7)2O 25177,824 8392,608

H2O 5440,500 1813,500


Jumlah 30618,324 30618,324


(C3H7)2O 47558,112 25177,824

H2O 10276,500 5440,500


Jumlah 57834,612 57834,612

24

BAB VII

SPESIFIKASI ALAT

7.1. Alat Proses

1. Tangki Pencampur [TP – 01]

Fungsi : Mengencerkan asam sulfat dengan menggunakan air

Jenis : Tangki berpengaduk.

Kondisi operasi :

Tekanan operasi, P = 1 atm

Suhu operasi, Tin = 30oC

Tout = 35,5oC

Spesifikasi :

Diameter dalam : 1,21 m

Diameter luar : 1,18 m

Tinggi shell : 1,8145 m

Tinggi head : 0,255 m

Tinggi tangki : 2,324 m

Volume tangki : 2,25 m3

Bentuk head : Torispherical dishead

Bahan dinding : Stainless steel, SA-167; grade-11

Tebal shell : 16

3in

Tebal head : 16

3in

Pengaduk :

Diameter impeller : 0.403 m

Lebar blade : 0,081 m

Panjang blade : 0,1008 m

Jumlah impeller : 3 buah

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 8230,013514

25

2. Reaktor [R-01]

Fungsi : Mereaksikan acetaldehyde cyanohydrin (CH3CHOHCN),

dengan asam sulfat (H2SO4) dan air (H2O)

Jenis : Reaktor alir tangki berpengaduk (RATB).

Proses : Eksotermis.

Kondisi operasi :


Suhu operasi, T = 110 oC

Konversi x = 92.098%

Spesifikasi :

Diameter dalam : 2.4289 m

Diameter luar : 2.4384 m

Tinggi shell : 3.6 m

Tinggi head : 0.47 m

Tinggi reaktor : 4.58 m

Volume reaktor : 16.836 m3



Tebal shell : 16

3in

Tebal head : 4

1in

Tebal isolasi : 0.172 m

Bahan isolasi : Asbestos

Pengaduk :





Power motor : 25 Hp

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 18693,88784

26

3. Reaktor [R-02]

Fungsi : Mereaksikan kembali hasil dari reaktor 01 yaitu

(CH3CHOHCN, H2SO4, H2O)

Jenis : Reaktor alir tangki berpengaduk (RATB).

Proses : Eksotermis.

Kondisi operasi :



Konversi x = 98%

Spesifikasi :

Diameter dalam : 2.4289 m

Diameter luar : 2.4384 m

Tinggi shell : 3.6 m

Tinggi head : 0.47 m

Tinggi reaktor : 4.58 m

Volume reaktor : 16.836 m3



Tebal shell : 16

3in

Tebal head : 4

1in

Tebal isolasi : 0.172 m

Bahan isolasi : Asbestos

Pengaduk :





Power motor : 25 Hp

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 18693,88784

27

4. Ekstraktor [EKS]

Fungsi : Memisahkan bahan anorganik (asam sulfat dan amonium

hidrosulfat) dari bahan organik (acetaldehyde cyanohydrin,

asam laktat), dengan menggunakan pelarut isopropil eter

Jenis : packed column extraction

Kondisi operasi :


Suhu operasi T = 40 oC

Diameter tangki : 0,5232 m

Tinggi Ekstraktor : 5,7328 m

Tebal shell : 0,13 in; 0,0033 m

Tebal head : 0,13 in; 0,0033 m

Bahan konstruksi : Steinless steel, SA-167; grade-11

Jenis bahan isian : Rashing rings

Diameter bahan isisan : 0,0545 m

Tinggi bahan isian : 4,7328 m

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 35271,48649

5. Evaporator [EVA]

Fungsi : Memekatkan larutan asam laktat hingga 95%

Jenis : Long tube evaporator

Kondisi operasi umpan :

T = 110oC

P = 1 atm

Pemanas yang digunakan : Saturated Steam

Suhu steam, T = 128 oC

Tekanan steam, P = 2,51 atm

Luas transfer panas : 53,161 m2

Diameter : 0,657 m

Tinggi : 5,344 m



28

Tebal shell : 16

3in

Tebal head : 16

3in

Susunan pipa : Triangular pitch

Jumlah pipa : 199 buah

Panjang pipa : 12 ft

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 14226,16622

6. Tangki-01 [T - 01]

Fungsi : Menyimpan larutan asam sulfat 98% sebelum dialirkan ke

tangki pencampur selama 15 hari

Jenis : Tangki tegak dengan atap kerucut

Kondisi penyimpanan :

Tekanan, P = 1 atm

Suhu, T = 30 oC

Volume Larutan : 805,6 m3

Diameter : 10,717 m

Tinggi : 10,717 m

Bahan : Stainless steel SA 283 grade C

Jenis head : conical dished head

Tinggi atap : 2,22 m

Volume tangki : 398709,696 gallon = 1509,28 m3

Tebal Sheel :

H1 = 40 ft : ts = 13/16 in

H2 = 32 ft : ts = 11/16 in

H3 = 24 ft : ts = 9/16 in

H4 = 16 ft : ts = 7/16 in

H5 = 8 ft : ts = 1/4 in

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 223386,0811

29

7. Tangki-02 [T - 02]

Fungsi : Menyimpan larutan acetaldehyde cyanohydrin 99% sebelum

dialirkan ke reaktor selama 15 hari



Tekanan, P = 1 atm

Suhu, T = 30 oC


Diameter : 11,75 m

Tinggi : 11,75 m





Tebal Sheel :

H1 = 40 ft : ts = 1/2 in

H2 = 32 ft : ts = 7/16 in

H3 = 24 ft : ts = 3/8 in

H4 = 16 ft : ts = 5/16 in

H5 = 8 ft : ts = 1/4 in

Jumlah : 2 buah

Harga : $ 446772,1622

8. Tangki-03 [T - 03]

Fungsi : Menyimpan larutan isopropil eter sebagai pelarut



Tekanan, P = 1 atm

Suhu, T = 30 oC


Diameter : 5,897 m

30

Tinggi : 5,897 m





Tebal Sheel :

H1= 24 ft : ts = 3/8 in

H2= 16 ft : ts = 5/16 in

H3 = 8 ft : ts = 3/16 in

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 81241,99054

9. Tangki Produk [T - 04]

Fungsi : Menyimpan produk asam laktat 95% selama 7 hari sebelum

didistribusikan ke konsumen.



Tekanan, P = 1 atm

Suhu, T = 40 oC


Diameter : 9,2 m

Tinggi : 9,2 m





Tebal Sheel :

H2 = 32 ft : ts = 1/2 in

H3 = 24 ft : ts = 3/8 in

H4 = 16 ft : ts = 5/16 in

H5 = 8 ft : ts = 1/4 in

31

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 129328,7838

10. Cooler-01 [C - 01]

Fungsi : Mendinginkan larutan hasil keluar reaktor-02 sebelum dimasukkan

ke dalam ekstraktor dari suhu 1200C menjadi 400C

Jenis : Shell and tube

Luas transfer panas : 35,34 ft2

Passes shell-tube : 1 - 4

Shell side :

Inside diameter shell, IDS : 10 in = 0,254 m

Baffle spacing, B : 8 in = 0,2032 m

Tube side :

Out side diameter, OD : 1 in = 0,0254 m

Jumlah tube, Nt : 26 buah

Susunan tube : Square pitch

Tube pitch, pt : 1,25 in = 0,03175 m

BWG : 16

Inside diameter, ID : 0,87 in = 0,022 m

Panjang tube : 8 ft

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 1622,488378

11. Cooler-02 [C - 02]

Fungsi : Mendinginkan larutan hasil bawah evaporator sebelum

dimasukkan kedalam tangki produk dari suhu 1100C menjadi 400C




Shell side :

Inside diameter shell, IDS : 17,25 in = 0,43815 m


Tube side :


32



Tube pitch, pt : 1,25 in = 0,03175 m

BWG : 16


Panjang tube : 8 ft

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 4350,15

12. Cooler-03 [C - 03]

Fungsi : Mendinginkan hasil keluar accumulator dari suhu 110oC

menjadi 40oC




Shell side :

Inside diameter shell, IDS : 17,25 in = 0,43815 m


Tube side :




Tube pitch, pt : 1,25 in = 0,03175 m

BWG : 16


Panjang tube : 8 ft

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 3644,72027

13. Heater 01 [HE – 01]

Fungsi : memanaskan larutan asam sulfat dari tangki pengaduk (TP-01)

sebelum masuk reaktor (R-01) dari suhu 35,5oC menjadi 120oC



33


Shell side :


Tube side :

Out side diameter, OD : 1 in = 0,0254



Tube pitch, pt : 1,25 in = 0,03175 m

BWG : 16


Panjang tube : 8 ft

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 2292,646622

14. Heater 02 [HE – 02]

Fungsi : memanaskan larutan acetaldehyde cyanohydrin sebelum

masuk reaktor (R-01) dari suhu 30oC menjadi 120oC




Shell side :


Tube side :


Susunan tube : square pitch

Tube pitch, pt : 1,25 in = 0,03175 m

BWG : 16


Panjang tube : 8 ft

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 2092,774865

15. Condensor [CD]

34

Fungsi : mengembunkan uap hasil atas evaporator dari suhu 110oC

menjadi 70oC

Jenis : shell and tube




Tube side :



Tube pitch, pt : 1,25 in = 0,03175 m

BWG : 16


Panjang tube : 8 ft

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 2316,160946

16. Accumulator [ACC]

Fungsi : Menampung sementara hasil keluar condensor sebelum

dialirkan kembali ke ekstraktor

Jenis : Tangki silinder horizontal

Kondisi operasi :



Spesifikasi :

Diameter dalam : 0,4477 m

Diameter luar : 0,4572 m

Panjang : 2,49 m

Volume : 1,644 m3

Bentuk head : head hemispherical

Bahan dinding : Stainless steel SA-167, Grade 11

Tebal dinding : 16

3in

35

Tebal head : 16

3in

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 2939,290541

17. Pompa (P-01)

Fungsi : Mengalirkan larutan asam sulfat 98% dari supplier kedalam

tangki-01 sebagai persiapan bahan baku sebelum ke reaktor-

01

Jenis alat : pompa centrifugal

Spesifik pompa :

Kapasitas pompa : 9,852 gpm

Spesific feed : 21,726

Head pompa : 40,88 lbf.ft/lbm

Jenis motor : motor induksi

Voltase : 3 phase, 50 Hz, 220-440 Volt AC

Kecepatan putaran : 3600 rpm

Power motor : 0,75 Hp [Standard NEMA]

Jumlah pompa : 1 buah

Bahan : Wrought iron (commercial steel)

Harga satuan : $ 693,6725676

18. Pompa (P-02)

Fungsi : Mengalirkan larutan acetaldehyde cyanohydrin dari supplier

kedalam tangki-02 sebagai persiapan bahan baku sebelum ke

reaktor-01


Spesifik pompa :







36




Harga satuan : $ 728,9440541

19. Pompa (P-03)

Fungsi : Mengalirkan pelarut isopropil eter dari supplier ke tangki

penyimpanan sementara sebelum ke ekstraktor


Spesifik pompa :










Harga satuan : $ 952,3301351

20. Pompa (P-04)

Fungsi : Mengalirkan bahan baku asam sulfat dari tangki-01 ke

tangki pencampur untuk diumpankan ke reaktor-01

Jenis alat : Pompa centrifugal

Spesifik pompa :









37


Harga satuan : $ 693,6725676

21. Pompa (P-05)

Fungsi : Mengalirkan air proses dari unit utilitas untuk diumpankan ke

tangki pencampur dan ekstraktor


Spesifik pompa :










Harga satuan : $ 940,572973

22. Pompa (P-06)

Fungsi : Mengalirkan bahan baku acetaldehyde dari tangki-02 ke

reaktor-01


Spesifik pompa :










38

Harga satuan : $ 728,9440541

23. Pompa-07 (P-07)

Fungsi : Mengalirkan bahan baku asam sulfat dari tangki pencampur

ke reaktor-01


Spesifik pompa :










Harga satuan : $ 740,7012162

24. Pompa-08 (P-08)

Fungsi : Mengalirkan larutan hasil keluar dari reaktor-01 masuk ke

reaktor-02


Spesifik pompa :










Harga satuan : $ 764,2155405

39

25. Pompa-09 (P-09)

Fungsi : Mengalirkan larutan hasil keluar dari reaktor-02 ke

ekstraktor


Spesifik pompa :










Harga satuan : $ 764,2155405

26. Pompa-10 (P-10)

Fungsi : Mengalirkan isopropil eter dari tangki-03 ke ekstraktor pada

saat start up.


Spesifik pompa :










Harga satuan : $ 987,6016216

40

27. Pompa-11 (P-11)

Fungsi : Mengalirkan larutan hasil atas (ekstrak) dari ekstraktor

masuk ke evaporator


Spesifik pompa :










Harga satuan : $ 942,3365473

28. Pompa-12 (P-12)

Fungsi : Mengalirkan larutan hasil bawah (rafinat) dari ekstraktor ke

UPL


Spesifik pompa :










Harga satuan : $ 928,8158108

41

29. Pompa-13 (P-13)

Fungsi : Mengalirkan hasil atas evaporator dari accumulator ke

cooler-03 menuju ekstraktor


Spesifik pompa :










Harga satuan : $ 881,7871622

30. Pompa-14 (P-14)

Fungsi : Mengalirkan larutan hasil bawah evaporator ke tangki

produk (T-04)


Spesifik pompa :










Harga satuan : $ 740,7012162

42

31. Pompa-15 (P-15)

Fungsi : Mengalirkan hasil produk dari tangki produk ke

mobil produk


Spesifik pompa :










Harga satuan : $ 740,7012162

7.2. Spesifikasi Alat Utilitas

1. Bak Pengendap Pertama [BU-01]

Fungsi : Menampung air dari sungai dan mengendapkan kotoran-

kotoran yang terbawa sebelum diolah lebih lanjut

Jenis : Bak beton empat persegi panjang

Volume : 1191,456 m3

Panjang : 13,98 m

Lebar : 13,98 m

Tinggi : 6,096 m

Bahan : Beton bertulang

Tebal : 0,2 m

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 50000000

43

2. Bak Pengendap kedua [BU-02]

Fungsi : Menampung air dari bak pengendap pertama [BU-01] untuk

mengendapkan kotoran-kotoran halus yang tidak terendapkan

pada bak pengendap pertama [BU-01].


Volume : 1191,456 m3

Panjang : 13,98 m

Lebar : 13,98 m

Tinggi : 6,096 m


Tebal : 0,2 m

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 50000000

3. Bak Flokulator [BU-03]

Fungsi : Mengendapkan dan memisahkan flok-flok (gumpalan-

gumpalan) setelah ditambahkan alum/tawas [Al2SO4.18H2O]

dan kapur [Ca(OH)2].

Jenis : Bak beton empat persegi panjang dengan pengaduk.

Volume : 397,152 m3

Panjang : 8,1 m

Lebar : 8,1 m

Tinggi : 6,096 m


Tebal : 0,2 m

Diameter pengaduk, Di : 2,7 m

Kecepatan putaran, N : 36,1 rpm

Jenis motor : Motor induksi


Power motor : 100 Hp [Standard NEMA]

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 15000000

44

4. Clarifier [TU-01]

Fungsi : Menggumpalkan dan mengendapkan flok – flok yang berasal

dari bak flokulator [BU-03]

Jenis : Tangki silinder tegak dari beton dengan dasar kerucut dan

dilengkapi dengan pengaduk (scrapper).

Volume, V : 397,152 m3

Diameter silinder tegak, D1 : 6,04 m

Diameter bawah kerucut, D2 : 2,013 m

Kedalaman zone klarifikasi, H : 12,08 m

Kedalaman zone penebalan, h : 4,027 m

Diameter scrapper, Di : 4,832 m

Kecepatan putaran pengaduk, N : 1,446 rpm




Jumlah :1 buah

Harga : $ 6701,58243

5. Bak Saringan Pasir [SP]

Fungsi : Menyaring flok-flok dan partikel-partikel halus yang tidak

terendapkan pada clarifier [CL].


Luas saringan, A : 18,215 ft2

Panjang saringan,P : 6,04 ft

Lebar saringan, L : 3,02 ft


Tebal bak : 0,2 m

Jumlah : 2 buah

Harga : @Rp 25000000

6. Bak Penampung Air Bersih (BU-04)

Fungsi : Menampung air bersih yang keluar dari bak saringan pasir

[SP]

45


Volume : 1191,456 m3

Panjang : 13,98 m

Lebar : 13,98 m

Tinggi : 6,096 m


Tebal : 0,2 m

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 50000000

7. Bak Penampung Air Rumah Tangga dan Perkantoran (BU-05)

Fungsi : Menampung air bersih yang keluar dari bak saringan pasir [SP]


Volume : 110,1024 m3

Panjang : 4,25 m

Lebar : 4,25 m

Tinggi : 6,096 m


Tebal : 0,2 m

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 15000000

8. Tangki Kation Exchanger (TKE)

Fungsi : Menghilangkan kesadahan air yang disebabkan oleh ion-ion positif

(Ca, Mg, Na) dari garam-garam yang terlarut dalam air dengan bantuan resin.

Jenis : Tangki silinder tegak

Jenis resin : Natural greensand zeolite (Na2Z)

Volume resin : 56,187 ft3

Luas penampang tumpukan resin : 10,9143 ft2

Diameter : 3,73 ft

Tinggi : 7,15 ft

Tebal dinding : 16

3 in

46

Tebal head : 16

3 in

Bahan dinding : Carbon steel SA-212; grade A

Jumlah tangki : 2 buah

Harga : $ 42090,6405

9. Tangki Anion Exchanger (TAE)

Fungsi : Menghilangkan kesadahan air yang disebabkan oleh ion-ion negatif

(SO4-, CO3

-) dari garam-garam yang terlarut dalam air dengan

bantuan resin.

Jenis : Tangki silinder tegak

Jenis resin : Duolite A-2 [RNH3OH]

Volume resin : 6,3 ft3

Luas penampang tumpukan resin : 6,37 ft2

Diameter : 2,85 ft

Tinggi : 2,99 ft

Tebal dinding : 16

3 in

Tebal head : 16

3 in


Jumlah : 2 buah

Harga : $ 42090,6405

10. Tangki Deaerator (TDA)

Fungsi :Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air dengan cara

ditambah NaH2PO4.H2O dan dipanaskan dengan steam.

Jenis : Tangki silinder horizontal

Volume : 50,58 m3

Diameter : 3,348 m

Tinggi : 5,022 m

Tebal dinding : 4

1 in

Tebal head : 16

5 in


47

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 11874,7338

11. Boiler (BL)

Fungsi : Memproduksi steam jenuh untuk digunakan sebagai pemanas pada

area proses.

Jenis : Fire tube boiler

Beban panas : 5.405.974,233 Btu/jam

Kebutuhan bahan bakar : 176,6547 kg/jam

Kebutuhan udara : 1051,5178 kg/jam

Jenis bahan bakar : Residual Fuel Oil (NHV = 17.351 Btu/lb)

Luas transfer panas, A : 540,6 ft2

Spesifikasi pipa boiler :

Outside diameter, OD = 1,32 in

Inside diameter, ID = 1,049 in

Panjang pipa, L = 16 ft

Banyaknya pipa, Nt = 106 buah

Susunan pipa : Triangular pitch

Jarak pitch, Pt : 1 in

Diameter boiler, Db : 13,25 in

Power motor : 0,5 Hp standar NEMA



Jumlah : 1 buah

Harga : $ 9523,30135

12. Cooling Tower (CT)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin yang berasal dari alat-alat penukar

panas pada area proses dengan udara.

Jenis : Induced draft cooling tower

Kapasitas : 55053,71295 kg/jam

Kecepatan aliran udara : 2 kg/m2.s

Luas penampang : 7,4 m2

48

Lebar : 1,925 m

Tinggi : 3,85 m

Power motor (fan) : 0,5 Hp [Standard NEMA]

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 1058,14459

13. Tangki larutan tawas (TU-01)

Fungsi : Menampung larutan tawas 5 % berat untuk dialirkan ke dalam bak

flokulator [BU-03]

Jenis : Tangki silinder vertikal


Tekanan, P = 1 atm

Suhu, T = 30 oC

Waktu, t = 12 jam

Volume : 50,58 m3

Diameter : 3,348 m

Tinggi : 5,022 m


Tebal dinding : 4

1 in

Jenis head : Torispherical dishead

Tebal head : 16

5 in

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 25983,3284

14. Tangki larutan Ca(OH)2 / kapur (TU-02)

Fungsi : Menampung larutan kapur 5 % berat untuk dialirkan ke dalam bak

flokulator [BU-03] yang berfungsi menghilangkan kesadahan dalam

air dan membuat suasana basa sehingga mempermudah proses

pembentukan flok – flok.



Tekanan, P = 1 atm

Suhu, T = 30 oC

49

Waktu, t = 12 jam

Volume : 59,0244 m3

Diameter : 3,53 m

Tinggi : 5,3 m

Bahan dinding : Carbon steel SA-212 Grade A

Tebal dinding : 4

1 in


Tebal head : 16

5 in

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 31744,3378

15. Tangki larutan kaporit (TU-03)

Fungsi : Menampung larutan kaporit 1% berat untuk dialirkan ke dalam bak

penampung air rumah tangga dan perkantoran selama 7 hari.



Tekanan, P = 1 atm

Suhu, T = 30 oC

Waktu, t = 7 hari

Volume : 7,68 m3

Diameter : 1,8 m

Tinggi : 2,7 m


Tebal dinding : 4

1 in


Tebal head : 4

1 in

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 19164,1743

16. Tangki larutan NaOH (TU-04)

Fungsi : Menampung larutan NaOH 5 % berat untuk dialirkan ke dalam

tangki anion exchanger [TAE].

50



Tekanan, P = 1 atm

Suhu, T = 30 oC

Waktu, t = 30 hari

Volume : 6,36 m3

Diameter : 1,68 m

Tinggi : 2,52 m

Bahan dinding : Steinless steel SA-167; grade 11

Tebal dinding : 16

3 in


Tebal head : 4

1 in

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 18693,8878

17. Tangki larutan NaCl (TU-05)

Fungsi : Menampung larutan NaCl 5 % berat untuk dialirkan ke dalam tangki

kation exchanger [TKE].



Tekanan, P = 1 atm

Suhu, T = 30 oC

Waktu, t = 15 hari

Volume : 13,56 m3

Diameter : 2,16 m

Tinggi : 3,24 m


Tebal dinding : 16

3 in

Jenis Head : Torispherical dishead

Tebal Head : 4

1 in

Jumlah : 1 buah

51

Harga : $ 29392,9054

18. Tangki air pendingin (TU-06)

Fungsi : Menampung make up air pendingin dan air pendingin dari cooling

tower [CT] untuk digunakan sebagai pendingin pada area proses.

Jenis : Tangki silinder vertical


Tekanan, P = 1 atm

Suhu, T = 30 oC

Waktu, t = 1 jam

Volume : 66,54 m3

Diameter : 3,67 m

Tinggi : 5,505 m


Tebal dinding : 4

1 in


Tebal head : 16

5 in

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 18929,0311

19. Tangki air umpan boiler (TU-07)

Fungsi : Menampung air umpan boiler untuk dialirkan ke dalam tangki

deaerator [TDA] dan air proses untuk dialirkan ke tangki pelarut

[TP] pada area proses.



Tekanan, P = 1 atm

Suhu, T = 30 oC

Waktu, t = 1 jam

Volume : 10,404 m3

Diameter : 1,98 m

Tinggi : 2,97 m


52

Tebal dinding : 16

3 in


Tebal head : 4

1 in

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 24690,0405

20. Tangki kondensat (TU-08)

Fungsi : Menampung kondensat (embunan steam) yang berasal dari alat-alat

penukar panas pada area proses.



Tekanan, P = 1 atm

Suhu, T = 30 oC

Waktu, t = 1 jam

Volume : 2,844 m3

Diameter : 1,283 m

Tinggi : 1,9245 m


Tebal dinding : 16

3 in


Tebal head : 4

1 in

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 11980,5482

21. Tangki penampung larutan Na2HPO4.2H2O (TU-09)

Fungsi : Menampung larutan Na2HPO4.2H2O yang berfungsi mencegah

kerak dalam boiler (BL).



Tekanan, P = 1 atm

Suhu, T = 30 oC

53

Waktu, t = 30 hari

Volume : 2,04 m3

Diameter : 1,15 m

Tinggi : 1,73 m


Tebal dinding : 16

3 in


Tebal head : 16

3 in

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 10699,0176

22. Pompa utilitas (PU-01) ok

Fungsi : Mengalirkan air dari sungai ke bak pengendap utama [BU-01]

Jenis : Pompa centrifugal.

Debit aliran : 361,21 gpm

Spesific speed : 200,532

Head pompa total : 22,8 lbm

ftlbf .






Jumlah : 2 buah

Harga : $ 2868,74757

23. Pompa utilitas (PU-02)

Fungsi : Mengalirkan air dari bak pengendap (BU – 02) menuju bak

flokulator (BU – 03)




54


ftlbf .






Jumlah : 2 buah

Harga : $ 2868,74757


Fungsi : Mengalirkan air dari bak flokulator menuju clarifier (CL)





ftlbf .






Jumlah : 2 buah

Harga : $ 2868,74757


Fungsi : Mengalirkan air dari bak saringan pasir (SP) menuju bak air

bersih (BU – 04)





ftlbf .



55




Jumlah : 2 buah

Harga : $ 2868,74757


Fungsi : Mengalirkan air dari bak air bersih (BU – 04) menuju bak air rumah

tangga dan perkantoran (BU – 05) dan menuju ke tangki kation

exchanger (TKE)





ftlbf .






Jumlah : 2 buah

Harga : $ 2327,91811


Fungsi : Mengalirkan air dari tagki anion exchanger (TAE) menuju tangki air

umpan boiler (TU – 07).





ftlbf .




56



Jumlah : 2 buah

Harga : $ 2116,28919


Fungsi : Mengalirkan air dari cooling tower (CT) menuju tangki air

pendingin (TU – 06)





ftlbf .






Jumlah : 2 buah

Harga : $ 1857,63162


Fungsi : Mengalirkan larutan NaH2PO4.2H2O dari tangki penyimpan (TU –

09) menuju tangki deaerator (TDA)





ftlbf .






57

Jumlah : 2 buah

Harga : $ 1481,40243


Fungsi : Mengalirkan air dari tangki kondensat (TU – 08) menuju tangki air

umpan boiler (TU – 07)





ftlbf .






Jumlah : 2 buah

Harga : $ 1481,40243

31. Generator (G)

Fungsi : Menyediakan cadangan arus listrik jika listrik dari PLN mengalami

gangguan / terputus (mati).

Jenis : Generator arus AC

Spesifikasi :

Effisiensi motor diesel : 80%

Daya motor diesel : 278,97 kW

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 99935,8784

32. Kompresor (K)

Fungsi : Mengalirkan udara sebanyak 19 m3/jam dan menaikkan tekanan

steam dari tekanan P1=1 atm sampai tekanan P2= 4,76 atm.

Jenis : Kompressor centrifugal

Spesifikasi :

Rasio kompresi : 2,182

58

Banyaknya stage : 2 buah





Jumlah : 1 buah

Harga : $ 3527,14865

59

BAB VIII

UTILITAS

Untuk mendukung proses suatu pabrik diperlukan sarana penunjang yang

penting demi kelancaran jalannya proses produksi. Sarana penunjang merupakan

sarana lain yang diperlukan selain bahan baku dan bahan pembantu agar proses

produksi dapat berjalan sesuai yang diinginkan.

Salah satu faktor yang menunjang kelancaran suatu proses produksi didalam

pabrik yaitu penyediaan utilitas. Penyediaan utilitas ini meliputi : penyediaan air,

penyediaan steam, penyediaan listrik, penyediaan bahan bakar dan penyediaan udara

tekan.

8.1. Penyediaan Air

Untuk memenuhi kebutuhan air suatu pabrik pada umumnya menggunakan

air sumur, air sungai, air danau, maupun air laut sebagai sumbernya. Dalam

perancangan pabrik asam laktat ini yang digunakan adalah air yang berasal dari

sungai.

Penggunaan air sungai sebagai sumber air dengan pertimbangan sebagai berikut :

a. biaya lebih rendah dibanding biaya dari sumber lainnya,

b. jumlah air sungai lebih banyak dibanding air sumur, dan

c. letak sungai berada tidak jauh dari lokasi pabrik.

Kebutuhan air dipabrik ini dipenuhi dari sungai. Adapun tahap pengolahan

dan penjernihan air dari sungai dapat dilakukan melalui beberapa tahap, yaitu :

proses penyaringan awal, proses pelunakan air, dan proses penyaringan akhir.

1. Proses penyaringan awal

Air dari sumber air (sungai) dikenakan proses penyaringan untuk menghindari

adanya kotoran – kotoran yang cukup besar yang terbawa kedalam bak ,

pengendap.

2. Pengendapan secara fisis.

Air setelah melewati tahap penyaringan ditampung dalam suatu bak, didalam bak

pertikel – pertikel yang terbawa air dibiarkan mengendap akibat gaya gravitasi.

60

Pengendapan kotoran secara fisis biasanya dilakukan secara bertahap. Pada bak

pengendap pertama, kotoran dan Lumpur yang lolos dari screen akan mengendap

dan lumpur yang tertampung dibuang kembali ke sungai, sedangkan bak

pengendap kedua digunakan untuk mengendapkan kotoran – kotoran halus yang

tidak terendapkan pada bak pengendap pertama. Dengan pengendapan secara

fisis ini, maka akan mengurangi kebutuhan bahan kimia yang diperlukan dalam

pengolahan air.

3. Proses pengolahan air secara kimia.

Setelah dilakukan pengendapan secara fisis, air dipompa menuju bak flokulator

[BU-03] untuk diolah secara kimia. Kotoran-kotoran halus yang tidak dapat

terendapkan pada bak pengendap kedua (koloid, dll), dipisahkan pada flokulator

dengan cara direaksikan dengan bahan-bahan kimia seperti tawas

[Al2(SO4)3.18H2O] dan kapur [Ca(OH)2].

Reaksi kimia yang terjadi jika tawas ditambahkan dalam air [Powell, 1954]

Al2(SO4)3.18H2O + 3 Ca(HCO3)2 3 CaSO4 + 2 Al(OH)3 + 18 H2O + 6CO2

Alumunium hidroksida [Al(OH)3] yang terbentuk berupa flok-flok [gumpalan

lunak] akan mengikat padatan-padatan tersuspensi dan mengendapkannya

sebagai sludge.

Reaksi kimia pada penambahan kapur dalam air :

Ca(OH)2 + MgCO3 CaCO3 + Mg(OH)2

Kalsium karbonat [CaCO3] dan magnesium hidroksida [Mg(OH)2] akan

mengendap dan mengikat padatan-padatan tersuspensi.

Kemudian air yang telah dicampur dengan bahan-bahan kimia pada bak

flokulator dipompa menuju Clarifier [CL] untuk dilakukan proses penggumpalan.

Bak Clarifier dilengkapi dengan Scraper yang berfungsi untuk mengumpulkan

endapan pada dasar clarifier, sehingga mudah untuk dibuang. Penambahan

Ca(OH)2 juga untuk menjaga agar pH air dalam keadaan optimum (6 – 8).

4. Proses penyaringan akhir

Partikel-partikel koloid yang tidak terendapkan pada clarifier disaring pada sand

filter. Karateristik sand filter adalah :

kecepatan penyaringan : 15 – 30 gpm/ft2

tebal tumpukan pasir : 18 – 30 inch

61

tebal tumpukan kerikil : 8 – 20 inch

Dibawah tumpukan pasir dan kerikil terdapat sistem under drain yang berfungsi

untuk mengalirkan air jernih pada saat pencucian saringan pasir dengan sistem

back wash. Pencucian dilakukan tiap 24 jam sekali atau jika saringan pasir sudah

cukup jenuh, dengan waktu pencucian biasanya 10 – 15 menit. Air pencuci yang

biasanya digunakan (1 – 3) % dari air yang disaring [Powell, 1954].

Setelah tahap filtrasi dengan sand filter air jernih yang diperoleh digunakan untuk

keperluan air umpan boiler, air pendingin, air minum, rumah tangga, perkantoran

dan sanitasi.

8.1.1 Air umpan boiler

Air yang akan digunakan sebagai umpan boiler selain harus dihilangkan

kesadahannya, juga harus memenuhi syarat batas kadar padatan, total alkalinity, dan

total padatan yang dapat terendapkan.

Batasan air umpan boiler menurut ABMA [American Boiler Manufacturer

Association Standard] untuk boiler dengan tekanan operasi antara 0 – 300 psig

adalah :

Total solid : 3.500 ppm

Total alkalinity : 700 ppm

Suspended solid : 300 ppm

Untuk mencapai batas tersebut, maka air umpan boiler harus mengalami eksternal

dan internal treatment. Eksternal treatment merupakan treatment terhadap air

sebelum masuk ke unit pembangkit uap, yaitu proses penyediaan demineralisasi.

Sedangkan internal treatment yaitu treatment yang dilakukan pada unit pembangkit

uap (boiler) yang meliputi pencegahan terjadinya kerak, korosi dan foaming.

Adanya kesadahan pada air akan menyebabkan terbentuknya kerak dan

mengurangi kecepatan transfer panas pada boiler, sehingga mengurangi effisiensi

pemakaian panas. Ada dua macam kesadahan air yaitu kesadahan tetap dan

kesadahan sementara.

1. Kesadahan sementara

62

Kesadahan sementara ialah kesadahan yang disebabkan oleh gas-gas terlarut

dalam air umpan boiler seperti CO2 dan O2. Kesadahan sementara dapat

dihilangkan dengan cara pemanasan biasa, sehingga terjadi reaksi:

H2CO3 H2O + CO2

2. Kesadahan tetap

Kesadahan tetap ialah kesadahan yang disebabkan adanya ion-ion dari peruraian

garam-garam. Kation maupun anion dari peruraian garam dapat dihilangkan

dengan cara melewatkan air pada kation - anion exchanger yang mengandung

resin. Di dalam kation – anion exchanger terjadi dua reaksi yaitu softening dan

regenerasi. Softening adalah proses penghilangan garam – garam di dalam air

untuk mencegah terjadinya kerak dan korosi di dalam boiler dengan

menggunakan resin. Regenerasi adalah proses pengaktifan kembali resin yang

sudah jenuh karena proses softening, sehingga dapat digunakan kembali.

a. Kation exchanger

Untuk menghilangkan mineral kation seperti : Ca2+, Mg2+, Na+, K+, Fe2+,

Al3+, Mn2+ digunakan sodium zeolite [Na2Z]. untuk regenerasi resin ini

digunakan larutan NaCl.

Persamaan reaksi di kation exchanger :

Softening :

Ca(H CO3)2 + Na2Z ──────> 2 NaHCO3 + CaZ

Mg(H CO3)2 + Na2Z ──────> 2 NaHCO3 + MgZ

CaSO4 + Na2Z ──────> 2 Na2SO4 + CaZ

MgSO4 + Na2Z ──────> 2 Na2SO4 + MgZ

CaCl2 + Na2Z ──────> 2 NaCl + CaZ

MgCl2 + Na2Z ──────> 2 NaCl + MgZ

Regenerasi :

CaZ + 2 NaCl ──────> Na2Z + CaCl2

MgZ + 2 NaCl ──────> Na2Z + MgCl2

b. Anion exchanger

Untuk menghilangkan mineral anion seperti : SO42-, Cl-, SO3

2-, S2-, HCO3-,

CO32-, SiO3

2- maka digunakan resin yang mengandung gugus amine

63

(RNH3OH) atau [Duolite-A2], sedangkan untuk regenerasinya digunakan

larutan NaOH.

Persamaan reaksi di anion exchanger :

Softening :

NH3 + HCl ──────> NH4Cl

RNH2 + HCl ──────> RNH3Cl

2 NH4OH + H2CO3 ──────> (NH4)2CO3 + 2H2O

2 RNH3OH + H2CO3 ──────> (R NH3)2CO3 + 2H2O

Regenerasi :

NH4Cl + NaOH ──────> NH3 + NaCl + H2O

RNH3Cl + NaOH ──────> RNH2 + NaCl + H2O

(NH4)2CO3 + 2 NaOH ──────> 2 NH4OH + Na2CO3

(R NH3)2CO3 + 2 NaOH ──────> 2 RNH3OH + Na2CO3

Air sebagai umpan boiler selain melalui proses penghilangan kesadahan, juga harus

melalui pengolahan untuk mencegah terjadinya kerak, korosi dan foam (buih)

sebagai berikut :

1. Pencegahan kerak

Untuk mencegah terbentuknya kerak akibat kesadahan yang masih tersisa maka

pada air umpan boiler ditambahkan phosfat. Pada penambahan phosfat akan

terjadi reaksi :

3 Ca2+ + 2 PO43- Ca3(PO4)2

Pada perancangan ini, ion phosfat diperoleh dari senyawa disodium phosfat

[NaH2PO4.2H2O]. Endapan kalsium phosfat yang terbentuk ringan dan tidak

menempel pada tube boiler.

2. Pencegahan korosi

Korosi disebabkan karena pH air yang terlalu rendah [asam] dan adanya gas-gas

korosif. Untuk menaikkan pH air umpan boiler digunakan larutan NaOH, pH air

umpan boiler berkisar 10,5 – 11,5. Gas-gas penyebab korosi adalah gas CO2 dan

O2. Gas CO2 yang terbentuk dari peruraian pada kesadahan sementara (carbonat,

bicarbonate) pada boiler. Gas O2 yang terdapat pada air

umpan boiler dapat dihilangkan dengan cara pemanasan menggunakan steam dan

penambahan disodium phospat pada deaerator.

64

3. Pencegahan foam

Foam (buih) adalah butir-butir gelembung pada permukaan air dalam boiler

akibat adanya kontaminasi dengan minyak pada air umpan boiler.

Akumulasi gas H2 yang berlebihan karena jumlah blow down kurang, dan

treatment yang berlebihan dapat menimbulkan foam. Sehingga dirancang jumlah

blow down sebesar 20% untuk mencegah timbulnya foam dalam boiler.

Steam yang diperlukan sebagai pemanas pada area produksi dihasilkan dari

boiler [fire tube boiler] yang beroperasi pada tekanan 115,02 psi dan suhu

338°F dengan pemanas berupa residuel fuel oil.

8.3.2 Air minum, rumah tangga, perkantoran dan sanitasi.

Untuk memenuhi persyaratan air minum, air dari proses filtrasi ditambahkan

desinfektan untuk membunuh bakteri yang ada dalam air. Sebagai desinfektan

digunakan chlor dalam bentuk kaporit [Ca(OCl)2]. Pada penambahan kaporit sebagai

sumber chlor akan terjadi reaksi sebagai berikut :

Ca(OCl)2 Ca2+ + 2 OCl-

2 OCl- Cl2 + O2

Pada reaksi ini, yang mendesinfeksi air adalah OCl- dan umumnya desinfeksi efektif

pada pH = 7 atau sedikit basa. Kadar chlorine untuk desinfeksi air sampai pH = 7

adalah 2 ppm, dan biasanya selama musim hujan kadar chlorine harus ditambah

utnuk menjaga kadar chlor tetap karena adanya penambahan volume air akibat hujan.

8.3.3 Air pendingin

Air pendingin setelah digunakan pada peralatan proses akan mengalami

kenaikan suhu. Untuk menghemat pemakaian air, air pendingin dari peralatan proses

didinginkan dalam cooling tower dan dicampur dengan air make-up.

Cooling tower merupakan suatu menara yang terdiri dari kerangka beton, didalam

menara terdapat isian yang terbuat dari kayu. Air yang diturunkan suhunya

dipercikan melalui puncak cooling tower sedangkan udara pendingin dihembuskan

melalui dasar cooling tower dengan menggunakan fan. Kontak antara udara dengan

air pendingin menyebabkan sebagian air akan menguap dan suhu dari air akan turun.

65

Dari cara pengaliran udara pada cooling tower, ada beberapa macam type cooling

tower antara lain induced draft cooling tower, forced draft cooling tower,

atmospheric cooling tower, natural draft cooling tower.

Pada umumnya jenis cooling tower yang digunakan adalah induced draft cooling

tower karena lebih mudah pengoperasiannya dan tidak mudah menimbulkan kerak

maupun lumut.

8.3.4 Air pemadam kebakaran (hydrant)

Persyaratan air pemadam kebakaran antara lain tidak mengandung padatan

seperti pasir dan batuan kerikil, tidak mengandung kotoran seperti daun dan sampah.

8.2 Penyediaan Steam

Penyediaan steam ini bertujuan untuk mencukupi kebutuhan steam yang akan

digunakan untuk berbagai proses operasi. Boiler tersebut dilengkapi dengan sebuah

unit economizer safety valve sistem dan pengaman – pengaman yang bekerja secara

otomatis.

Air dari water treatment plant yang akan digunakan sebagai umpan boiler

terlebih dahulu diatur kadar silica, O2, Ca, Mg yang mungkin masih terikut dengan

jalan menambahkan bahan – bahan kimia kedalam boiler feed water tank. Selain itu

juga perlu diatur pHnya sekitar 10.5 – 11,5 karena pada pH yang terlalu tinggi,

korosifitasnya juga tinggi.

Sebelum masuk ke boiler, umpan dimasukkan dahulu kedalam economizer,

yaitu alat penukar panas yang memanfaatkan panas dari gas sisa pembakaran

minyak residu yang keluar dari boiler. Didalam alat ini, air dinaikkan temperaturnya

hingga 100 – 102ºC, kemudian diumpankan ke boiler.

Didalam boiler, api yang keluar dari alat pembakaran (burner) bertugas untuk

memanaskan lorong api dan pipa – pipa api. Gas sisa pembakaran ini masuk

economizer sebelum dibuang melalui cerobong asap, sehingga air didalam boiler

memyerap panas dari dinding dan pipa – pipa api maka air menjadi mendidih. Uap

air yang terbentuk terkumpul sampai mencapai tekanan 10 bar, baru kemudian

dialirkan ke steam header untuk didistribusikan ke area – area proses.

66

Adapun kebutuhan air untuk proses, umpan boiler, pendingin, kebutuhan

rumah tangga dan perkantoran adalah sebagai berikut :

Kebutuhan air

Kebutuhan air meliputi :

a. Air untuk rumah tangga dan sanitasi

Dirancang : Pabrik mempunyai karyawan sebanyak 180 orang

Asumsi : Kebutuhan air tiap orang sebesar 0,5 m3 per hari.

Maka, Kebutuhan air rumah tangga

= 180 x 0,5 m3/hari x 995,647 kg/m3 x 1hari/24jam

= 3733,68 kg/jam

b. Air untuk perkantoran dan laboratorium

Asumsi : kebutuhan air untuk perkantoran dan laboratorium sebanyak 1,5

m3/hari

Maka, Kebutuhan air untuk laboratorium

= 1,5 m3/hari x 995,647 kg/m3 x 1hari/24jam

= 62,22 kg/jam

c. Air untuk pemadam kebakaran (hydrant)

Asumsi : dipersiapkan air untuk hydrant sebanyak 1 m3 per jam.

Maka : Kebutuhan air untuk hydrant

= 1m3/jam x 995,647 kg/m3

= 995,647 kg/jam

d. Air umpan boiler

Kebutuhan uap air untuk pemanas adalah :

Heater 1 = 475,841 kg/jam

Heater 2 = 350,455 kg/jam

Evaporator = 4398,7 kg/jam

Total pemakaian steam = 5224,996 kg/jam

Dirancang efisiensi boiler = 80%

Sehingga, Kebutuhan air untuk membuat steam =

=

= 6531,245 kg/jam

67

Setelah digunakan sebagai pemanas, dianggap 80% kondensat dari steam

dapat di recycle sehingga dapat digunakan kembali.

Maka, jumlah air kondensat yang dapat direcycle :

Recycle = 80% x 5224,996 kg/jam = 4179,9968 kg/jam

Sehingga, kebutuhan air untuk membuat steam :

= kebutuhan air untuk membuat steam - kondensat yang direcycle

= (6531,245 - 4179,9968) kg/jam = 2351,2482 kg/jam

e. Air pendingin

Kebutuhan air untuk pendingin:

Condensor 1 = 4078,553 kg/jam

Cooler 1 = 926,7074 kg/jam



Coil 1 = 245165,77655 kg/jam

Coil 2 = 15553,4 kg/jam

Total pemakaian air pendingin = 275268,56475 kg/jam

Setelah digunakan sebagai pendingin, dianggap 80% air dapat direcycle

sehingga dapat digunakan kembali.

Maka, jumlah air yang dapat direcycle :

Recycle = 80% x jumlah air pendingin

= 80% x 275268,56475 = 220214,8518 kg/jam

Sehingga, kebutuhan air untuk membuat air pendingin :

= kebutuhan air untuk membuat pendingin – air yang direcycle

= (275268,56475 - 220214,8518) kg/jam = 55053,71295 kg/jam

f. Air proses

Tangki pencampur = 1358,3 kg/jam

Ekstraktor = 4879,4 kg/jam

Total pemakaian air umpan proses = 6255,7 kg/jam

Jadi, air yang harus disediakan :

Air rumah tangga = 3733,68 kg/jam

Air perkantoran dan laboratorium = 62,22 kg/jam

68

Air untuk pemadam kebakaran = 995,647 kg/jam

Air pembuat steam = 2351,2482 kg/jam

Air pendingin = 55053,71295 kg/jam

Air proses = 6255,7 kg/jam

Jumlah = 68452,20815 kg/jam

Dirancang 20% berlebih

1,2 x 68452,20815 kg/jam = 82142,64978 kg/jam

8.3 Pembangkit listrik

Kebutuhan listrik pada pabrik ini dipenuhi oleh 2 sumber, yaitu PLN dan

generator diesel. Selain sebagai tenaga cadangan apabila PLN mengalami gangguan,

diesel juga dimanfaatkan untuk menggerakkan power – power motor yang penting

antara lain boiler, pompa dan cooling tower.

Prinsip kerja dari diesel ini adalah solar dan udara yang terbakar secara

kompresi akan menghasilkan panas. Panas ini digunakan untuk memutar poros

engkol sehingga dapat menghidupkan generator yang mampu menghasilkan tenaga

listrik. Listrik ini didistribusikan ke panel yang selanjutnya akan dialirkan ke unit

pemakai. Pada operasi sehari – hari digunakan tenaga listrik 50% dan diesel 50%.

Tetapi apabila listrik padam, operasinya akan menggunakan tenaga listrik dari diesel

100%.

Kebutuhan listrik pada pabrik digunakan untuk :

1. Menggerakkan alat pada area proses.

2. Menggerakkan alat pada area utilitas.

3. Menggerakkan katup pada alat kontrol.

4. Penerangan pabrik dan kantor.

Kebutuhan listrik untuk menggerakkan motor-motor untuk alat – alat proses

produksi maupun alat – alat utilitas terlihat pada tabel 8.1 dan tabel 8.2

Tabel 8.1. kebutuhan tenaga listrik untuk alat proses produksi :

No Nama Jumlah (Unit)

Power (Hp) Total Power (Hp)

1 T- 01 1 0 0

2 T- 02 2 0 0

69

3 T- 03 1 0 0

4 T- 04 1 0 0

5 Mixer 1 25 25

6 Reaktor 2 25 50

7 Ekstraktor 1 0 0

8 Evaporator 1 0 0

9 Accumulator 1 0 0

10 kondensor 1 0 0

11 HE - 01 1 0 0

12 HE - 02 1 0 0

13 Cooler - 01 1 0 0

14 Cooler - 02 1 0 0

15 Cooler - 03 1 0 0

16 Pompa - 01 1 0,75 0,75

17 Pompa - 02 1 0,5 0,5

18 Pompa - 03 1 0,5 0,5

19 Pompa - 04 1 0,5 0,5

20 Pompa - 05 1 0,5 0,5

21 Pompa - 06 1 0,5 0,5

22 Pompa - 07 1 0,5 0,5

23 Pompa - 08 1 0,75 0,75

24 Pompa - 09 1 0,5 0,5

25 Pompa - 10 1 0,75 0,75

26 Pompa - 11 1 0,5 0,5

27 Pompa - 12 1 0,5 0,5

28 Pompa - 13 1 0,75 0,75

29 Pompa - 14 1 0,5 0,5

30 Pompa - 15 1 0,75 0,75

total 58,75

Tabel 8.2. kebutuhan tenaga listrik untuk alat – alat utilitas :

No. Nama Jumlah (Unit) Power (Hp)

Total Power (Hp)

1 BU-01 1 0 0

2. BU-02 1 0 0

3. BU-03 1 100 100

4. BU-04 1 0 0

5. BU-05 1 0 0

6. Bak air hydrant 1 0 0

7. TU-01 1 0 0

8. TU-02 1 0 0

9. TU-03 1 0 0

10. TU-04 1 0 0

70

11. TU-05 1 0 0

12. TU-06 1 0 0

13. TU-07 1 0 0

14. TU-08 1 0 0

15. TU-09 1 0 0

16. CL 1 0,5 0,5

17. SP 2 0 0

18. TKE 2 0 0

19. TAE 2 0 0

20. TDA 1 0 0

21. BL 1 0,5 0,5

22. CT 1 0,5 0,5

23. PU-01 2 5 10

24. PU-02 2 5 10

25. PU-03 2 5 10

26. PU-04 2 5 10

27. PU-05 2 1,5 3

28. PU-06 2 0,5 1

29. PU-07 2 1,5 3

30. PU-08 2 0,5 1

31. PU-09 2 0,5 1

32. Generator 1 0 0

33. Kompresor 1 2 2

TOTAL 152,5

Maka, kebutuhan listrik untuk menggerakkan motor sebesar :

= [58,75+ 152,5] Hp

= 211,25 Hp x = 157,909375 kW

Kebutuhan listrik untuk menggerakkan alat kontrol, bengkel dan peralatan

laboratorium (instrumentasi) diperkirakan 20% dari kebutuhan listrik pada unit

proses dan utilitas. Maka, kebutuhan listrik untuk instrumentasi

= 20% x 157,909375 kW = 31,581875 kW

Kebutuhan listrik untuk kantor diperkirakan sebesar 30 kW.

Kebutuhan listrik untuk penerangan jalan, pabrik, poliklinik, taman dan lain-lain

diperkirakan 20% dari kebutuhan listrik pada unit proses dan utilitas. Maka

kebutuhan listrik untuk penerangan :

= 20% x 157,909375 kW = 31,581875 kW

Kebutuhan listrik yang diperlukan sebesar :

71

= (157,909375 + 31,581875 + 30 + 31,581875) kW = 251,073125 kW

Kebutuhan listrik tiap tahunnya :

Waktu operasi pertahun = x = 7920 jam/tahun

Diasumsikan waktu yang dipakai 90% dari waktu operasi :

0,9 x 7920 jam/tahun = 7128 jam/tahun

251,073125 kW x = 1789649,235 kWh/tahun

Kebutuhan listrik ini dipenuhi oleh PLN, tetapi demi menjaga kelancaran

proses, maka digunakan generator sebagai cadangan jika aliran listrik dari PLN

mengalami gangguan. Oleh karena itu, disediakan 1 set generator dengan effesiensi

90%. Sehingga generator yang digunakan harus menghasilkan tenaga sebesar

= = 278,97 kW

8.4 Pengadaan bahan bakar

Jenis bahan bakar yang digunakan adalah residual fuel oil dengan spesifikasi :

a. oAPI = 16,5

b. Netto Heating Value = 17.351 Btu/lb (Nelson 4th,1985, tabel 14.3 p.416)

Bahan bakar diperlukan untuk menjalankan generator dan boiler. Kebutuhan bahan

bakar :

1) Generator

Dirancang, efisiensi bahan bakar = 80%

Daya generator = 278,97 kW

Daya bahan bakar = 278,97 kW / 0,80 = 348,7125 kW

= ik

menitx

kW

menitBtu

kWxdet60

19,567125,348 = 330,7 Btu/s

Kebutuhan bahan bakar = NHV

bakarbahanDaya

=

lbBtu

sBtu

17.351

7,330 x

lb

kg

1

4536,0 = 31,12 kg/jam

2) Boiler

72

Kebutuhan bahan bakar Boiler = 389,457 lb/jam x 0,4536 lb

kg

= 176,6547 kg/jam

8.5 Pengadaan udara tekan

Unit udara tekan diperlukan untuk menggerakkan instrumen pengendalian

proses (valve) yang ada pada area proses. Jumlah valve pada area proses sebanyak 19

buah dan diperkirakan kebutuhan udara tekan untuk tiap valve sebesar 1m3/jam.

Maka, kebutuhan total udara tekan ± 19 m3/jam = 11,183 ft3/min

74

BAB IX

LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK

Lokasi pendirian suatu pabrik merupakan unsur utama dalam menentukan

berhasil tidaknya suatu industri. Diperlukan pertimbangan yang mendalam dari

berbagai faktor untuk memilih lokasi pabrik dan biasanya dilakukan survey terlebih

dahulu. Hal utama yang harus diperhatikan yaitu suatu pabrik harus mempunyai

lokasi sedemikian rupa sehingga mempunyai biaya produksi dan distribusi seminimal

mungkin serta memiliki kemungkinan yang baik untuk bisa dikembangkan.

Faktor-faktor yang harus diperhatikan dan dipertimbangkan dalam pemiilihan

lokasi pabrik antara lain :

1. Penyediaan bahan baku,

2. Kedekatan dengan pasar,

3. Tersedianya sarana seperti pelabuhan, jalan raya,listrik dan air,

4. Tersedianya tenaga kerja,

5. Pengaruh sosial, ekonomi, dan pencemaran terhadap lingkungan, dan

6. Iklim dan karakteristik lokasi

Dari faktor-faktor pertimbangan diatas, maka lokasi pabrik direncanakan

akan didirikan di kota Gresik, Jawa Timur.

Pemilihan kota Gresik sebagai lokasi pabrik didasarkan pada beberapa

pertimbangan sebagai berikut :

a. Berdekatan dengan sumber bahan baku yaitu asam sulfat yang dihasilkan oleh

PT. Petrokimia Gresik,

b. Berdekatan dengan pelabuhan tanjung perak sehingga mempermudah mengimpor

bahan baku yaitu acetaldehyde cyanohydrin yang diimpor dari jepang maupun

china.

c. Lokasi yang strategis yaitu dekat dengan PLN, dan sumber air,

d. Merupakan kota atau kawasan industri di Jawa Timur,

e. Relatif dekat dengan konsumen yaitu pabrik kimia di Surabaya dan Sidoarjo,

f. Lokasi dekat dengan kota Surabaya yang merupakan penyedia tenaga kerja

terdidik yang memadai,

75

Perincian luas tanah yang diperlukan untuk pendirian pabrik ini terlihat pada

tabel 9.1.

Tabel 9.1 Areal bangunan pabrik

Luas tanah : 30.625 m2

No. Jenis Bangunan Luas( m2 )

1 Pos satpam 50

2 Ruang kantor 1000

3 Poliklinik 100

4 Kantin dan koperasi 200

5 Bengkel 600

6 Mushola 100

7 Taman 600

8 Gedung AULA 1000

9 Hydrant 150

10 Toilet 50

11 Area proses 10.000

12 Area utilitas 14.000

13 Laboratorium 100

14 Ruang control 200

15 Gudang 150

16 Parker 700

17 Jalan 1000

TOTAL 30.000

76

Keterangan :

1.

2.

3.

4.

5.

6.

7.

8.

9.

10.

11.

12.

13.

14.

15.

16.

17.

18.

19.

20.

21.

Pos satpam (security)

Tempat parkir

Gedung pertemuan

Kantor administrasi

Taman

Kantor produksi

Laboratorium

Kantor keamanan

Poliklinik

Kantin dan koperasi

Mushola

Perluasan areal pabrik

Proses produksi

Pembangkit steam dan listrik

Ruang kontrol

Pemadam kebakaran

Utilitas

Bahan bakar

Gudang alat-alat

Garasi

Bengkel

Gambar 5. Tata Letak Pabrik

13

17

18

19 21

20

12

16

15

14

7

6

3

2

1

5

4

11

10

9

5

8

1

Skala = 1 : 1.000

77

TP - 01

R - 01 R - 02

ACC

T - 03

T - 01

Keterangan :

T = Tangki penyimpan

TP = Tangki pencampur

R = Reaktor

CD = Condensor

AC = Accumulator

Gambar 6. Tata Letak Alat Proses

T - 02

T - 03

EKS EVA

CD

78

BAB X

ORGANISASI PERUSAHAAN

10.1. Tugas pokok organisasi perusahaan

Tugas pokok organisasi perusahaan adalah melakukan pengawasan dalam

lingkungan organisasi terhadap pelaksanaan tugas semua unsur yang terlibat di

dalamnya agar dapat berjalan sesuai rencana peraturan yang telah berlaku, baik tugas

yang bersifat rutin maupun tugas pembangunan (proyek).

10.2. Fungsi organisasi

1. Melakukan pemeriksaan terhadap semua unsur di dalam lingkungan

organisasi yang dipandang perlu, meliputi bidang umum, teknik dan

produksi serta pemasaran.

2. Mempersiapkan rencana, perumusan dan penyusunan kebijakan serta

mengolah, menelaah dan mengkoordinasi pelaksanaan kegiatan yang

akan atau sedang dilaksanakan.

10.3. Struktur organisasi

Bentuk hukum dari perusahaan yang dipilih adalah perseroan terbatas (PT).

Struktur organisasinya adalah sistem garis, yaitu setiap bawahan hanya mempunyai

satu tanggung jawab kepada atasannya dan sebaliknya tiap atasan hanya mempunyai

satu garis perintah kepada bawahannya. Diagram susunan organisasi dapat dilihat

sebagai berikut :

79

Keterangan :

A : Direktur 4 : Seksi pemeliharaan dan

perawatan

B : Manager teknik dan produksi

C : Manager administrasi

5 : Seksi bengkel dan gudang

D : Manager SDM dan umum 6 : Seksi utilitas

I : Kepala bagian produksi 7 : Seksi administrasi dan personalia

II : Kepala bagian utilitas 8 : Seksi keuangan

III : Kepala bagian administrasi dan

keuangan

9 : Seksi humas

IV : Kepala bagian umum

10 : Seksi kesehatan dan keselamatan

kerja

1 : Seksi proses 11 : Seksi keamanan

2 : Seksi litbang 12 : Seksi pemasaran dan penjualan

3 : Seksi laboratorium

Gambar 7. Struktur Organisasi

80

1. Dewan komisaris

Merupakan lembaga organisasi tertinggi yang terdiri dari wakil pemerintah,

wakil pihak pemegang saham dan direktur.

Fungsi dewan komisaris antara lain :

a. Menetapkan kebijaksanaan secara terpisah sesuai dengan kebijaksanaan

umum pemerintah.

b. Melakukan pengawasan terhadap direksi perusahaan.

c. Membuat dan merubah peraturan-peraturan sesuai dengan peraturan

pemerintah.

Duduknya direktur dalam dewan komisaris dimaksudkan untuk dapat

memberikan informasi langsung sehingga semua persoalan dapat di selesaikan

dengan cepat dan tepat.

2. Direktur

Tugas direktur antara lain :

a. Melaksanakan kebijaksanaan dewan komisaris.

b. Mengendalikan kebijaksanaan umum dalam operasi dan perencanaan

program perusahaan.

c. Memberikan laporan hal-hal yang berkaitan dengan kegiatan perusahaan pada

dewan komisaris.

d. Mengambil inisiatif dan membuat kebijaksanaan dengan pihak luar (investor,

konsumen, dll), misalnya membuat perjanjian dan kontrak kerjasama dengan

pihak-pihak diluar organisasi.

e. Memberikan penilaian–penilaian terhadap perusahaan, effisiensi prosedur dan

sistem dan apabila dianggap perlu dapat mengadakan modifikasi.

f. Membuat peraturan-peraturan baru yang ditetapkan oleh Dewan Komisaris

atau seperti yang tercantum dalam peraturan pemerintah yang berlaku.

3. Manager teknik dan produksi

Tugas manager teknik dan produksi antara lain :

a. Merumuskan kebijaksanaan teknis terhadap operasi pabrik serta memberikan

penilaian terhadap produk yang dihasilkan.

b. Melaksanakan pengawasan terhadap operasi pabrik serta memberikan

penilaian terhadap karyawan yang bekerja pada bagian produksi.

81

Manager teknik dan produksi membawahi :

a. Kepala bagian produksi

Kepala bagian produksi bertanggung jawab langsung kepada manager teknik

dan produksi serta membawahi seksi proses, seksi litbang, seksi

laboratorium.

b. Kepala bagian utilitas

Kepala bagian utilitas bertanggung jawab langsung kepada manager teknik

dan produksi serta membawahi seksi pemeliharaan dan perawatan, seksi

bengkel dan gudang, seksi utilitas

4. Manager SDM dan umum

Tugas manager SDM dan umum antara lain :

a. Memeriksa bidang umum, pemasaran dan keuangan, serta hasil-hasil

pelaksanaan tugas dan operasional.

b. Menguji serta menilai hasil laporan berkala tiap unsur yang dibawahinya

sesuai petunjuk dari direktur.

c. Mengusut kebenaran laporan mengenai hambatan, penyimpangan atau

penyalahgunaan di bidang administrasi umum dan keuangan.

Manager SDM dan umum membawahi :

a. Kepala bagian umum

Kepala bagian umum bertanggung jawab langsung kepada manager umum

dan pemasaran serta membawahi seksi humas, seksi kesehatan dan

keselamatan kerja, seksi keamanan.

b. Kepala bagian pemasaran (marketing)

Kepala bagian pemasaran (marketing) bertanggung jawab langsung kepada

manager umum dan pemasaran serta membawahi seksi pemasaran dan

penjualan.

5. Manager administrasi dan keuangan

Tugas manager administrasi dan keuangan antara lain :

a. Memeriksa bidang administrasi kerja,administrasi penjualan, pemasaran dan

keuangan, serta hasil-hasil pelaksanaan tugas dan operasional.

b. Mengusut kebenaran laporan mengenai hambatan, penyimpangan atau

penyalahgunaan di bidang administrasi umum dan keuangan.

82

Manager administrasi dan keuangan membawahi :

c. Kepala bagian administrasi dan keuangan

Kepala bagian administrasi dan keuangan bertanggung jawab langsung

kepada manager administrasi dan keuangan serta membawahi seksi keuangan

dan personalia dan humas.

10.4. Tenaga kerja

Tenaga kerja diambil dari berbagai tingkat pendidikan mulai dari SMA

sampai pada tigkat sarjana yang ditempatkan sesuai dengan kualifikasi dan

kemampuannya. Jenjang kepegawaian terutama berdasarkan latar belakang

pendidikan formal. Untuk beberapa jabatan penting masih ditambah persyaratan lain,

diantaranya adalah pengalaman kerja, kepribadian, pendidikan khusus serta beberapa

persyaratan lainnya. Berikut adalah tabel upah yang disesuaikan dengan jabatan.

1. Gaji pegawai

Jabatan Jumlah Gaji / bulan Gaji / tahun

pegawai ( Rp.) ( Rp.)

Direktur 1 10.000.000 120.000.000

Manager 3 8.500.000 306.000.000

Kepala bagian 5 5.500.000 330.000.000

Kepala seksi 12 3.000.000 432.000.000

Staff 30 2.100.000 756.000.000

Operator 45 1.950.000 1.053 000.000

Karyawan shift :

Karyawan Gol.3 15 1.800.000 324.000.000

Karyawan Gol.2 30 1.500.000 540.000.000

Karyawan Gol.1 39 1.000.000 468.000.000

Jumlah 180 4.329.000.000

2. Jam kerja karyawan

a. Pegawai staff / kantor

Jam kerja : 08:00 - 16:00

Istirahat : 12:00 – 13:00

Hari Sabtu : 08:00 - 12:00

83

Hari minggu dan hari besar nasional libur.

b. Karyawan shift

Satu hari dibagi tiga shift :

Shift I : 07:00 – 15:00

Shift II : 15:00 – 23:00

Shift III : 23:00 – 07:00

Shift IV : Libur

Hari minggu dan hari besar nasional tidak libur.

Penjadwalan tugas shift diatas secara bergantian sehingga masing-masing

karyawan akan mendapat beban tugas sama.

Untuk mengoperasikan pabrik terdapat empat regu shift yang masing-masing

berjumlah 10 orang yang dipimpin oleh seorang kepala shift. Kepala shift

bertanggung jawab langsung kepada Kepala bagian produksi.

Jadwal pembagian shift :

REGU

HARI

1 2 3 4 5 6 7

1 I II III IV I II III

2 II III IV I II III IV

3 III IV I II III IV I

4 IV I II III IV I II

84

BAB XI

EVALUASI EKONOMI

Analisa ekonomi bertujuan untuk mengetahui apakah pabrik yang

direncanakan layak didirikan atau tidak. Dalam analisa ekonomi ini, faktor-faktor

yang ditinjau antara lain :

1. Laju pengembalian modal (Return on Investment).

2. Waktu pengembalian modal (Pay Out Time).

3. Titik impas (Break Even Point).

4. Batas produksi dimana pabrik akan bangkrut / pailit (Shut Down Point).

5. Perkiraan keuntungan yang diperoleh tiap tahun berdasarkan jumlah investasi

tidak kembali tiap tahun selama umur ekonomis pabrik (Discounted Cash Flow).

Sebelum dilakukan analisa terhadap faktor - faktor tersebut diatas, perlu

dilakukan perkiraan terhadap beberapa hal sebagai berikut :

1. Penentuan modal industri (Total Capital Investment) meliputi, :

a. Modal tetap (Fixed Capital Investment).

b. Modal kerja (Working Capital Investment).

2. Penentuan biaya produksi total (Total Production Cost) meliputi:

a. Biaya pembuatan (Manufacturing Cost).

b. Biaya overhead (Overhead Cost).

c. Biaya pengeluaran umum (General Expenses)

3. Pendapatan total.

Untuk mengetahui nilai titik impas, maka perlu dilakukan perkiraan

terhadap :

a. Biaya tetap (Fixed Cost).

b. Biaya variabel (Variable Cost).

c. Biaya mengambang (Regulated Cost).

11.1. Harga peralatan

Penafsiran harga alat setiap waktu akan selalu berubah, tergantung dari

perubahan kondisi ekonomi yang terjadi. Untuk memperkirakan harga suatu

85

peralatan, digunakan suatu metode yang mengkonversikan harga suatu peralatan

pada beberapa waktu yang lalu sehingga diperoleh harga yang ekivalen pada saat

sekarang.

Persamaan yang digunakan adalah sebagai berikut:

Ex = Ey Y

X

N

N ……..(Aries & Newton, 1955)

Keterangan:

Ex = harga alat pada tahun x

Ey = harga alat pada tahun y

Nx = indeks harga alat pada tahun x

Ny = indeks harga alat pada tahun y

Dari majalah Chemical Enggineering, plant cost index akan diperoleh indeks

harga untuk beberapa tahun sebelumnya (Peters, 2003), dengan regresi linier

menggunakan microsoft Excel akan diperoleh persamaan: y = 4.1315 x - 7869.3

dengan : y = harga indeks

x = tahun

Tabel 6-2 (Peters & Timmerhaus, 2003)

Tahun Index harga

1987 324

1988 343

1989 355

1990 357.6

1991 361.3

1992 358.2

1993 359.2

1994 368.1

1995 381.1

1996 381.7

1997 386.5

1998 389.5

1999 390.6

2000 394.1

2001 394.3

2002 390.4

86

Grafik hubungan tahun dengan Indeks Harga alat

y = 4.1315x - 7869.3

250

300

350

400

450

500

1985 1987 1989 1991 1993 1995 1997 1999 2001 2003 2005

Tahun

Index harga

Dengan persamaan diatas, didapatkan: Harga Indeks tahun 2010 = 435,015

Dengan data-data :

Indeks harga tahun 1954 = 185 (Aries & Newton, 1955)

Kurs Rupiah terhadap Dollar (US) = Rp.8.940,- (kompas, september 2010)

Daftar harga alat dilihat dari buku (Aries & Newton) “Chemical Engineering

Cost Estimation”. Jika suatu alat dengan kapasitas tertentu ternyata tidak memotong

kurva spesifikasi, maka harga alat diperkirakan dengan rumus sebagai berikut :

6,0

=

a

babC

CEE ……..(Aries & Newton, 1955)

Dengan :

Ea = harga alat a

Eb = harga alat b

Ca = Kapasitas alat a

Cb = Kapasitas alat b

11.2. Dasar perhitungan

Kapasitas produksi : 30.000 ton/tahun.

Satu tahun operasi : 330 hari.

Satu hari operasi : 24 jam.

87

Umur pabrik : 10 tahun.

Pabrik didirikan : tahun 2012

Perincian harga alat proses dari luar negeri dapat dilihat pada tabel 11.1

Tabel 11.1 Harga alat proses produksi.

No. Nama Jumlah

Harga Satuan

Harga total

Harga total

(Unit) ( $ ),1954 ( $ ),1954 ( $ ) 2010

1 Tangki - 01 1 95.000 95000 223386,0811

2 Tangki – 02 2 95.000 190000 446772,1622

3 Tangki - 03 1 34.550 34.550 81241,99054

4 Tangki - 04 1 55.000 55.000 129328,7838

5 TP - 01 1 3500 3500 8230,013514

6 Reaktor - 01 1 7950 7950 18693,88784

7 Reaktor - 02 1 7950 7950 18693,88784

8 Ekstraktor 1 15000 15000 35271,48649

9 Evaporator 1 6050 6050 14226,16622

10 HE - 01 1 975 975 2292,646622

11 HE - 02 1 890 890 2092,774865

12 Cooler - 01 1 690 690 1622,488378

13 Cooler - 02 1 1850 1850 4350,15

14 Cooler - 03 1 1550 1550 3644,72027

15 Accumulator 1 1250 1250 2939,290541

16 Condensor 1 985 985 2316,160946

17 Pompa 1 1 295 295 693,6725676

18 Pompa 2 1 310 310 728,9440541

19 Pompa 3 1 405 405 952,3301351

20 Pompa 4 1 295 295 693,6725676

21 Pompa 5 1 315 315 740,7012162

22 Pompa 6 1 310 310 728,9440541

23 Pompa 7 1 325 325 764,2155405

24 Pompa 8 1 325 325 764,2155405

25 Pompa 9 1 420 420 987,6016216

26 Pompa 10 1 395 395 928,8158108

27 Pompa 11 1 400,75 400,75 942,3365473

28 Pompa 12 1 315 315 740,7012162

29 Pompa 13 1 375 375 881,7871622

30 Pompa 14 1 315 315 740,7012162

31 Pompa 15 1 400 400 940,572973

TOTAL 428390,75 1007331,903

88

Perhitungan biaya utilitas menggunakan pendekatan cara installed equipment cost.

Perincian harga alat utilitas dapat dilihat pada tabel 11.2 dan 11.3

Tabel 11. 2 Harga alat utilitas dari luar negeri

No. NAMA Jumlah (Unit)

Harga satuan ( $ ), 1954

Harga Total ( $ ), 1954

Harga Total ( $ ), 2010

1. TU-01 1 11050 11050 25983,3284

2. TU-02 1 13500 13500 31744,3378

3. TU-03 1 8150 8150 19164,1743

4. TU-04 1 7950 7950 18693,8878

5. TU-05 1 12500 12500 29392,9054

6. TU-06 1 8050 8050 18929,0311

7. TU-07 1 10500 10500 24690,0405

8. TU-08 1 5095 5095 11980,5482

9. TU-09 1 4550 4550 10699,0176

10. CL 1 2850 2850 6701,58243

11. TKE 2 8950 17900 42090,6405

12. TAE 2 8950 17900 42090,6405

13. TDA 1 5050 5050 11874,7338

14. BL 1 4050 4050 9523,30135

15. CT 1 450 450 1058,14459

16. PU-01 2 610 1220 2868,74757

17. PU-02 2 610 1220 2868,74757

18. PU-03 2 610 1220 2868,74757

19. PU-04 2 610 1220 2868,74757

20. PU-05 2 495 990 2327,91811

21. PU-06 2 450 900 2116,28919

22. PU-07 2 395 790 1857,63162

23. PU-08 2 315 630 1481,40243

24. PU-09 2 315 630 1481,40243

25. Generator 1 42500 42500 99935,8784

26. Kompresor 1 1500 1500 3527,14865

TOTAL 182365 428818,976

89

Tabel 11.3. Harga Alat Utilitas dari Dalam Negeri

No. NAMA JUMLAH HARGA HARGA

(Unit) ( Rp ),2010 ( $ ),2010

1 BU-01 1 50000000 5592,841163

2 BU-02 1 50000000 5592,841163

3 BU-03 1 15000000 1677,852349

4 BU-04 1 50000000 5592,841163

5 BU-05 1 15000000 1677,852349

6 BU - air hydrant 1 25000000 2796,420582

7 SP 2 25000000 5592,841163

TOTAL 28523,48993

11.3. Macam Pengeluaran

1. Capital investment

Capital investment adalah jumlah pengeluaran yang diperlukan untuk

pengadaan fasilitas-fasilitas dan pelaksanaan proses produksi. Capital

investment meliputi:

a. Fixed capital investment, merupakan investasi untuk mendirikan

fasilitas produksi dan pembuatannya.

b. Working capital, merupakan investasi yang diperlukan untuk

menjalankan usaha atau modal dari suatu pabrik selama waktu

tertentu.

2. Manufacturing cost

a. Manufacturing cost merupakan jumlah dari direct, indirect dan fixed

manufacturing cost, yang berkaitan dengan produk.

b. Direct manufacturing cost (DMC) :

Pengeluaran yang berkaitan langsung dengan pembuatan produk

seperti raw material, supervision, maintenance, plant supplies,

royalties & patents.

c. Indirect manufacturing cost (IMC) :

Pengeluaran-pengeluaran tidak langsung sebagai akibat dari operasi

pabrik. Dalam perhitungan digunakan estimasi perhitungan menurut

90

Aries & Newton (1955). Biaya-biaya yang termasuk IMC yaitu

payroll overhead, laboratory, plant overhead, packaging & shipping.

d. Fixed manufacturing cost (FMC)

Merupakan biaya yang harus disediakan untuk depresiasi

(penyusutan), property taxes dan insurances yang besarnya tidak

dipengaruhi oleh waktu maupun produksi.

3. General expenses (GE)

General expenses merupakan pengeluaran umum meliputi pengeluaran-

pengeluaran yang berkaitan dengan fungsi-fungsi perusahaan yang tidak

termasuk manufacturing cost.

11.4. Analisa kelayakan

Untuk dapat mengetahui besar-kecilnya keuntungan atau kerugian yang

diperoleh sehingga dapat menentukan layak atau tidaknya pendirian suatu pabrik,

maka dilakukan analisa (evaluasi) kelayakan. Beberapa cara yang digunakan untuk

menyatakan kelayakan meliputi return on investment, pay out time, break even point,

shut down point, dan discounted cash flow.

1. Return on investment (ROI).

Return on investment merupakan perkiraan keuntungan yang dapat diperoleh

setiap tahun yang didasarkan pada kecepatan pengembalian modal tetap yang

diinvetasikan.

ROI dapat dihitung dengan persamaan :

100%FC1

KeuntunganROI ×=

2. Pay out time (POT)

Pay out time merupakan waktu minimum teoritis yang dibutuhkan untuk

pengembalian modal tetap yang diinvestasikan atas dasar keuntungan setiap

tahun setelah ditambah depresiasi :

POT dapat dihitung dengan persamaan :

100%depresiasiKeuntungan

FCIPOT ×

+=

3. Break even point (BEP)

91

Break even point merupakan titik impas dari suatu produksi dimana pabrik

dikatakan tidak mendapatkan keuntungan atau kerugian. BEP dapat dihitung

dengan persamaan sebagai berikut :

100%Ra 0,7VaSa

Ra 0,3FaBEP ×

−−

+=

Dengan : Fa : Fixed manufacturing cost

Ra : Regulated cost

Va : Variable cost

Sa : Sales (penjualan produk)

4. Shut down point (SDP)

Shut down point merupakan titik / suatu kondisi dimana pabrik mengalami

kebangkrutan sehingga pabrik harus berhenti beroperasi / tutup.

SDP dapat dihitung / dengan persamaan

Ra 0,7 - Va - Sa

Ra 0,3 SDP = x 100 %

5. Discounted cash flow (DCF)

Discounted cash flow merupakan perkiraan besarnya keuntungan yang diperoleh

setiap tahun, didasarkan pada jumlah investasi yang tidak kembali setiap tahun

selama umur ekonomis pabrik.

Persamaan:

S = ( )( )[ ] WCSViWCFCn −−++ 1.

R = ( )

−+

i

iCf

n11

.

Keterangan :

S = Nilai modal pada waktu yang akan datang setelah dikoreksi dengan

salvage value (SV) dan Working Capital (WC)

Cf = Cash Flow setelah pajak berdasarkan atas total finance.

R = Cash Flow berdasarkan pendapatan akhir tahun

SV = Salvage value, 10 % FC

FC = Fixed capital investment

WC = Working capital investment

92

n = Perkiraan umur pabrik = 10 tahun

11.5. Perhitungan Biaya

1. Fixed Capital Investment (FCI)

Tabel perincian Fixed Capital Investment :

No. Jenis Biaya Jumlah ( $ )

1. Harga peralatan 1259164,879

2. Biaya pemasangan alat 310661,159

3. Biaya pemipaan 724674,5712

4. Biaya instrumentasi 139616,2018

5. Biaya isolasi 61447,2461

6. Biaya listrik 89249,60663

7. Biaya utilitas 572887,4778

8. Biaya bangunan 1612416,11

9. Biaya tanah 1510717,85

Physical Plant Cost (PPC) 6280835,102

Engineering & Construction (EC)

= 20% x PPC 1256167,02

Direct Plant Cost (DPC)

= PPC + EC 7537002,122

Contractor’s fee (CF)

= 4% x DPC 301480,0849

Contingency cost (C)

= 10% x DPC 753700,2122

Fixed Capital Investment (FCI)

= DPC + CF + C 8592182,419

2. Manufacturing Cost (MC)

Tabel manufacturing cost :


1 Raw material 39854701,29

2 Supervision 48422,81879

3 Maintenance 515530,9451

4 Plant supplies 77329,64177

5 Royalties and Patents 11148880,3

93

6 Utilitas 8360839,643

A Direct Manufacturing Cost (DMC) 60005704,64

1 Payroll overhead 72634,22819

2 Laboratory 48422,81879

3 Plant overhead 242114,094

4 Packaging & shipping 743258,6865

B Indirect Manufacturing Cost (IMC) 61971352,71

1 Depreciation

687374,5935

2 Property taxes

85921,82419

3 Insurances

85921,82419

C Fixed Manufacturing Cost (FMC) 859218,2419

Manufacturing Cost (TMC)

= DMC + IMC + FMC 61971352,71

3. Working Capital (WC)

Tabel perincian working capital

No. Jenis Biaya Jumlah ($)

1. Raw material inventory (RMI) 3623154,663

2. In process inventory (IPI) 93895,98895

3. Product inventory (PI) 5633759,337

4 Extended credit (EC) 6193822,388

5. Available cash (AC) 5633759,337

Working Capital (WC) = RMI + IPC + PI + EC + AC

21178391,71

4. General Expenses (GE)

Tabel perincian pengeluaran umum


1 Administration (A) 1859140,581

2. Sales (S) 3098567,635

3. Research (R) 2168997,345

4. Finance (F) 17184,36484

General Expenses (GE)

= A + S + M + F 7143889,926

94

5. Production Cost (Biaya Produksi)

Total Production Cost = TMC + GE

= $ 61971352,71 + $ 7143889,926

= $ 69115242,64

6. Profit Estimation (Perkiraan Keuntungan)

Keuntungan sebelum pajak (profit before taxes, PBT)

PBT = sales price - production cost

= $ 74325868,65 - $ 69115242,64

= $ 5210626,014

Pajak penghasilan diambil sebesar 40% dari profit before taxes .

Keuntungan sesudah pajak (profit after taxes, PAT)

PAT = PBT x (100% - 40%)

= $ 5210626,014 x (100% - 40%)

= $ 3126375,609

11.6. Perhitungan analisa kelayakan

1. Return On Investment (ROI)

Perkiraan keuntungan yang diperoleh setiap tahun didasarkan atas

kecepatan pengembalian modal tetap yang diinvestasikan.

%100% xinvestmentcapitalFixed

profitAnnualROI =

a. ROI sebelum pajak

Prb = x 100% = 60,64%

b. ROI sesudah pajak

Pra = x 100% = 36,39%

2. Pay Out Time (POT)

Waktu yang diperlukan sehingga fixed capital investment yang

ditanamkan (investasi) dapat kembali, atas dasar keuntungan setiap

tahun.

95

POT before taxes = )1.0( FCIxPBT

FCI

+ = 1,42 tahun

POT after taxes = )1.0( FCIxPAT

FCI

+ = 2,16 tahun

3. Break Even Point (BEP)

Merupakan batas produksi dalam arti pabrik dikatakan tidak untung dan

tidak rugi.

BEP = ( )( )

%100.7,0

.3,0x

RaVaSa

RaFa

−−

+

Keterangan :

Fa = Annual fixed manufacturing cost pada max produksi

Ra = Annual regulated expenses pada max produksi

Sa = Annual sales value pada max produksi

Va = Annual variabel expenses pada max produksi

Dimana :

Fixed cost, Fa = $ 859218,2419

Variabel cost, Va :

Raw material = $ 39854701,29

Packaging - shipping = $ 743258,6865

Utilitas = $ 8360839,643

Royalty and patent = $ 11148880,3 +

= $ 60107679,92

Regulated cost, Ra:

Labor cost = $ 484228,1879

Overhead = $ 242114,094

Supervision = $ 48422,81879

General expenses = $ 7143889,926

Maintenance = $ 515530,9451

Plant supplies = $ 77329,64177

Laboratorium = $ 48422,81879 +

= $ 8559938,433

96

Annual sales, Sa = $ 74250000 + $ 75868,65

= $ 74325868,65

BEP = ( )( )

%100.7,0

.3,0x

RaVaSa

RaFa

−−

+

BEP = 41,66%

4. Shut Down Point (SDP)

Merupakan batas produksi dalam arti pabrik mengalami kebangkrutan,

sehingga pabrik harus menghentikan operasi.

SDP = %100).7,0(

.3,0x

RaVaSa

Ra

−−

SDP = 31,22%

5. Discounted Cash Flow (DCF)

Merupakan perkiraan besarnya keuntungan yang diperoleh setiap tahun,

didasarkan pada jumlah investasi yang tidak kembali setiap tahun selama

umur ekonomis pabrik.

Persamaan:

S = ( )( )[ ] WCSViWCFCn −−++ 1.

R = ( )

−+

i

iCf

n11

.

Keterangan :

S = Nilai modal pada waktu yang akan datang setelah dikoreksi

dengan salvage value (SV) dan Working Capital (WC)

Cf = Cash Flow setelah pajak berdasarkan atas total finance.

R = Cash Flow berdasarkan pendapatan akhir tahun

SV = Salvage value, 10% FC

FC = Fixed capital investment

WC = Working capital investment

N = Perkiraan umur pabrik = 10 tahun

Dimana :

97

Cf = Keuntungan sesudah pajak + depresiasi + finance

= $ 3830934,567

WC = $ 21178391,71

FC = $ 8592182,419

SV = 10% FC = 10% x 8592182,419 = $ 859218,2419

FC + WC = $ 29770574,13

Harga i di trial, sampai diperoleh S = R

Hasil trial i sebesar = 0,1134

Diperoleh S = R sebesar = $ 65119229,34

Maka harga DCF sebesar = 11,34%

Nilai suku bunga bank (2010) sebesar 6,5%

Batasan minimal DCF = [1,5 – 2] x suku bunga bank

Diambil sebesar 1,5 x suku bunga bank, maka :

DCF min = 1,5 x DCF

= 1,5 x 6,5% = 9,75 %

Karena DCF hasil perhitungan (11,34%) lebih besar dari DCF min

9,75%), maka pabrik ini cukup layak didirikan karena dapat menarik

minat investor untuk menanamkan investasi (modal).

98

Gambar.8 Grafik Analisa Ekonomi

99

BAB XII

KESIMPULAN

Prarancangan pabrik asam laktat dari acetaldehyde cyanohydrin dan asam

sulfat dengan kapasitas 30.000 ton/tahun ini direncanakan akan didirikan di Gresik

(Jawa Timur) di atas tanah seluas 30.625 m2. Dari hasil perhitungan dan evaluasi

ekonomi, dapat ditarik kesimpulan sebagai berikut :

1. Dilihat dari segi bahan baku, produk, proses produksi secara keseluruhan dan

kondisi operasinya serta sifat kimia maupun fisis, maka pabrik ini termasuk

pabrik beresiko rendah.

2. Dari hasil evaluasi ekonomi diperoleh :

a) Percent Return of Investment (ROI) sebelum pajak sebesar 60,64% dan

sesudah pajak sebesar 36,39%. Diketahui harga ROI sebelum pajak untuk

industri kimia beresiko rendah, minimal 11%. (Aries & Newton, 1955).

b) Pay Out Time (POT) sebesar 2,16 tahun. Diketahui harga POT untuk industri

kimia beresiko rendah maksimal 5 tahun. (Aries & Newton, 1955).

c) Break Even Point (BEP) sebesar 41,66% dan Shut Down Point (SDP) sebesar

31,22%. Diketahui bahwa syarat BEP untuk industri berkisar antara 40 -

60%. Dengan demikian, perhitungan ekonomi pada prarancangan pabrik ini

telah memenuhi syarat tersebut.

d) Discounted cash flow rate (DCFR) sebesar 11,34%. Harga DCF yang

menarik bagi investor adalah 1,5 – 2,0% kali suku bunga bank. Suku bunga

bank rata-rata saat ini adalah 6,5%, maka DCF minimum yang harus dipenuhi

1,5 x suku bunga bank adalah (9,75%). Dengan demikian, pabrik ini cukup

menarik bagi investor karena memberikan keuntungan yang lebih besar

daripada jika mereka menyimpan uangnya di bank.

Berdasarkan evaluasi ekonomi dan kondisi operasi maupun bahan baku di

atas, maka prarancangan pabrik asam laktat dari acetaldehyde cyanohydrin, asam

sulfat dan air, menarik untuk dilanjutkan pada tahap perancangan pabrik serta

layak dipertimbangkan untuk didirikan.

DAFTAR PUSTAKA

Aries, R.S., and Newton, R.D., 1955, “Chemical Engineering Cost Estimation”, McGraw-Hill Book Company., New York.

Brown, G.G., 1978, “Unit Operations”, Modern Asian Edition, John Wiley &

Sons, inc., New York. Brownell, L.E., and Young, E.H., 1959, Process Equipment Design, John Wiley

& Sons, Inc., New York. Coulson, J.M., and Richardson, J.F., 1996, Chemical Engineering Design, 5th ed.,

Pergamon Press., Oxford, London. Dean, J.A., 1972, Lange’s Handbook of Chemistry, 3th ed., John Wiley & Sons,

Inc., USA. Evans, F. L., 1974, Equipment Design Hand Book for Refineries and Chemical

Plants, Volume I, II & III., Gulf Publishing Company., Houston. Foust, A.S., 1960, Principles of Unit Operations, John Wiley & Sons Inc., New

York. Geankoplis, C.J., 1995, Transport Process and Unit Operations, 3th ed., Prentice-

Hall International, Inc., London. Kern, D.Q., 1965, Process Heat Transfer, McGraw-Hill Book Company., New

York. Kirk, R.E., and Othmer, D.F., 1981, Encyclopedia of Chemical Technology, Vol.

13., John Wiley & Sons, Inc., New York. Laddha, G.S., and Degaleesan, T.E., 1978, Transport Phenomena in Liquid

Extraction, McGraw-Hill Book Company., New Delhi. Levenspiel, O., 1962, Chemical Reaction Engineering, 2nd ed., John Wiley &

Sons, Inc., New York. Ludwig, E.E., 1964, Applied Process Design for Chemical and Petrochemical

Plants, Gulf Publishing Company., Houston, Texas. McCabe, W. L., Smith, J.C., and Harriot, P., 1989, Unit Operations of Chemical

Engineering, 4th ed., McGraw-Hill Book Company., New York.

Morrison, R.T., and Boyd, R.N., 1966, Organic Chemistty, 2nd ed., Allyn &

Bacon, Inc., Boston.

Noller, C.R., 1966, Text Book of Organic Chemistry 3rd ed., W.B.Saunders

Company., Philadelphia and London. Perry, R.H., and Green, D.W., 1973, Chemical Engineers’ Hand Book, 5-6th ed.,

McGraw-Hill Book Company., New York. Peters, M.S., and Timmerhaus, K.D., 2003, Plant Design and Economics for

Chemical Engineer’s, 5th ed., McGraw-Hill Book Company., Singapore. Powell, S.T., 1954, Water Conditioning for Industry, 1st ed., McGraw-Hill Book

Company., Tokyo. Rase, H. F., 1977, Chemical Reactor Design for Process Plant, Vol. I,II., John

Wiley & Sons, Inc., New York. Smith, J.M., and Van Ness, H.C., 2005, Introduction to Chemical Engineering

Thermodynamics, 7th ed., McGraw-Hill Book Company., New York.

Treybal, R.E., 1955, “Mass Transfer Operation”, 2nd

ed., McGraw-Hill Book

Company., New York. Vilbrandt, F.C., and Dryden, C.E., 1959, Chemical Engineering Plant Design, 4th

ed., McGraw-Hill Kogakusha, Ltd., Tokyo.

LAMPIRAN

PERANCANGAN REAKTOR

� Jenis : RATB (Reaktor Alir Tangki Berpengaduk) � Fungsi : Mereaksikan acetaldehyde cyanohydrin dan asam sulfat � Kondisi Operasi :

o Tekanan (P) = 1 atm = 1 atm x atm

psi

1

7,14= 14,7 psi

o Suhu = 120 ºC = 393 K o Konversi = 98%

Berdasarkan perhitungan neraca massa, diperoleh hasil :

� Neraca massa di reaktor

Komponen

Masuk (kg/j)

Keluar (kg/j)

CH3CHOHCN 2896.7 57.9

H2SO4 3998.3 79.9

H2O 1468.8 29.4

NH4HSO4 0 3598.5

CH3CHOHCOOH 0 4598.1

Total 8363,8 8363.8

CH3CHOHCN

H2O

T = 120°C

H2SO4

H2O

CH3CHOHCN

H2SO4

H2O

CH3CHOHCOOH

air

air

� Penentuan kecepatan volumetrik umpan (Fv)

Komponen Massa(M),kg/j Densitas(ρ),kg/L Fv = M/ρ

CH3CHOHCN 2896.7 0,9834 2945,60

H2SO4 3998.3 1,8400 2172,99

H2O 1468.8 1,0000 1468,80

Total 8363,8 6587,39

� Konsentrasi asam akrilat

CAo = Fv

kmolmolx

BMMx 1000

1

=

jamL

kmolmolx

kgkmolx

jamkg

39,6587

100071

17.2896

= 6.19343L

mol

� Konsentrasi metanol

CBo = Fv

kmolmolx

BMMx 1000

1

=

jamL

kmolmolx

kgkmolx

jamkg

39,6587

100098

13.3998

= 6.19349L

mol

M = CAo

CBo

= 19343.6

19349.6

= 1,00001 A. Penentuan konstanta kecepatan reaksi

Pers reaksi: CH3CHOHCN +H2SO4 + H2O CH3CHOHCOOH + NH4HSO4

A + B + C D + E

Data :

o Persamaan kecepatan reaksi : rA = k CA CB

Patent US 11/535,008

o Suhu reaksi : 1200C

o Konversi : 98%

o Waktu reaksi : 60 menit = 1 jam

o k = 14 L.mol-1.jam-1 (Morrison & Boyd)

Jadi, konstanta kecepatan reaksi pada suhu 120 oC = 14 L.mol-1.jam-1

B. Penentuan volume reaktor

Bila digunakan n buah reaktor alir tangki berpengaduk Neraca massa pada reaktor yang ke i untuk komponen A

Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation

Fv.CAi-1 – Fv.CAi – rA.V = 0

dibagi Fv, dengan Ө = V/Fv

CAi-1 – CAi = rA Ө

Jika, CAi-1 = CAo(1-XAi-1)

CAi = CAo(1-XAi)

CAo(1-XAi-1) - CAo(1-XAi) = rA Ө

CAo-CAoXAi-1 - CAo + CAoXAi = rA Ө

CAo(XAi - XAi-1) = rA Ө

CAo(XAi - XAi-1) = k CAo2(1-XAi)(M-XAi) Ө

(XAi - XAi-1) = k CAo(1-XAi)(M-XAi) Ө

Ө =

� Jika digunakan satu reaktor

R1 Fv

CAo

Fv

CA1

(XAi - XAi-1)

k CAo(1-XAi)(M-XAi)

1 i n Fv

CAo

CBo

Fv

CAn

CBn

Fv

CA1

CB

Fv

CAn-1

CB

∫∫ ∫∫ Fv

CAi-1

CB

Fv

CAi

CB

� Neraca massa komponen A di reaktor 1: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CAo – Fv.CA1 – rA1.V = 0 Fv.CAo – Fv.CA1 = rA1.V Fv.(CAo – CA1) = rA1.V

Fv

Vr=

1

1

rA

CACAo −

Fv

Vr=

1

)11(0

rA

XACACAo −−

Ө = ( )( )111

1

XAMXAkCAo

XA

−−

Waktu tinggal = Ө1

XA1 = 0.98

Ө =( )( )11

1

1 XAMXAkCAo

XA

−−

Ө =( )( )98.000001,198,01193442.614

98,0

−−××

Ө = 28,2423 jam

� Volume liquid = Fv. x Ө = 6587,39 L/jam x 28,2423jam

= 186042,7 L x L

gallon

785,3

1

= 49152,63 gallon

� Dibuat over design sebesar 20 %, maka:

Volume tangki = 1,2 x volume liquid

= 1,2 x 49152,63 gallon

= 58983,15 gallon

� Menurut Aries & Newton, harga 1 reaktor = $ 55.000

� Jika menggunakan dua reaktor

� Neraca massa komponen A di reaktor 1:

Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CAo – Fv.CA1 – rA1.V = 0

Fv

CAo

Fv

CA1

Fv

CA2

R1 R2

Fv.CAo – Fv.CA1 = rA1.V Fv.(CAo – CA1) = rA1.V

Fv

Vr=

1

1

rA

CACAo −

Fv

Vr=

1

)11(0

rA

XACACAo −−

Ө1 = ( )( )111

1

XAMXAkCAo

XA

−−

� Neraca massa komponen A di reaktor 2: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CA1 – Fv.CA2 – rA2.V = 0 Fv.CA1 – Fv.CA2 = rA2.V Fv.(CA1 – CA2) = rA2.V

Fv

Vr=

2

21

rA

CACA −

Fv

Vr=

1

)21()11( 0

rA

XACAXACAo −−−

Ө2 =( )( )( )22

12

1 XAMXAkCAo

XAXA

−−

−

Perhitungan reactor dengan metode Newton-Raphson CA0= 6,193442 k = 14 L.mol-1.jam-1

M = 1,00001 XA2= 0,98 Ө1 = Ө2

f(X) = Ө1 - Ө2

f(X) =

−− )).(1.(. 110

1

XAMXACAk

XA -

−−

−

)).(1.(.

)(

220

12

XAMXACAk

XAXA

XA1 = Xold ε = 0,00001

f’(Xold) = ε

εε.2

)()( −−+ oldold XfXf

Xnew = Xold - )('

)(

Xoldf

Xoldf

Untuk Xold (XA1)=0,9

XA1 XA2 Ө1 XA2 – XA1 Ө2 Ө1 - Ө2

Xold 0.9 0.98 1.0379 0.08 2.30549 -1.26763

Xold+e 0.90001 0.98 1.0381 0.07999 2.30520 -1.26712

Xold-e 0.89999 0.98 1.0376 0.08001 2.30578 -1.26813

f’(Xold) = 00001,02

)26813.1(26712.1

x

−−−= 50.72815

Xnew = 0,9 - 72815,50

26763,1−= 0.92499

Xold = 0,92499

XA1 XA2 Ө1 XA2 – XA1 Ө2 Ө1 - Ө2

Xold 0.92499 0.98 1.8957 0.0550 1.5854 0.3103

Xold+e 0.92500 0.98 1.8962 0.0550 1.5851 0.3111

Xold-e 0.92498 0.98 1.8952 0.0550 1.5856 0.3095

f’(Xold) = 00001,02

3095,03111,0

x

−= 81.40883

Xnew = 0,92499 - 40883,81

3103,0= 0.92118

Xold = 0.92118

XA1 XA2 Ө1 XA2 – XA1 Ө2 Ө1 - Ө2

Xold 0.92118 0.98 1.70970 0.05882 1.69521 0.01449

Xold+e 0.92119 0.98 1.71015 0.05881 1.69492 0.01523

Xold-e 0.92117 0.98 1.70925 0.05883 1.69550 0.01375

f’(Xold) = 00001,02

01375,001523,0

x

−= 74.05248

Xnew = 0.92118 - 05248,74

01449,0= 0.92098

Xold = 0.92098

XA1 XA2 Ө1 XA2 – XA1 Ө2 Ө1 - Ө2

Xold 0.92098 0.98 0.07902 0.05902 1.70085 0.00003

Xold+e 0.92099 0.98 0.07901 0.05901 1.70056 0.00077

Xold-e 0.92097 0.98 0.07903 0.05903 1.70114 -0.00070

f’(Xold) = 00001,02

)00070,0(00077,0

x

−−= 73.71279

Xnew = 0.92098 - 71279,73

00003,0= 0.92098

Xold = 0.92098

XA1 XA2 Ө1 XA2 – XA1 Ө2 Ө1 - Ө2

Xold 0.92098 0.98 1.70086 0.05902 1.70086 0.00000

Xold+e 0.92099 0.98 1.70131 0.05901 1.70057 0.00074

Xold-e 0.92097 0.98 1.70041 0.05903 1.70115 -0.00074

f’(Xold) = 00001,02

)00074,0(00074,0

x

−−= 73.71201

Xnew = 0.92098 - 71201,73

00000,0= 0.92098

Xold = 0.92098

Ө1= Ө2= = 1.70086 jam

XA1 = 0.92098 , XA2 = 0,98

� Dari hasil perhitungan diperoleh :

Waktu tinggal: Ө1 = Ө2 = Ө ≈ 1.70086 jam

� Volume liquid = Fv. x Ө = 6587,39 L/jam x 1.70086 jam

= 11204.24 L x L

gallon

785,3

1= 2960.17 gallon



= 1,2 x 11204,24L = 13445,08L atau

= 1,2 x 2960,17 gallon

= 3552.20 gallon

� Menurut Aries & Newton, harga 1 reaktor = $ 9500

Maka, harga untuk 2 reaktor = 2 x $ 9500 = $ 19000

� Jika menggunakan tiga reaktor

� Neraca massa komponen A di reaktor 1: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CAo – Fv.CA1 – rA1.V = 0 Fv.CAo – Fv.CA1 = rA1.V Fv.(CAo – CA1) = rA1.V

Fv

Vr=

1

1

rA

CACAo −

Fv

Vr=

1

)11(0

rA

XACACAo −−

Ө1 = ( )

( )( )11

1

1 XAMXAkCAo

XA

−−

� Neraca massa komponen A di reaktor 2: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CA1 – Fv.CA2 – rA2.V = 0 Fv.CA1 – Fv.CA2 = rA2.V Fv.(CA1 – CA2) = rA2.V

Fv

Vr=

2

21

rA

CACA −

Fv

Vr=

1

)21()11( 0

rA

XACAXACAo −−−

Fv

CAo

Fv

CA1

R1 Fv

CA2

R2 Fv

CA3

R3

Ө2 =( )( )( )22

12

1 XAMXAkCAo

XAXA

−−

−

� Neraca massa komponen A di reaktor 3: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CA2 – Fv.CA3– rA3.V = 0 Fv.CA2 – Fv.CA3 = rA3.V Fv.(CA2 – CA3) = rA3.V

Fv

Vr=

3

32

rA

CACA −

Fv

Vr=

1

)31()21( 0

rA

XACAXACAo −−−

Ө3 =( )( )( )33

23

1 XAMXAkCAo

XAXA

−−

−

Perhitungan reactor dengan metode Newton-Raphson CA0= 6,193442 k = 14 L.mol-1.jam-1

M = 1,00001 XA3= 0,98 Ө1 = Ө2 = Ө3 f(X) = Ө1 - Ө2

f(X) =

−− )).(1.(. 110

1

XAMXACAk

XA =

−−

−

)).(1.(.

)(

220

12

XAMXACAk

XAXA

Ө1 = Ө3 :

−− )).(1.(. 110

1

XAMXACAk

XA =

−−

−

)).(1.(.

)(

330

23

XAMXACAk

XAXA

:

−− )).(1.(. 110

1

XAMXACAk

XA =

−−

−

)).(1.(.

)98,0(

330

2

XAMXACAk

XA

: Ө1 =

−−

−

)).(1.(.

)98,0(

330

2

XAMXACAk

XA

: XA2 = 0,98 – [Ө1. ( k.CA0 (1-XA3) (M-XA3) ] XA1 = Xold ε = 0,00001

f’(Xold) = ε

εε.2

)()( −−+ oldold XfXf

Xnew = Xold - )('

)(

Xoldf

Xoldf

Untuk Xold (XA1)=0,87

XA1 Ө1 XA2 Ө2 Ө3 f(x)

Xold 0.87 0.59366 0.95940 0.62535 0.59366 -0.03169

Xold+e 0.87001 0.59376 0.95940 0.62515 0.59376 -0.03139

Xold-e 0.86999 0.59357 0.95940 0.62555 0.59357 -0.03198

f’(Xold) = 00001,02

03198,003139,0

x

−= 29.68351

Xnew = 0.87 - 68351,29

03169,0= 0.87107

Xold = 0.87107


Xold 0.87107 0.60428 0.95903 0.60430 0.60428 -0.00002

Xold+e 0.87108 0.60438 0.95903 0.60410 0.60438 0.00027

Xold-e 0.87106 0.60417 0.95904 0.60449 0.60417 -0.00032

f’(Xold) = 00001,02

)00032,0(00027,0

x

−−= 29.64045

Xnew = 0.87107 - 64045,29

00002,0−= 0.87107

Xold = 0.87107


Xold 0.87107 0.60428 0.95903 0.60428 0.60428 0.00000

Xold+e 0.87108 0.60438 0.95903 0.60409 0.60438 0.00030

Xold-e 0.87106 0.60418 0.95904 0.60448 0.60418 -0.00030

f’(Xold) = 00001,02

)00030,0(00030,0

x

−−= 29.64042

Xnew = 0.87107 - 64042,29

00000,0= 0.87107

Xold = 0.87107

Ө1 = Ө2 = Ө3 = 0.60428 jam XA1 =0.87107, XA2 =0.95903, XA3 =0,98

� Dari hasil perhitungan diperoleh:

� Waktu tinggal : Ө1 = Ө2 = Ө3 = Ө ≈0.60428 jam

Volume liquid= Fv x Ө

= 6587,39 L/jam x 0.60428 jam

= 3980.646456 L/jam x L

gallon

785,3

1

= 1051.69 gallon



= 1,2 x 1051.69 gallon

= 1262.028 gallon

� Menurut Aries & Newton, harga 1 reaktor = $ 7500

� Maka, harga untuk 3 reaktor = 3 x $ 7500 = $ 22500

� Penentuan jumlah reaktor yang digunakan :

Berdasarkan gambar di atas, maka perancangan menggunakan dua reaktor karena

alasan ekonomi (paling murah).

REAKTOR-01

� Neraca Massa

Dari penentuan jumlah reaktor diperoleh konversi reaktor-01 = 92.098 %

Sehingga dapat dihitung neraca massa di reaktor-01 sebagai berikut :

Komposisi umpan masuk reaktor:

CH3CHOHCN = 2896.7 kg/jam x kg

kgmol

71

1 = 40.799 kgmol/jam

H2SO4 = 1/1 (40.799 kgmol/jam) = 40.799 kgmol/jam H2O = 2/1 (40.799 kgmol/jam) = 81.598 kgmol/jam CH3CHOHCN bereaksi = konversi x CH3CHOHCN di dalam umpan

= 0,92098 x 40.799 kgmol/jam

= 37.5751 kgmol/jam

Pers Reaks .: CH3CHOHCN+ H2SO4 + H2O → CH3CHOHCOOH + NH4HSO4

Mula-mula : 40.799 40.799 81.598 0 0 Bereaksi : 37.5751 37.5751 75.1502 37.5751 37.5751 Sisa : 3.2239 3.2239 6.4478 37.5751 37.5751 Komposisi larutan keluar reaktor:

CH3CHOHCN = 3.2239 kgmol/jam x kgmol

kg

1

71 = 228.9 kg/jam

0

10000

20000

30000

40000

50000

60000

0 0,5 1 1,5 2 2,5 3 3,5

haga reaktor ($)

jumlah reaktor (buah)

H2SO4 = 3.2239 kgmol/jam x kgmol

kg

1

98 = 315.9 kg/jam

H2O = 6.4478 kgmol/jam x kgmol

kg

1

18 = 116.1 kg/jam

NH4HSO4 = 37.5751 kgmol/jam x kgmol

kg

1

115 = 4321.1 kg/jam

CH3CHOHCOOH = 37.5751 kgmol/jam x kgmol

kg

1

90 = 3381.8 kg/jam

Hasil perhitungan neraca massa di reaktor-01 dapat ditabelkan sebagai berikut :

Komponen Masuk(kg/j) Keluar(kg/j)

C2H3COOH 2896.7 228.9

H2SO4 3998.3 315.9

H2O 1468.8 116.1

NH4HSO4 - 4321.1

CH3CHOHCOOH - 3381.8

TOTAL 8363.8 8363.8

� Neraca Panas

� Data panas pembentukan dan kapasitas panas diperoleh dari( Lange’s &

Perry’s Handbook )

� T reaktor = 1200C = 393 K

� T reference = 25ºC = 298 K

Komponen Cp, kcal/kg C ∆Hf , kcal/gmol

CH3CHOHCN 0.668 -15.260

H2SO4 0.3506 -194.550

H2O 1.0 -68,315

NH4HSO4 0,339 -243.750

CH3CHOHCOOH 0,436 -161.200

� Panas bahan 1 masuk

Q CH3CHOHCN = m.Cp.∆T

= 2896.7 jam

kgx 0.668

Ckg

kcalo.

x (120 - 25) oC

= 183824,582 jam

kcal

Q H2SO4 = m.Cp.∆T

= 3998.3jam

kgx 0.3506

Ckg

kcalo

x (120 - 25) oC

= 133171,3781 jam

kcal

Q H2O = m.Cp.∆T

= 1468.8 jam

kgx 1

Ckg

kcalo.

x (120 - 25) oC

= 139536 jam

kcal

Panas bahan masuk (Q1) = ( QCH3CHOHCN + QH2SO4 + QH20 )

= ( 183824.582 + 133171.3781 + 139536 ) jam

kcal

= 456531,9601 jam

kcal

� Panas reaksi (∆HR

0) ∆HºR = n ∆Hf produk – n ∆Hf reaktan

= (-243.750 + -161.200)mol

kcal - (-15.260+ -194.550+ -68.315)

mol

kcal

= -126.825mol

kcal

= -126825kmol

kcal

∆HR

0= m x ∆HºR

= 37.5751jam

kmol x -126825

kmol

kcal

= - 4765462.058 jam

kcal

� Panas bahan keluar (Q2)


= 228.9jam

kgx 0.668

Ckg

kcalo.

x (120 - 25) oC

= 14525.994 jam

kcal

Q H2SO4 = m.Cp.∆T

= 315.9jam

kgx 0.3506

Ckg

kcalo .

x (120 - 25) oC

= 10521.6813 jam

kcal

Q H2O = m.Cp.∆T

= 116.1jam

kgx 1

Ckg

kcalo.

x (120 - 25) oC

= 11029.5 jam

kcal

Q NH4HSO4 = m.Cp.∆T

= 4321.1jam

kgx 0,339

Ckg

kcalo.

x (120 - 25) oC

= 139161.0255 jam

kcal

Q CH3CHOHCOOH= m.Cp.∆T

= 3381,8jam

kgx 0,436

Ckg

kcalo

x (120 - 25) oC

= 140074,156jam

kcal

Panas bahan keluar (Qk): = ( Q CH3CHOHCN + Q H2SO4 + Q H2O + Q NH4HSO4+ Q CH3CHOHCOOH ) = (14525,994 + 10521,6813 + 11029,5 + 139161,0255 + 140074,156 )

= 315312.3658 jam

kcal

Neraca panas Total: Q1 – Q2 – ∆HR0 + Q = 0

Q= Q2 + ∆HR0 – Q1

Q= 315312,3568 – 4765462,058 – 456531,9601

= - 4906681,661jam

kcal (eksotermis)

Tabel neraca panas di reaktor-01

Komponen Masuk (jam

kcal ) Keluar (jam

kcal )

Panas bahan masuk Panas bahan keluar Panas reaksi Panas diserap pendingin Panas yang hilang

456.531,960 -

4.765.462,058 - -

- 315.312,357

- 4.903.315,531

3366,13

Total 5.221.994,018 5.221.994,018

Perhitungan Pendingin

Panas yang diserap pendingin QPendingin = Qreaktor - Qloss

= 4.906.681,661 - 3366,13

= 4.903.315,531 kcal/jam = 19457925,897 Btu/jam

Sebagai pendingin digunakan air dengan suhu masuk 30°C dan suhu keluar 50°C.

Kondisi air: P = 1 atm = 14,7 psi Tin = 30ºC Tout = 50ºC ∆T = ((50+273)-(30+273))K = 20 K Taverage = 40 oC Sifat-sifat air pada 40 oC Cp = 1 kcal/kg.K µ = 0.69 cp = 1,6698 lb/ft jam k = 0.36433 Btu/j ft oF ρ = 61,935 lb/ft3 = 991,984 kg/m3

Jumlah air pendingin yang diperlukan :

Massa air (W)

W = TCpairx

iserappanasyangd

∆

= Kx

Kkgkcal

jamkcal

20.

1

531,315.903.4

= 245165,77655 jam

kg = 540498,017 lb/jam

Debit air pendingin :

Q = ρW

= = 8726,86 ft3/jam = 247,117 m3/jam = 0,0686 m3/s

ρfluida (kg/m3) kecepatan (m/s)

1600 =2,4

991,984 = X

800 =3,0

1600 - 991,984 = 2,4 – X

1600 – 800 2,4 – 3,0

-364,8096 = 1920 – 800X

-2284,8096 = -800X

X = 2,856 m/s

Dipilih kecepatan aliran air pendingin = 2,856 m/s (hal 159 Couldson &

Richardson,1983)

A = v

Q

liniertanKecepa

aliranDebit=

A = 4

π (ID)2

ID = =v

Q

π4

= 0,17488 m = 6,885 in

Dari tabel 11, Kern, 1965 diambil ukuran pipa :

IPS = 8 in

Sch No = 40

OD = 8,625 in = 0,71875 ft = 0,219075 m

ID = 7,981 in = 0,6651 ft = 0,2027 m

A’ = 50 in2 = 0,3472 ft2

a’’ = 2,258 ft2/ft

Kecepatan aliran massa:

Gt = 23472,0

/017,540498

' ft

jamlb

A

W= = 1556733,92 lb/ft2 jam = 432,4261 lb/ft2 s

Kecepatan air pendingin:

v = 3

2

/935,61

/4261.432

ftlb

sftlbGt =ρ

= 6,982 ft/s = 2,128 m/s

Bilangan Reynold dalam koil:

Ret = jamftlb

jamftlbftGID t

/6698,1

)/92,1556733()6651.0( 2

=µ

= 620064,52

Bilangan Prandtl :

Pr = FftjamBtu

jamftlbFlbBtu

k

Cp

°°

=/36433.0

)/6696,1()/1(µ = 4,5832

Dari fig.25 Kern, untuk v = 6,982 ft/s dan ta = 104°F didapat :

hi = 1850 Btu/jam ft2 °F dengan faktor koreksi 0,78

Maka : hi = (1850)(0,78) = 1443 Btu/jam ft2 °F

hio pipa = hi

OD

ID = 1443 x

1983,0

17225,0 = 1253,438 Btu/jam ft2 °F

Menurut Rase,1977 harga diameter spiral koil Dc = (0,7 – 0,8) x Di reaktor

Diambil harga Dc = Dsp = 0,8 x Di reaktor

= 0,8 x 95.625 in

= 76,5 in = 6,375 ft = 1,9431 m

hio koil = hio pipa

+

sp

koil

D

D5,31

= 1253,438

+

375,6

17225,05,31

= 1371,974 Btu/j ft2 °F

Penentuan ho

Sifat-sifat fluida pada suhu, (T) = 40 oC

Komposisi Berat, kg/j wi,Fraksi berat Cp, kcal/kg°C µ, cp ρ, kg/m3

CH3CHOHCN 2896.7 0,346 0.668 0.28 992

H2SO4 3998.3 0.478 0,3506 1.2 1840

H2O 1468.8 0.176 1 0,85 1000

Total 8363.8 1.000 2.33

Cpm = Σ wi Cpi

= (0,346)(0.668) + (0.478)(0,3506) + (0.176)(1)

= 0,575 kkal/kg°C x

kkal

Btu

252.0

1x

lb

kg

2046,2

1x

F

C0

0

8,33

1

= 0.031 Btu/lb °F

µ larutan = Σ wi µi

= (0,346) (0.28) + (0.478) (1.2) + (0.176) (0,85) = 0.82008 cp x

= 1.9846 lb/ft.jam x x x = 0,0492 kg/m min

ρ larutan = ∑wi x ρi = (0,346) (992) + (0.478) (1840) + (0.176) (1000)

= 1398,752 kg/m3 x

kg

lb

4536.0

1 x

3

3

315,35

1

ft

m

= 87,32 lb/ft3 Dari tabel 4 Kern, didapatkan : k H2SO4 = 0,232 Btu/jam ft 0F k H2O = 0.36433 Btu/j ft oF k larutan =

k CH3CHOHCN = 3,56.10-5x0.668x 1/3 x 0,346

cp

ftjamlb

1

.42,2

×

××−

totalmassa

imassa

BMCp

3/14

510.56,3ρ

Couldson & Richardson, 1983, pg 244

= 0.01966 Watt/m.K x = 0,001118 Btu/min.m.K

= 0,06708 Btu/jam m K x x = 5,2328 Btu/jam ft°F

k larutan = k CH3CHOHCN + k H2S04+ k H2O = (5,2328 + 0,232 + 0.36433) Btu/jam ft°F = 5,82913 Btu/jam ft°F

Re = m

m

2 NDi

µ

ρ =

min/0492.0

)/752,1398)(064,112()4289,2( 32

mkg

mkgrpmm = 18.795.808,33

Pr = m

mm

k

Cp µ= = 0,01055

ho = 0,87 ID

kPrRe m

14,0

w

31

32

µµ

= 0,87 (18.795.808,33)2/3 (0,01055)1/3 (1)0,14

= 10591,5 Btu/jam ft2 °F

UC = oio

oio

hh

hh

+ = = 1214,64 Btu/jam ft2 °F

Diambil Rd = 0,002

hd = 002,0

11=

dR = 500 Btu/jam ft2 °F

UD = dC

dC

hU

hU

+ = = 354,2 Btu/jam ft2 °F

Profil suhu:

T1 =120°C = 248°F T2 =120°C = 248°F t1 =30°C = 86 °F t2 =50°C = 122°F

LMTD =

= 143,255 °F

Luas transfer panas, A:

A = LMTDU

Q

D

= = 383,476 ft2

Panjang coil, L:

T1

t1

T2

t2

−−

−−−

122248

86248ln

)122248()86248(

Do

AL

.π= = = 169,83 ft

= 51,76 m

Penentuan Jumlah Lengkungan Koil

AB = Dc

BC = x

AC = 22 xDc +

Keliling busur AB = ½ π.Dc

AC = ½ π.AC

x = jarak antar pusat lilitan coil diambil, x = 2 OD

= 2 x 0,219075 m = 0,43815 m

Keliling lingkaran coil, Lc:

Lc = panjang busur AB + busur AC

=2

π ( Dc + ( ))22 xDc +

Lc =2

π ( 1,9431 + ( ))43815,09431,1 22 +

= 6,181 m

Jumlah lilitan coil Nc = L / Lc

= = 8,374

= 9 lilitan

Tinggi tumpukan koil,Hc Hc = Nc x OD = 9 x 0,219075 m = 1,971675 m Tinggi cairan dalam reaktor, HL= 3,11 m Hc < HL , Jadi koil masih tercelup.

Menghitung Pressure Drop coil ∆P =

dengan,

Dengan: ∆P = pressure drop dalam pipa, psi

A B

C

x

tsD

LGtf

Φ..10.22,5

.10

2

D = ID pipa, ft f = faktor friksi, ft2/in2 Gt = kecepatan pendingin, lb/jam-ft2 L = panjang pipa, ft Фt = ( µ / µw )n s = specific gravity untuk turbine-6-blade-flat (baffled), Re = 400 – 1,5 .106 (Tabel.8-6, Rase, 1977)

Ret = 620064,52

Dari fig.26, Kern, 1950 pg,836. diperoleh, f = 0.000098 ft2/in2

Gt = 1556733,92 lb/ft2 jam

Фt =

Untuk air: s = 1

∆P = = 1,1617 psi

Pressure drop cairan dalam tube < 10 psi (memenuhi)

1

14,0

≈

wµµ

REAKTOR-02

� Neraca Massa

Dari penentuan jumlah reaktor diperoleh konversi reaktor-02 sebagai berikut:

Konversi reaktor-02 = konversi total – konversi reaktor-01

= 98 % - 92.098 %

= 5.902%

Sehingga dapat dihitung neraca massa di reaktor-02 sebagai berikut :

Komposisi umpan masuk reaktor:

CH3CHOHCN = 228,9 kg/jam x kg

kgmol

71

1

= 3.2239 kgmol/jam

H2SO4 masuk = 315,9 kg/jam x = 3.2239 kgmol/jam

H2O masuk = 116,1 kg/jam x = 6.4478 kgmol/j

NH4HSO4 = 4321,1 kg/jam x = 37.5751 kgmol/jam

CH3CHOHCOOH = 3381,8 kg/jam x = 37.5751 kgmol/jam

CH3CHOHCN bereaksi = konversi x CH3CHOHCN di dalam umpan

= 0,05902 x 40.799 kgmol/jam

= 2,4079 kgmol/jam

Pers Reaks : CH3CHOHCN+ H2SO4 + H2O → CH3CHOHCOOH + NH4HSO4

Mula-mula : 3,2239 3,2239 6,4478 37.5751 37.5751 Bereaksi : 2,4079 2,4079 4.8158 2,4079 2,4079 Sisa : 0,816 0,816 1,632 39,983 39,983 Komposisi larutan keluar reaktor:

CH3CHOHCN = 0,816 kgmol/jam x kgmol

kg

1

71 = 57,9 kg/jam

H2SO4 = 0,816 kgmol/jam x kgmol

kg

1

98 = 79,9 kg/jam

H2O = 1,632 kgmol/jam x kgmol

kg

1

18 = 29,4 kg/jam

NH4HSO4 = 39,983 kgmol/jam x kgmol

kg

1

115 = 4598,1 kg/jam

CH3CHOHCOOH = 39,983 kgmol/jam x kgmol

kg

1

90 = 3598,5 kg/jam

Hasil perhitungan neraca massa di reaktor-02 dapat ditabelkan sebagai berikut :

Komponen Masuk(kg/j) Keluar(kg/j)

CH3CHOHCN 228,9 57,9

H2SO4 315,9 79.9

H2O 116,1 29,4

NH4HSO4 4321,1 4598,1


TOTAL 8363.8 8363.8

� Neraca Panas

� Data panas pembentukan dan kapasitas panas diperoleh dari ( Lange’s &

Perry’s Handbook )

� T reaktor = 1200C = 393 K

� T reference = 25ºC = 298 K

Komponen Cp, kcal/kg C ∆Hf , kcal/gmol

CH3CHOHCN 0.668 -15,260

H2SO4 0.3506 -194,550

H2O 1.0 -68,315

NH4HSO4 0,339 -243,750

CH3CHOHCOOH 0,436 -161,200

� Panas bahan 1 masuk


= 228.9jam

kgx 0.668

Ckg

kcalo.

x (120 - 25) oC

= 14525.994 jam

kcal

Q H2SO4 = m.Cp.∆T

= 315.9jam

kgx 0.3506

Ckg

kcalo .

x (120 - 25) oC

= 10521.6813 jam

kcal

Q H2O = m.Cp.∆T

= 116.1jam

kgx 1

Ckg

kcalo.

x (120 - 25) oC

= 11029.5 jam

kcal


= 4321.1jam

kgx 0,339

Ckg

kcalo.

x (120 - 25) oC

= 139161.0255 jam

kcal

Q CH3CHOHCOOH= m.Cp.∆T

= 3381,8jam

kgx 0,436

Ckg

kcalo

x (120 - 25) oC

= 140074,156jam

kcal

Panas bahan masuk (Q1): = ( Q CH3CHOHCN + Q H2SO4 + Q H2O + Q NH4HSO4+ Q CH3CHOHCOOH ) = (14525,994 + 10521,6813 + 11029,5 + 139161,0255 + 140074,156 )

= 315312.3658 jam

kcal

� Panas reaksi (∆HR

0) ∆HºR = n ∆Hf produk – n ∆Hf reaktan

= (-243,750 + -161,200)mol

kcal - (-15,260+ -194,550+ -68,315)

mol

kcal

= -126,825mol

kcal

= -126825kmol

kcal

∆HR

0= m x ∆HºR

= 2,4079jam

kmol x -126825

kmol

kcal

= - 305381,9175 jam

kcal

� Panas bahan keluar (Q2)


= 57,9jam

kgx 0.668

Ckg

kcalo.

x (120 - 25) oC

= 3674,334 jam

kcal

Q H2SO4 = m.Cp.∆T

= 79,9jam

kgx 0.3506

Ckg

kcalo .

x (120 - 25) oC

= 2261,2293jam

kcal

Q H2O = m.Cp.∆T

= 29,4jam

kgx 1

Ckg

kcalo.

x (120 - 25) oC

= 2793 jam

kcal


= 4598,1jam

kgx 0,339

Ckg

kcalo.

x (120 - 25) oC

= 148081,8105 jam

kcal

Q CH3CHOHCOOH = m.Cp.∆T

= 3598,5jam

kgx 0,436

Ckg

kcalo

x (120 - 25) oC

= 149049,87 jam

kcal

Panas bahan keluar (Qk): = ( Q CH3CHOHCN + Q H2SO4 + Q H2O + Q H2O + Q NH4HSO4+ Q CH3CHOHCOOH ) = (3674,334 + 2261,2293+ 2793 + 148081,8105 + 149049,87)

= 306260,2438jam

kcal

Neraca panas Total: Q1 – Q2 – ∆HR0 + Q = 0

Q= Q2 + ∆HR0 – Q1

Q= 306260,2438 - 305381,9175 - 315312.3658

= - 314434,0305 jam

kcal (eksotermis)

Tabel neraca panas di reaktor-02

Komponen Masuk (jam

kcal ) Keluar (jam

kcal )

Panas bahan masuk Panas bahan keluar Panas reaksi Panas diserap pendingin Panas yang hilang

315312,357 -

305381,917 - -

- 306260,244

- 311067,900

3366,13

Total 620694,274 620694,274

Perhitungan Pendingin

Panas yang diserap pendingin QPendingin = Qreaktor - Qloss

= 314434,0305 - 3366,13

= 311067,9005 kcal/jam = 1234417,022 Btu/jam

Sebagai pendingin digunakan air dengan suhu masuk 30°C dan suhu keluar 50°C.

Kondisi air: P = 1 atm = 14,7 psi Tin = 30ºC Tout = 50ºC ∆T = ((50+273)-(30+273))K = 20 K Taverage = 40 oC Sifat-sifat air pada 40 oC Cp = 1 kcal/kg.K µ = 0.69 cp = 1,6698 lb/ft jam k = 0.36433 Btu/j ft oF ρ = 61,935 lb/ft3 = 991,984 kg/m3

Jumlah air pendingin yang diperlukan :

Massa air (W)

W = TCpairx

iserappanasyangd

∆

= Kx

Kkgkcal

jamkcal

20.

1

9005,311067

= 15553,4 jam

kg = 34289,377 lb/jam

Debit air pendingin :

Q = 3/935,61

/377,34289

ftlb

jamlbW=

ρ = 553,635 ft3/jam = 168,748 m3/jam

= 0,04687 m3/s

ρfluida (kg/m3) kecepatan (m/s)

1600 =2,4

992.594 = X

800 =3,0

1600 - 992.594 = 2,4 – X

1600 – 800 2,4 – 3,0

-364,4436 = 1920 – 800X

-2284,4436 = -800X

X = 2,856 m/s

Dipilih kecepatan aliran air pendingin = 2,856 m/s (hal 159 Couldson &

Richardson,1983)

A = v

Q

liniertanKecepa

aliranDebit=

A = 4

π (ID)2

ID = =v

Q

π4

= 0,1445 m = 5,7 in

Dari tabel 11, Kern, 1965 diambil ukuran pipa :

IPS = in

Sch No = 40

OD = 6,625 in = 0,55208 ft = 0,168275 m

ID = 6,065 in = 0,50542 ft

A’ = 28,9 in2 = 0,2007 ft2

a’’ = 1,734 ft2/ft

Kecepatan aliran massa:

Gt = 22007,0

/377,34289

' ft

jamlb

A

W= = 170848,9138 lb/ft2 jam = 47,458 lb/ft2 s

Kecepatan air pendingin:

v = ρtG = = 0,766 ft/s = 0,233 m/s

Bilangan Reynold dalam koil:

Ret = µ

tGID = = 51713,05

Bilangan Prandtl :

Pr = FftjBtu

jftlbFlbBtu

k

Cp

°°

=/36433.0

)/6698,1()/1(µ = 4,5832

Dari fig.25 Kern, untuk v = 0,766 ft/s dan ta = 104°F didapat :

hi = 360 Btu/jam ft2 °F dengan faktor koreksi 0,78

Maka : hi = (360)(0,78) = 280,8 Btu/jam ft2 °F

hio pipa = hi

OD

ID = 280,8 x = 257,0677 Btu/jam ft2 °F

Menurut Rase,1977 harga diameter spiral koil Dc = (0,7 – 0,8) x Di reaktor

Diambil harga Dc = Dsp = 0,8 x Di reaktor

= 0,8 x 95.625 in

= 76,5 in = 6,375 ft = 1,9431 m

hio koil = hio pipa

+

sp

koil

D

D5,31

= 257,0677

+

375,6

50542,05,31

= 328,4 Btu/jam ft2 °F

Penentuan ho

Sifat-sifat fluida pada suhu, (T) = 40 oC

Komposisi Berat, kg/j wi,Fraksi berat Cp, kcal/kg°C µ, cp ρ, kg/m3

CH3CHOHCN 228,9 0,0274 0.668 0,28 992

H2SO4 315,9 0,0378 0.3506 1,2 1840

H2O 116,1 0,0139 1.0 0,85 1000

NH4HSO4 4321,1 0,5166 0,339 0,15 1780

CH3CHOHCOOH 3381,8 0,4043 0,436 0,27 1249

Total 8363,8 1,0000

Cpm = Σ wi Cpi

= (0,0274)(0.668) + (0.378)(0,3506) + (0.0139)(1)+(0,5166)(0,339)+

(0,4043)(0,436)

= 0,52 kkal/kg°C x

kkal

Btu

252.0

1x

lb

kg

2046,2

1x

F

C0

0

8,33

1

= 0.0277 Btu/lb °F

µ larutan = Σ wi µi

= (0,0274)(0.28) + (0.378)(1,2) + (0.0139)(0,85)+(0,5166)(0,15)+

(0,4043)(0,27)

cp

ftjamlb

1

.42,2

= 0.66 cp x

= 1.6 lb/ft.jam x = 0,73 kg/ft.jam x

= 2,4 kg/m.jam x = 0,04 kg/m min

ρ larutan = ∑wi x ρi = (0,0274)(992)+(0.378)(1840)+(0.0139)(1000)+(0,5166)(1780)+

(0,4043)(1249)

= 2161,12 kg/m3 x

kg

lb

4536.0

1 x

3

3

315,35

1

ft

m

= 134,91 lb/ft3

Dari tabel 4 Kern didapat: k H2SO4 = 0,232 Btu/jam ft 0F k H2O = 0.36433 Btu/j ft oF k larutan =

k CH3CHOHCN = 3,56.10-5x0.668x 1/3 x 0,346

= 0.01966 Watt/m.K x = 0,001118 Btu/min.m.K


k NH4HSO4 = 3,56.10-5x 0,339 x 1/3 x 0.5166

= 0,02766 Watt/m.K x = 0,001573 Btu/min.m.K


k CH3CHOHCOOH = 3,56.10-5x 0,436 x 1/3 x 0.4043

= 0,01884 Watt/m.K x = 0,001071 Btu/min.m.K


k larutan = k CH3CHOHCN + k H2S04+ k H2O + k NH4HSO4 + k CH3CHOHCOOH = (5,2328 + 0,232 + 0.36433 + 7,3624 + 5,0128 = 18,2 Btu/j ft°F

Re = m

m

2 NDi

µ

ρ =

min/04.0

)/12,2161)(064,112()4289,2( 32

mkg

mkgrpmm = 35719278,12

Pr = m

mm

k

Cp µ = = 0,002435

ho = 0,87 ID

kPrRe m

14,0

w

31

32

µµ

(Kern, 1950)

×

××−

totalmassa

imassa

BMCp

3/14

510.56,3ρ

Couldson & Richardson, 1983, pg 244

= 0,87 ft

FftjamBtu

97,7

/2,18)1()002435,0()12,35719278( 14,03

13

2 °

= 30719,2 Btu/jam ft2 °F

UC = oio

oio

hh

hh

+= = 324,926 Btu/jam ft2 °F

Rdair = 0,002

hd = 002,0

11=

dR = 500 Btu/j ft2 °F

UD = dC

dC

hU

hU

+= = 196,94 Btu/jam ft2 °F

Profil suhu:

T1 =120°C = 248°F T2 =120°C = 248°F t1 =30°C = 86 °F t2 =50°C = 122°F

LMTD =

= 143,255 °F

Luas transfer panas, A:

A = LMTDU

Q

D

= = 43,754 ft2

Panjang coil, L:

Do

AL

.π= = = 25,227 ft = 7,689 m

Penentuan Jumlah Lengkungan Koil

T1

t1

T2

t2

−−

−−−

122248

86248ln

)122248()86248(

AB = Dc

BC = x

AC = 22 xDc +

Keliling busur AB = ½ π.Dc

AC = ½ π.AC

x = jarak antar pusat lilitan coil diambil, x = 2 OD

=2 x 0,168275 m = 0,33655 m

Keliling lingkaran coil, Lc:

Lc = panjang busur AB + busur AC

=2

π ( Dc + ( ))22 xDc +

Lc =2

π ( 1,9431 + ( ))33655,09431,1 22 +

= 6,15 m

Jumlah lilitan coil Nc = L / Lc

= m

m

15,6

689,7

= 1,25 lilitan = 2 lilitan

Tinggi tumpukan koil,Hc Hc = Nc x Do = 2 x 0,168275 m = 0,33655 m Tinggi cairan dalam reaktor, HL= 3,11 m Hc < HL , Jadi koil masih tercelup.

Menghitung Pressure Drop coil ∆P =

dengan,

Dengan: ∆P = pressure drop dalam pipa, psi D = ID pipa, ft f = faktor friksi, ft2/in2 Gt = kecepatan pendingin, lb/jam-ft2 L = panjang pipa, ft Фt = ( µ / µw )n

A B

C

x

tsD

LGtf

Φ..10.22,5

.10

2

s = specific gravity untuk turbine-6-blade-flat (baffled), Re = 400 – 1,5 .106 (Tabel.8-6, Rase, 1977)

Ret = 51713,05

Dari fig.26, Kern, 1950 pg,836. diperoleh, f = 0.0002 ft2/in2

Gt = 170848,9138 lb/ft2 jam

Фt =

Untuk air: s = 1

∆P = 1150542,010.22,5

)227,25()/9138,170848()/0002,0(10

2222

×××

××

ft

ftjamftlbinft

= 0,00558 psi

Pressure drop cairan dalam tube < 10 psi (memenuhi)

1

14,0

≈

wµµ

DIMENSI REAKTOR

Ratio Tinggi : Diameter = 3:2 Head : Torisperical dishead ( tekanan operasi < 200 psi, Brownell & Young, pg. 88 ) Digunakan 2 reaktor :

Volume Liquid = 13445.08 L x L

m

1000

31= 13.445 m3

Volume Reaktor = 1.2 x 13.445 m3 = 16.134 m3

TINGGI (H )& DIAMETER SHELL ( D) Vr = Vs + 2.Vh

Vs = Volume Shell = 4

π. D2 . H =

4

π. D2.( D

23 ) =

8

3πD3

Vh = Volume Head = 4,9.10-5. D3 ( Pers 5.11 Brownell-Young ) Jika Vh dan D dinyatakan dalam meter maka : Vh = 0.084672 . D3 Sehingga : Vr = Vs + 2.Vh

Vr = 8

3πD3 + 2. (0.084672 . D3)

Vr =

+ )084672.0.(28

3πD3

D3 = 34744.1

Vr=

34744.1

134.16= 11.974

D = 2.288 m

D = 2.288 m x m

in

0254.0

1

D = 90.08 in

H = 2

3x D =

2

3x 90.08 in = 135.12 in

TEBAL DINDING SHELL ( ts ) Tebal dinding shell dihitung dari persamaan 13.1 pg 254 Brownell-Young

ts =

− pEf

pxri

.6,0.+ c

Dimana : P = tekanan perancangan = 1.2 x P operasi

= 1.2 x 1 atm x 14.7 atm

psi = 17.64 psi

ri = jari-jari dalam = 2

D=

2

08.90 in= 45.04in

f =maximum allowable stress= 18750 psi [ SA 167, Grade 11, Type 316, stainless steel ] ( item4, pg 342 Brownell-Young ) E = efisiensi sambungan = 80 % ( table 13-2, pg 254 Brownell-Young )

c = factor korosi = 8

1in = 0.125 in

maka :

ts = )64.176.0()8.018750(

04.4564.17

psixpsix

inpsix

−+ 0.125 in

= 0.053 in + 0.125 in = 0.178 in Dari Appendix F, item2 pg 350 Brownell-Young, didapat:

Tebal shell standar = 16

3in x

in

ft

12

1= 0.015625ft

Diameter luar (OD) = ID + 2.ts standar

= 90.08 in + 2. 16

3in

= 90.455 in Dari table 5-7 pg 90 Brownell-Young

Diambil OD standar = 96 in x in

m0254.0 = 2.4384 m

Maka koreksi terhadap ID: ID koreksi = OD standar – 2.ts standar

= 96 in – 2. 16

3in

= 95.625 in x in

m0254.0 = 2.4289 m = 7,97 ft

TEBAL HEAD ( th ) Tebal head dihitung dari persamaan 13.12 pg 258 Brownell-Young

th =

− pEf

xpxri

.1,0.

885.0+ c

Dari tabel 5.7 pg 90 Brownell-Young diperoleh : icr = 5.875 in, r = 96 in

Tebal head (th) =

×−× ) 17,641,0()80,0750.18(

)96).( 17,64).(885,0(

psipsi

inpsi + 0,125 in

= 0,2249 in x in

m0254.0 = 0.0057 m

Berdasar dari tabel 5.7 pg 90 Brownell-Young didapatkan tebal head standar = 4

1in

Ratio icr terhadap diameter luar (OD) =OD

icr =

in 96

in 5.875= 0,06 = 6%

VOLUME HEAD (Vh)

Untuk ratio icr terhadap OD sekitar 6 %, maka berlaku (persamaan 5.11, pg 88,

Brownell-Young): Volume head (Vh) = 4,9.10-5.D3

Dimana:

D =diameter dalam tangki, in

V = volume of torisperical dished head to straight flange, ft3

Vh = 4,9 x10-5. (95.625)3 = 42.85 ft3 x 33174.35

31

ft

m = 1.213 m3

PENENTUAN JARAK PUNCAK DENGAN STRAIGHT FLANGE

Standard straight flange (sf) untuk tebal head standard 4

1in, dari table 5.6, pg. 88,

Brownell-Young, range sf adalah 1,5 – 2,5, diambil nilai sf = 2 in

Menurut persamaan di (fig 5.8, pg 87, brownell, 1959)

a = 2

ID =

2

95,625 in = 47.8125 in

AB = a – icr = 47,8125 in – 5,875 in = 41.94 in

BC = r – icr = 96 in – 5,875 in = 90.125 in

AC = 22 )()( ABBC − = 22 ) 94.41() 90.125( inin − = 79.77 in

b = r – AC = 96 in – 79.77 in = 16.23 in

OA = b + SF + th = (16.23 + 2 + 0,25) in = 18.48 in

Jadi, Tinggi head = 18.48 in x in

m0254.0 = 0.47 m

TINGGI REAKTOR

Tinggi Shell = 2

3 x ID koreksi =

2

3 x 95,625 in = 143.4375 in x

inm0254.0 = 3.6 m

Tinggi reaktor = Tinggi Shell + 2 . Tinggi Head

= 143.4375 in + 2 . 18.48 in = 180.3975 in xin

m0254.0 = 4.58 m

PENENTUAN TINGGI LARUTAN DALAM REAKTOR

Rumus luas penampang reaktor (A)

A = 4

πx ID2 =

4

πx (2,4289 m)2 = 4.633 m2

Volume head (Vh) = 1.213 m3

Volume Liquid dalam reaktor = 13.445 m3

Volume larutan dalam shell = Volume Liquid dalam reaktor – Volume head

= 13.445 m3 - 1.213 m3 = 12.232 m3

Tinggi larutan dalam shell =reaktor penampang Luas

shell dalamlarutan Volume=

2

3

4.633

232.12

m

m= 2,64 m

Tinggi larutan dalam reaktor = Tinggi larutan dalam shell + Tinggi head

= 2,64 m + 0,47 m = 3,11 m

Volume reaktor

Volume shell = Luas penampang (A) x Tinggi shell

= 4.633 m2 x 3,11 m

= 14.41 m3

Volume reaktor = Volume Shell + 2. Volume Head

= 14.41 m3 + 2 . 1.213 m3

= 16.836 m3

PENGADUK

Fungsi : Untuk mendapatkan larutan yang homogen, baik suhu maupun

konsentrasinya.

Dirancang : “Six-Flat Bladed Turbine”, dengan 4 baffle

Berdasar dari Mc.Cabe and Smith, fig 9.10, pg 230 :

Ketentuan perancangan,

a. Diameter impeller (Di) :

Di : Dt = 1 : 3 Di = 3

1x Dt =

3

1x 2,4289 m = 0.81 m

= 0.81 m x m

ft

3048.0

1= 2.66 ft

b. Sudut impeller (E):

E : Di = 1 : 1 E = Di = 0,81 m xm

ft

3048.0

1= 2.66 ft

c. Lebar blade (W):

W : Di = 1 : 5 W = 5

1x Di =

5

1x 0,81 m = 0,162 m x

m

ft

3048.0

1= 0.53 ft

d. Kedalaman baffle (J) :

J : Dt = 1 : 12 J = 12

1x Dt =

12

1x 2,4289m = 0,202m x

m

ft

3048.0

1= 0.66 ft

e. Panjang blade (L) :

L : Di = 1 : 4 L = 4

1x 0,81 m = 0,203 m x

m

ft

3048.0

1= 0.67 ft

J

H

W E

L Di

Dt

KECEPATAN PENGADUKAN ( N )

Berdasarkan persamaan 8.8, Rase, pg 345, 1977 :

2

600

..

.2

=NDi

Di

WELH π

Dimana : WELH = Water Equivalent Liquid Height

WELH = Tinggi larutan dalam reaktor x Spesific Grafity (SG)

Specific gravity (SG) = air

umpan

ρ

ρ

ρ umpan = totalvolumetrickecepa

totalmassa

tan=

jamL

jamkg

39.6587

8363.8= 1.2697

Lkg

ρair = 1.0 L

kg

Specific gravity (SG) =

Lkg

Lkg

1.0

2697.1= 1.2697

WELH = 3,11 m x 1.2697 = 3,95 m xm

ft

3048.0

1= 12.96 ft

Kecepatan pengadukan (N) =

Di

WELH

.2

0,5 x

Di.

600

π

N =

×

× ftft 2.66.

600

66.22

ft 12.965,0

π= 112,064 rpm

Dipakai kecepatan putaran pengaduk = 112,064 rpm x ik

menit

det60

1

= 1,87 rps

Jumlah impeller (ni) = Dt

WELH =

mft

m

ft

304.01.4289.2

96.12= 1.62 ≈ 2 buah

Bilangan reynold untuk pengadukan

Re = µumpan

Di x Nρumpan x 2

Viskositas umpan, (µumpan ) = [ x CH3CHOHCN. µ CH3CHOHCN + xH2SO4.µH2SO4

+ x H2O.μ H2O ]

fraksi massa bahan,(xi) = totalmassa

ibahanmassa

x CH3CHOHCN = jamkg

jamkg

/8.8363

/7.2896= 0.346

x H2SO4 = jamkg

jamkg

/8.8363

/3.3998= 0.478

x H2O = jamkg

jamkg

/8.8363

/8.1468= 0.176

µ CH3CHOHCN = 0.38 cp

µ H2O = 0.80 cp

µ H2SO4 = 26.7 cp

µumpan = (0.346 x 0.38cp) + (0.478 x 26.7cp) + (0.176 x 0.80 cp)

= 13.035 cp x cp

ftjamlb

1

.42,2

x sekon

jam

3600

1= 0.00876

sekonftlb

.

ρumpan = 1.2697 L

kgx 1000 3m

L x

3

3

1

06243,0

mkg

ftlb

= 79.27 lb/cuft

Re =

sec.0.00876

)66.2).(1,87).( 27.97( 23

ftlb

ftrpsft

lb

= 119731,8

Berdasarkan fig.8.8 ( Rase, pg 349, 1977) untuk six blade turbine dengan

Re=119731,8 didapatkan Np = 5,5

Power pengaduk (Po)

Po =

Hp

slbfxgc

DixNxxNp umpan

/550

53ρ (Persamaan 461, pg 506, Brown, 1978)

=

Hp

sekonlb

xsekon

ft

ftrpsft

lb

550174,32

)66.2.()87,1).(27.97).(5,5(

2

533

= 21,455 Hp

Berdasarkan (fig 4.10, Vilbrandt, 1959) didapat efisiensi motor = 90%

Power motor

Power Motor (Hp) = motor

Po

η=

9,0

455,21 Hp= 23,83 Hp

Berdasar data dari (Ludwiq, vol 3, pg 331, 1965), didapatkan power motor induksi

(standar NEMA) sebesar 25 Hp.

Loss Heat (Qlost)

Penentuan isolasi � Bahan isolasi = Asbestos

� K isolasi = 0,1134Fftjam

Btu

°..(Mc.Adams, pg 452, Tabel A-6 )

� Emisifitas bahan = 0,94 (Mc.Adams, pg 477, Tabel A-23 ) � Suhu reaktor = T1 = 120ºC = 248 ºF = (248 + 460) ºR = 708 ºR � Suhu udara = Tu = 30ºC = 86ºF = (86 + 460)R =546 ºR � Diinginkan suhu dinding luar isolasi = T3 = 40ºC = 104ºF = 564 ºR � Profil suhu sepanjang dinding:

X1= tebal reaktor X2= tebal isolasi Tw =suhu batas antara dinding reaktor-isolasi Transfer panas melalui permukaan isolasi ke udara karena radiasi dan konveksi:

A

Q = qc = (hr + hc) (T2 - Tu) .................(1')

Transfer panas konduksi melalui dinding reaktor dan dinding isolasi:

A

Q= qk =

1

1

x

k (T1 - Tw) =

2

2

x

k (Tw - T2) …………....(2')

= 1

1

x

k T1 -

1

1

x

k Tw =

2

2

x

k Tw -

2

2

x

k T2

= Tw

+2

2

1

1

x

k

x

k =

1

1

x

k T1 +

2

2

x

k T2

Tw =

2

2

1

1

22

21

1

x

k

x

k

Tx

kT

xi

k

+

+

Substitusikan persamaan (3) ke dalam persamaan (2):

T1 T3 Tw

x1 x2

qk = 2

2

x

k (Tw - T2)

= 2

2

x

k

−+

+2

1

1

2

2

22

21

1

1

T

x

k

x

k

Tx

kT

x

k

=

−−++

21

12

2

22

2

21

1

1

1

1

2

22

2

Tx

kT

x

kT

x

kT

x

k

x

k

x

kx

k

= ( )21

1

1

2

21

1

2

2

TT

x

k

x

kx

k

x

k

−+

×

= ( )

2

2

1

11

1

2

2

21

x

k

x

kx

k

x

k

TT

×

+

−

=

2

2

1

1

)21(

k

x

k

x

TT

+

−………………………(4’)

Pada keadaan steady, maka qc = qk = q

Koefisien Transfer panas radiasi, hr:

Hr = TuT

TuT

−

−

2

100100

2.173,0

44

ε

Hr = 546564

100

546

100

564)94,0(173,0

44

−

−

Hr = 1,1123 Btu/j.ft2.°F

Koefisien Transfer panas konveksi, hc:

hc = 0,19 x (∆T)1/3 ………………(persamaan 7-51 McAdams)

= 0,19 (104 - 86) 1/3

= 0,4979 Btu/j.ft2.°F

Panas yang hilang secara radiasi dan konveksi persatuan luas:

A

Q = ( hr + hc ) ( T2 – Tu )

= ( 1,1123 + 0,4979) ( 104 - 86 )

= 28,9846 Btu/j.ft2

Jika tidak ada akumulasi:

Perpindahan panas konduksi = perpindahan pns konveksi + perpindahan pns radiasi

A

Qk =

A

Q =

2

2

1

1

21

k

x

k

x

TT

+

−

x1 = tebal dinding reaktor = 0,015625 ft x ft

m

1

3048.0= 0.0047625 m

x2 = tebal isolasi, ft

k1 = k baja = 26 Btu/j.ft.°F

k2 = k asbestos = 0,1134 Btu/jam.ft.°F

28,9846 =

1134,0

2

26

015625,0

104248

x+

−

26

015625,0

1134,0

2x+ =

9846,28

104248 −

1134,0

2x = 4.9682

x2 = 0,5634 ft x ft

m

1

3048.0= 0.172 m x

m

cm

1

100

= 17.2 cm

Luas permukaan reaktor untuk perpindahan panas

Luas head atas dan bawah, A1:

A1 = 2. (2πa'b')

x1 = 0,0047625 m

x2 = 0,172 m

r1 = (ID/2) = 2.4289 m/2 = 1.21445 m

b = tinggi head = 0.47 m

a' = r1 + x1 + x2

= 1,21445 + 0,0047625 + 0,172

= 1.4 m

b' = b + x1 + x2

= 0.47 + 0,0047625 + 0,172

= 0,65 m

A1 = 2. (2π) (1,4) (0,65)

= 11.4354 m²

Luas selimut silinder, A2:

A2 = π.Do'. H

Do'= Do + 2.x2

= 2.4384 m + 2 . 0,172 m

= 2,7824 m

H = Tinggi shell = 3,6 m

A2 = π. (2,7824)m (3,6)m

= 31.47 m²

Luas permukaan reaktor untuk transfer panas :

A = A1 + A2

= 11.4354 m2 + 31.47 m2 = 42.8154 m2

= 460,8611 ft²

Panas hilang ke lingkungan melalui dinding reaktor

Qloss = ( Q / A ) . A

= (28,985 Btu/j.ft²) (460,8166 ft²)

= 13357.875 Btu/jam

= 3366,13 kcal/jam

skrip si

Documents