6 9 8 10 1 7 11 NF-01 12 - eprints.unwahas.ac.ideprints.unwahas.ac.id/1048/8/File 9_LAMPIRAN.pdf ·...

A-1

LAMPIRAN NERACA MASSA

Spesifikasi Bahan Baku :

Sodium silikat = 35% berat

H2O = 65% berat

Asam Sulfat = 98 % berat

H2O = 2 % berat

Spesifikasi Produk :

Precipitated Silica minimal 97 % berat

Impuritas maksimal 3 % berat

Basis Perhitungan = 1 jam operasi

Satuan = kilogram (kg)

Operasi pabrik 1 tahun = 330 hari

Kapasitas = 50.000 ton/tahun

Berat Molekul Komponen (gr/mol) :

Na2O.3,2 SiO2 = 254,310 (kg/kmol)

Na2SO4 = 142,050 (kg/kmol)

H2O = 18,020 (kg/kmol)

H2SO4 = 98,080 (kg/kmol)

SiO2 = 60,100 (kg/kmol)

D-01

T-01

R-01

T-02

RF-01 RD-01

NF-01

4

3

1

2 5

6

7

11

12

10

9

8

A-2

1. Neraca Massa di Sekitar Dissolver Asam Sulfat (D-01)

1 3

2

Input = Output

Arus (1) + Arus (2) = Arus (3)

Produk keluar dissolver (D-01) adalah larutan H2SO4 dengan komposisi:

H2SO4 = 5% berat

H2O = 95% berat

Sedangkan reaktan yang digunakan adalah larutan H2SO4 dengan komposisi:

H2SO4 = 98% berat

H2O = 2% berat

Perbandingan mol umpan masuk reaktor Na2O.3,2SiO2 : H2SO4 = 1 : 1,1

Digunakan basis 10.000 kg Na2O.3,2SiO2 = 39,322 kmol

Sehingga kebutuhan H2SO4 = 1,1 / 1 x 39,322 kmol = 43,254 kmol = 4.242,381 kg

Laju alir total pada F3 adalah :

100

5 x 4.242,381 kg = 84.847,627 kg

Maka, F1 + F2 = F3

F1 + F2 = 84.847,627 kg

Neraca massa komponen air

F1 x1 + F2 x2 = F3 x3

F1 (0,02) + (84.847,627 – F1 ) (1) = (84.847,627) (0,95)

F1 = 4.328,961 kg

F2 = 80.518,666 kg

Jadi, kebutuhan air untuk dissolver adalah sebesar 80.518,666 kg

Komposisi

Laju Alir Masuk Laju Alir Keluar

Arus 1 Arus 2 Arus 3

Kg Kmol Kg Kmol Kg Kmol

H2SO4 4.242,381 43,254 0 0 4.242,381 43,254

H2O 86,579 4,805 80.518,666 4.468,294 80.605,246 4.473,099

Jumlah 4.328,961 48,059 80.518,666 4.468,294 84.847,627 4.516,353

84.847,627 84.847,627

D-01

A-3

2. Neraca Massa di Sekitar Reaktor (R-01)

3 5

4

Basis Na2O.3,2SiO2 = 10.000 kg = 39,322 kmol

Laju alir total F4 adalah:

100

35 x 10.000=28.571,429 kg

Sehingga neraca massa total pada reaktor adalah:

F3 + F4 = F5

84.847.627 kg + 28.571,429 kg = F5

F5 = 113.419,055 kg

Reaksi: Na2O.3,2SiO2 + H2SO4 3,2 SiO2 + Na2SO4 + H2O

Konversi reaksi = 99,4%

Na2O.3,2SiO2 bereaksi = 99,4% x 39,322 kmol = 39,086 kmol

= 9.940 kg

Na2O.3,2SiO2 sisa = (39,322 – 39,086) kmol = 0,236 kmol = 60 kg

H2SO4 bereaksi = 39,086 kmol = 3.833,570 kg

H2SO4 sisa = (43,254 – 39,086) kmol = 4,168 kmol = 408,811 kg

SiO2 terbentuk = 3,2 x 39,086 kmol = 125,076 kmol = 7.517,049 kg

Na2SO4 terbentuk = 39,086 kmol = 5.552,188 kg

H2O terbentuk = 39,086 kmol = 704,333 kg

H2O arus 5 = arus 3 + arus 4 + H2O terbentuk

= (4.473,099 + 1.030,601 + 39,086)

= 5.542,786 kmol = 99.881,007 kg

Komposisi




Na2O.3,2SiO2 10.000,000 39,322 60,000 0,236

H2SO4 42.42,381 43,254 408,811 4,168

SiO2 7.517,049 125,076

Na2SO4 5.552,188 39,086

H2O 80.605,246 4.473,099 18.571,429 1.030,601 99.881,007 5.542,786

Jumlah 84.847,627 4.516,353 28.571,429 1.069,923 113.419,055 5.711,352

113.419,055 113.419,055

R-01

A-4

3. Neraca massa di sekitar Rotary Vacuum Filter (RF-01)

a. Neraca Massa Di Sekitar “Tahap 1 : Pembentukan Cake”

1. Menghitung komposisi Na2SO4 dan H2O di dalam rongga cake

Asumsi :

- Cake bersifat noncompressible

- % saturasi hasil pencucian = 1%

- Na2O.3,2SiO2 dan H2SO4 yang terikut cake diabaikan karena jumlahnya sangat

kecil dibandingkan SiO2

- SiO2 tidak larut dalam air (Perry, tabel 3.1)

Menentukan porositas Cake

ρbulk cake = 0,22 kg/l

ρtrue cake = 2,0 kg/l

(Indian Standard, Specification for precipitated silica for rubber industry, 1986)

ρbulk

= massa solid

vol. solid + vol. rongga=

Ms

Vs+Vr=1,1 kg/l

ρtrue

= massa solid

vol. solid=

Ms

Vs=2 kg/l

Ms = 2 Vs

2 Vs

Vs + Vr= 1,1

0,22 Vs + 0,22 Vr = 2 Vs

1,78 Vs = 0,22 Vr

Vs = 0,124 Vr

porositas = Vr

Vs + Vr=

Vr

1,22 Vr + Vr= 0,450

Tahap 1

Pembentukan Cake

Tahap 2

Pencucian Cake

5

6

7’ 7”

7

8’ 8

Tahap 1

Pembentukan Cake

5

7’

8’

= 0,22

0,22

= 0,890

A-5

Menghitung volume filtrat / volume rongga dalam cake pada arus F8’

Berat solid dalam cake = 7.517,049 kg

Volume cake = 7.517,049 / ρbulk = 34.168,41 liter

Volume rongga = 0,450 x 34.168,41 liter = 30.409,881 liter

Asumsi , volume filtrat = volume rongga

Filtrat dalam cake berupa Na2SO4 dan H2O

Volume filtrat yang terikut cake = 30.409,881 liter

ρ Na2SO4 = 1,464 kg/l

1/ρ Na2SO4 = 0,683 l/kg

ρ H2O = 1 kg/l sehingga Vw (liter) = Fw (kg)

Fraksi volume Na₂SO₄ =

Na₂SO₄ρNa₂SO₄

(Na₂SO₄ρNa₂SO₄) + (

H₂OρH₂O

)

Fraksi volume Na₂SO₄ = 5.552,188/1,464

(5.552,188/1,464)+(99.881,007/1)

= 0,037 bagian filtrate

Fraksi Volume H2O = 1 – Fraksi volume Na2SO4 = 1 – 0,037 = 0,963

2. Menghitung laju alir massa komponen dalam F8’

Menghitung laju alir massa Na2SO4 dalam F8’

V Na2SO4 = (fraksi volume Na2SO4 dalam rongga cake) x (volume rongga)

= 0,037 x 30.409,881 liter

= 1.112,423 liter

Fraksi Na2SO4 = volume Na2SO4 (F8’) x ρ Na2SO4

= 1.112,423 liter x 1,464 kg/liter

= 1.628,588 kg

Menghitung laju alir massa H2O dalam F8’

Volume H2O dalam cake = (fraksi volume massa H2O dalam rongga cake)

x (volume rongga)

= 0,963 x 30.409,881 liter

= 29.297,458 liter

Massa H2O dalam cake = 29.297,458 kg

A-6

Menghitung laju alir massa SiO2 dalam F8’

Neraca massa SiO2 di sekitar “Tahap 1 : Pembentukan cake”

F5 .X5 SiO2 = F7’ .X7 SiO2’ + F8’ .X8 SiO’

7517,049 = 0 + F8 SiO2’

F8 SiO2’ = 7.517,049 kg

Menghitung laju alir massa komponen dalam F7’

Menghitung laju alir massa Na2SO4 dalam F7’

Neraca massa Na2SO4 di sekitar “Tahap 1 : Pembentukan cake”

F5 .X5 Ns2SO4 = F7’.X7 Na2SO4’ + F8’.X8 Na2SO4’

5.552,188 = F7 Na2SO4’ + 1.628,588

F7 Na2SO4’ = 3.923,600 kg

Menghitung laju alir massa H2O dalam F7’

Neraca massa H2O di sekitar “Tahap 1 : Pembentukan cake”

F5 . X5 H2O = F7’ . X7 H2O’ + F8’ .X8 H2O’

99.881,007 = F7 H2O’ + 29.297,458

F7 H2O’ = 70.583,549 kg

Menghitung laju alir massa Na2O.3,2SiO2 dalam F7’

Neraca massa Na2O.3,2SiO2di sekitar “Tahap 1 : Pembentukan cake”

F5 .X5 Na2O.3,2SiO2 = F7’ .X7 Na2O.3,2SiO2’ + F8’ .X8 Na2O.3,2SiO2’

60,000 = F7 Na2O.3,2SiO2’ + 0

F7 Na2O.3,2SiO2’ = 60,000 kg

Menghitung laju alir massa H2SO4 dalam F7’

Neraca massa H2SO4 di sekitar “Tahap 1 : Pembentukan cake”

F5.X5 H2SO4 = F7’ .XH2SO4’ + F8’ .X8 H2SO4’

408,811 = F7 H2SO4’ + 0

F7 H2SO4’ = 408,811 kg

b. Neraca Massa Di Sekitar “Tahap 2 : Pencucian Cake”

Tahap 2

Pencucian Cake

8’

7”

8

6

A-7

Tujuan : -Menghitung laju alir massa F6

-Menghitung laju alir massa dan komposisi dalam F8

-Menghitung laju alir massa komponen dalam F7”

1. Menghitung laju alir massa F6

Dari fig. 259 a. Brown, dengan saturasi 1% dan diameter partikel rata-rata

0,00744094 in (Daizo Kunii, Fluidization Engineering, hal: 169) diperoleh,

volume pencuci

volume filtrat pada cake mula-mula

V6

V filtrat'

V6 = 15 x V filtrat’

= 15 x 30.409,881 liter

= 456.148,22 liter F6 = 456.148,22 kg

2. Menghitung laju alir massa dan komposisi dalam F8

Menghitung laju alir massa Na2SO4 dalam F8

% saturasi= vol. filtrat

vol. rongga

dimana Vfiltrat = volume filtrat yang tertinggal dalam cake setelah pencucian

Vfiltrat = 1% x volume rongga = 1 % x 30.409,22 liter = 304,099 liter

V8 Na2SO4 = (fraksi volume Na2SO4 dalam rongga cake) × Vfiltrat

= 0,037 × 30.409,22 liter

= 11,124 liter

F8 Na2SO4 = V8 Na2SO4 × ρ Na2SO4

= 11,124 liter × 1,464 kg/liter = 16,286 kg

Menghitung laju alir massa H2O dalam F8

Untuk Rotary vacuum filter kekeringan cake antara 60-80% (Ulrich, A Guide to

Chemical Engineering Process Design and Economics, table 4-23).

Kekeringan diambil cake 75%

F8 H2O = 25

75 x (F8 SiO2 + F8 Na2SO4)

= 25

75 x (7.517,049 + 16,286) kg = 2.511,112 kg

Menghitung laju alir massa SiO2 dalam F8

Neraca massa Na2SO4 di sekitar “Tahap 2 : Pencucian cake”

F8’ .X8 SiO2’ + F6 .X6 SiO2 = F7” .X7 SiO2” + F8 .X8 SiO2

= 15

= 15

A-8

7.517,049 + 0 = 0 + F8 SiO2

F8 SiO2 = 7.517,049 kg

Menghitung laju alir massa total F8

F8 = F8 Na2SO4 + F8 H2O + F8 SiO2

F8 = 16,286 + 2.511,112 + 7.517,049

= 10.044,447 kg

Menghitung komposisi masing-masing komponen dalam F8

Dari laju alir massa total dan komponen, maka dapat dihitung komposisi masing-

masing komponen dalam dari arus 8 sbb

X8 Na2SO4 = 0,000162

X8 H2O = 0,25

X8 SiO2 = 0,748

3. Menghitung laju alir massa komponen dalam F7”

Menghitung laju alir massa Na2SO4 dalam F7”

Neraca massa Na2SO4 di sekitar “Tahap 2 : Pencucian cake”

F8’ .X8 Na2SO4’ + F6 .X6 Na2SO4 = F7” .X7 Na2SO4” + F8 .X8 Na2SO4

1.628,588 + 0 = F7 Na2SO4” + 16,286

F7 Na2SO4” = 1.612,302 kg

Menghitung laju alir massa H2O dalam F7”

Neraca massa H2O di sekitar “Tahap 2 : Pencucian cake”

F8’ .X8 H2O’ + F6 .X6 H2O = F7” .X7 H2O” + F8 .X8 H2O

29.297,458 + 456.148,22 = F7 H2O” + 2.511,112

F7 H2O” = 489.934,56 kg

c. Menghitung Laju Alir Massa Dan Komposisi Dalam F7

Menghitung laju alir massa Na2O.3,2SiO2 dalam F7

Neraca massa Na2O.3,2SiO2 disekitar percabangan F7

F7’ .X7 Na2O.3,2SiO2’ + F7” .X7 Na2O.3,2SiO2” = F7 .X7 Na2O.3,2SiO2

60,000 + 0 = F7 Na2O.3,2SiO2

F7 Na2O.3,2SiO2 = 60,000 kg

Menghitung laju alir massa H2SO4 dalam F7

F7’ .X7 H2SO4’ + F7” .X7 H2SO4” = F7 .X7 H2SO4

408,811 + 0 = F7 H2SO4

F7 H2SO4 = 408,811 kg

A-9

Menghitung laju alir massa Na2SO4 dalam F7

F7’ .X7 Na2SO4’ + F7” .X7 Na2SO4” = F7 .X7 Na2SO4

3.923,600 + 1.612,302 = F7 .X7 Na2SO4

F7 Na2SO4 = 5.535,902 kg

Menghitung laju alir massa H2O dalam F7

F7’ .X7 H2O’ + F7” .X7 H2O” = F7 .X7 H2O

70.583,549 + 482.934,56 = F7 .X7 H2O F7 H2O = 559.522,826 kg

Menghitung laju alir massa total F7

F7 = F7 Na2O.3,2SiO2 + F7 H2SO4 + F7 Na2SO4 + F7 H2O

F7 = 60 + 408,811 + 5.535,902 + 559.522,826 F7 = 559.522,826 kg

Menghitung komposisi masing-masing komponen dalam F7

Dari laju alir massa total dan komponen, maka dapat dihitung komposisi masing-

masing komponen dalam dari arus 7 sbb,

X7 Na2O.3,2SiO2 = 0,00011 X7 H2SO4 = 0,00073

X7 Na2SO4 = 000989 X7 H2O = 0,98927

Komposisi

Laju Alir Masuk

Arus 5 Arus 6

Kg Kmol Kg Kmol

Na2O.3,2SiO2 60 0,236 0 0

H2SO4 408,811 4,168 0 0

SiO2 7.517,049 125,076 0 0

Na2SO4 5.552,188 39,086 0 0

H2O 99.881,007 5.542,786 456.148,217 25.313,442

Jumlah 113.419,055 456.148,217

569.567,273

Komposisi

Laju Alir Keluar

Arus 7 Arus 8

Kg Kmol Kg Kmol

Na2O.3,2SiO2 60 0,236 0 0

H2SO4 408,811 4,168 0 0

SiO2 0 0 7.517,049 125,075

Na2SO4 5.535,902 38,972 16,280 0,012

H2O 553.518,112 30.716,876 2.511,110 139,351

Jumlah 559.358,680 10044,439

569.567,273

A-10

4. Neraca massa di Sekitar Rotary Drier (RD-01)

9

8 10

Flow rate arus (8)

SiO2 = 7.517,049 kg = 125,075 kmol

Na2SO4 = 16,286 kg = 0,115 kmol

H2O = 2.511,112 kg = 139,351 kmol

Flow rate arus (10)

SiO2 = 7.517,049 kg = 125,076 kmol

Na2SO4 = 16,286 kg = 0,115 kmol

H2O yang teruapkan pada rotary dryer sebesar 95% (Perry, table 20-13)

H2O = 125,556 kg = 6,968 kmol

H2O = 2.385,556 kg = 132,384 kmol

Neraca massa komponen H2O disekitar dryer:

H2O arus (8) = H2O arus (9) + H2O arus (10)

H2O arus (9) = H2O arus (8) – H2O arus (10)

= 2.511,112 kg - 125,556 kg

= 2.385,556 kg = 132,384 kmol

Komposisi




SiO2 7517,049 125,076 0 0 7517,049 125,076

Na2SO4 16,286 0,011 0 0 16,286 0,012

H2O 2511,112 139,351 2.385,556 132,384 125,556 6,968

Jumlah 10.044,447 2.385,556 7.658,891

10.044,447 10.044,447

5. Neraca Massa di Sekitar Membran

Arus 7

Na2O.3,2SiO2 = 60 kg/jam = 22,989 L/jam

H2SO4 = 408,811 kg/jam = 222,180 L /jam

RD-01

NF-01

7

11

12

A-11

Na2SO4 = 5.535,902 kg/jam = 2.081,166 L/jam

H2O = 553.518,112 kg/jam = 553.518,112 L/jam

Total arus 7 = 555.844,400 kg/jam

Asumsi : 10% air terikut rentetrate

Jenis membran yang digunakan ESNA 1-LF-LD

% Rejection = 86 – 95%, dipilih 86%

Konsentrasi umpan masuk NF = 5.535,902

555.844,4

= 0,0099594 kg/L

= 9.959,445 mg/L

Jumlah umpan yang masuk sesuai dengan spesifikasi ESNA 1-LF-LD yaitu

5.000-10.000 mg/L.

(International Review of Chemical Engineering, vol. 3. N. 3, May 2011)

Arus 11

Na2O.3,2SiO2 = 60 kg/jam

H2SO4 = 408,811 kg/jam

Na2SO4 = 775,026 kg/jam

H2O = 498.166,301 kg/jam

Arus 12

Produk samping yang keluar dari NF

Na2SO4 = 5535,902 x 86% = 4.760,876 kg/jam

H2O = 10% x 553.518,112 = 55.351,811 kg/jam

Komposisi




Na2O.3,2SiO2 60,000 0,236 60,000 0,236 0 0

H2SO4 408,811 4,168 408,811 4,168 0 0

Na2SO4 5.535,902 38,972 775,026 5,456 4.760,876 33,515

H2O 553.518,112 30.716,876 498.166,301 27.645,189 55.351,811 3.071,688

Jumlah 559.522,826 499.410,138 60.112,687

559.522,826 559522,826

A-12

Perhitungan Faktor Pengali:

Operasi Pabrik = 330 hari/tahun

Kapasitas Produksi = 50.000 ton/tahun SiO2

50.000 ton/th ton1

kg 1000 x

jam 24

hari 1 x

330

tahun1

hari = 6313,131 kg/jam

Faktor pengali = 6.313,131

7.658,891 =0,824 kg/jam

Neraca Massa Setelah Dikalikan Faktor Pengali

1. Neraca Massa di Dissolver Asam Sulfat (D-01)

Komposisi




H2SO4 3.496,944 35,654 0 0 3.496,944 35,654

H2O 71,366 3,960 66.370,566 3.683,161 69.938,876 3.687,122

Jumlah 3.568,310 66.370,566 69.938,876

69938,876 69.938,876

2. Neraca Massa di Reaktor (R-01)

Komposisi




Na2O.3,2SiO2 0 0 8.242,879 32,413 49,457 0,194

H2SO4 3.496,944 36,327 0 0 336,979 3,436

SiO2 0 0 0 0 6.196,213 103,098

Na2SO4 0 0 0 0 4.576,602 32,218

H2O 66.441,932 3.687,122 15.308,205 849,512 82.330,710 4.568,852

Jumlah 69.938,876 23.551,084 93.489,961

93.489,961 93.489,961

3. Neraca Massa di Rotary Vacuum Filter (RF-01)

Komposisi

Laju Alir Masuk

Arus 5 Arus 6

Kg Kmol Kg Kmol

Na2O.3,2SiO2 49,457 0,194 0 0

H2SO4 336,979 3,436 0 0

SiO2 6.196,213 103,098 0 0

Na2SO4 4.576,602 32,218 0 0

H2O 82.330,710 4.568,852 375.997,477 20.865,565

Jumlah 93.489,960 375.997,477

469.487,437

A-13

Komposisi

Laju Lair Keluar

Arus 7 Arus 8

Kg Kmol Kg Kmol

Na2O.3,2SiO2 49,457 0,194 0 0

H2SO4 336,978 3,436 0 0

SiO2 0 0 6.196,213 103,098

Na2SO4 4.563,178 32,124 13,424 0,095

H2O 456.258,308 25.319,551 2.069,879 114,866

Jumlah

461.207,921 8.279,516

469.487,437

4. Neraca Massa di Rotary Dryer (DR-01)

Komposisi




Na2O.3,2SiO2 0 0 0 0 0 0

H2SO4 0 0 0 0 0 0

SiO2 6.196,213 103,098 0 0 6.196,213 103,098

Na2SO4 13,424 0,095 0 0 13,424 0,095

H2O 2.069,879 114,866 1.966,385 109,122 103,494 5,743

Jumlah 8.279,516 1.966,385 6.313,131

8.279,516 8.279,516

5. Neraca Massa di Nanomembran Filter (NF)

Komposisi




Na2O.3,2SiO2 49,457 0,194 49,457 0,194 0 0

H2SO4 336,978 3,436 336,978 3,436 0 0

Na2SO4 4.563,178 32,124 638,845 4,497 3.924,333 27,626

H2O 456.258,308 25.319,551 410.632,477 22.787,596 45.625,831 2.531,955

Jumlah 461.207,921 411.657,757 49.550,164

461.207,921 461.207,921

Neraca Massa Overall

Laju alir masuk Laju alir keluar

Arus 1 3.568,310 Arus 9 1.966,385

Arus 2 66.370,566 Arus 10 6.313,131

Arus 4 23.551,084 Arus 11 411.657,757

Arus 6 375.997,477 Arus 12 49.550,164

Total 461.207,921 461.207,921

B-1

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Gambar B.1. Blok Diagram Neraca Panas

Keterangan Gambar

D-01 : Dissolver ΔH 5 : Panas slurry keluar

HE-01 : Heat Exchanger ΔH 6 : Panas air pencuci masuk

R-01 : Reaktor ΔH 7 : Panas filtrate keluar

RF-01 : Rotary Vacuum Filter ΔH 8 : Panas cake keluar

RD-01 : Rotary Driyer ΔH 9 : Panas udara keluar

AH-01 : Air Heater ΔH 10 : Panas produk keluar

NF : Nanofiltration ΔH 11 : Panas Na2SO4 keluar

ΔH 1 : Panas H2SO4 masuk ΔH 12 : Panas filtrate keluar

ΔH 2 : Panas air pelarut masuk ΔHWin : Panas air pendingin masuk

ΔH 3 : Panas H2SO4 keluar ΔHWout: Panas air pendingin keluar

ΔH 3’ : Panas H2SO4 keluar ΔHWin: Panas udara pengering masuk

ΔH 4 : Panas Na2O3,2SiO2 masuk ΔHWout: Panas udara pengering keluar

ΔH 4’ : Panas Na2O3,2SiO2 keluar Qsteam : Panas laten steam

ΔH Win

ΔH 7

D-

01

R-

01 HE-01 RD-01 RF-01 AH-01

ΔH 2

ΔH Wout

ΔH 3’

ΔH 4’

ΔH Wout

ΔH 3

ΔH 4 ΔH 1

ΔH Win

ΔH 5

ΔH 6

ΔH 8

ΔH 9 ΔH 10

ΔH Aout ΔH Ain

Qsteam

NF-01

ΔH 12

ΔH 11

B-2

1. Penentuan Kapasitas Panas (Cp)

Cp = A + Bt + Ct2 + Dt3 + E/t2 (kJ/kmol)

Komponen A B C D E

Na2O3,2SiO2 177,3183 4,15E-10 -5,33E-10 1,37E-10 -2,59E-10

Dengan t = T(K)/1000

(Nasional Institute of Standart and Technology)

Cp = A + Bt + Ct2 + Dt3 + Et4 (kJ/kmol)

Komponen A B C D E

SiO2 2 1,65E-01 -9,68E-05 0,00E+00 0

H2SO4 26,004 7,03E-01 -1,39E-03 1,03E-06 0

Na2SO4 233,515 -9,53E-03 -3,47E-05 1,58E-08 0

H2O (l) 9,21E+01 -4,00E-02 -2,11E-04 5,35E-07 0,00E+00

N2 29 -3,54E-03 1,01E-05 -4,31E-09 2,59E-13

O2 30 -8,90E-03 3,81E-05 -3,26E-08 8,86E-12

H2O 34 -8,42E-03 -5,33E-10 -1,78E-08 3,69E-12

Dengan t = T(K)

(Yaws, 1999)

2. Panas Penguapan

Dihitung dengan persamaan berikut (Yaws, 1992):

Hv = A (1 – T/Tc)n

Dimana:

Tc : suhu kritis masing – masing komponen (K)

Hv : panas penguapan pada titik didihnya (kJ/mol)

Td : titik didih masing – masing komponen (K)

Komponen A Tc N

H2O 52,053 647,13 0,321

B-3

3. Neraca Panas di Sekitar Dissolver

Tujuan : 1. Menghitung suhu akhir Asam Sulfat keluar dari dissolver

2. Menghitung kebutuhan air pendingin

ΔH 1 + ΔH 2 + ΔH Win + ΔH pengenceran = ΔH 3 + ΔH Wout

a. Menghitung ΔH 1 dan ΔH 2

Fluida masuk pada T = 303 K

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

H₂SO₄ 35,654 698,432 24.901,905

H₂O 3,960 377,723 1.495,929

H₂O 3.683,161 377,723 1.391.213,988

Jumlah (ΔH1 + ΔH2) 1.417.611,822

Enthalpy pengenceran asam sulfat 98% menjadi asam sulfat 5% pada T = 298 sebesar

909.270 kJ/kmol.

ΔHpengenceran = n x λ

= 35,654 kmol x 909.270 kJ/Kmol

= 32.419.107,810 kJ

ΔH input = ΔH output

ΔH input = ΔH 1 + ΔH 2 + ΔHpengenceran

ΔH input = 33.836.719,633 kJ

ΔHout =

33.836.719,633 =

Dengan trial didapatkan suhu asam sulfat 5% keluar dissolver = 146,16oC

D-01 ΔH 1

T=298

K ΔH

Wout

T=318

K

ΔH 3?

T= …?

ΔH

Win

T=303

K

ΔH 2

T=303

K

∫ 𝐶𝑝𝑑𝑇

303

298

∫ CpH2SO4

dT

x

298

+ ∫ CpH2O

dT

x

298

∫ CpH2SO4

dT

x

298

+ ∫ CpH2O

dT

x

298

B-4

Diinginkan suhu asam sulfat keluar dissolver 91,32oC (364,32K), sehingga perlu

digunakan pendingin pada dissolver.

b. Menghitung ΔH 3

Fluida keluar pada T = 364,32 K

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

H₂SO₄ 35,654 26,607 948,652

H₂O 3.687,122 5.005,572 18.456.152,274

Jumlah 18.457.100,926

Panas yang diserap oleh air = 33.836.719,633 kJ – 18.457.100,926 kJ

= 15.379.618,707 kJ

Jadi, kalor sebanyak 15.379.618,707 kJ akan diserap oleh pendingin yaitu air dengan ΔT

yang dikehendaki 15oC. T pendingin masuk 303K dan T pendingin keluar 318K

Sehingga, massa pendingin yang dibutuhkan :

M = Q/(in Cp d(318 – 298) – (in Cp d(303 – 298))

= 15.379.618,707 kJ

(1.508,100 - 377,723)kJ/kmol

= 13.605,740 kmol

= 245.175,442 kg

ARUS INPUT (kJ) OUTPUT (kJ)

ΔH 1 26.397,834

ΔH 2 1.391.213,988

ΔH pengenceran 32.419.107,810

ΔH Wpendingin 15.379.618,707

ΔH 3 18.457.100,926

Jumlah 33.836.719,633 33.836.719,633

∫ CpdT

364,32

298

B-5

4. Neraca Panas di Sekitar Heat Exchanger

Tujuan : Menghitung suhu akhir sodium silikat

ΔH 3 + ΔH 4 = ΔH 3’ + ΔH 4’

Menghitung ΔH4

Fluida dingin masuk pada suhu 303 K

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

Na₂O.3,2 SiO₂ 32,413 0,887 28,737

H₂O 849,512 377,723 320.880,019

Jumlah 320.908,756

Menghitung ΔH3

Fluida panas masuk pada suhu 364,32 K

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

H₂SO₄ 35,654 26,607 948,652

H₂O 3.687,122 5.005,572 18.456.152,274

Jumlah 18.457.100,926

Menghitung ΔH3’

Fluida panas keluar pada suhu 353 K

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

H₂SO₄ 35,654 23,615 841,955

H₂O 3.687,122 4.138,939 15.260.773,253

Jumlah 15.261.615,208

ΔQ = 18.457.100,926 – 15.261.615,208 kJ = 3.195.485,718 kJ

HE-01 ΔH 3’

T= 353 K

ΔH 3

T= 364,32 K

ΔH 4

T= 303 K

ΔH 4

T ?


364,32

298


353

298

∫ CpdT

303

298

B-6

Jadi, sodium silikat menyerap panas sebesar 3.195.485,718 kJ yang diperoleh dari

pemanas asam sulfat. Sehingga ΔH4’ adalah 3.516.394,475 kJ/jam.

Dengan trial didapatkan suhu sodium silikat keluar heat exchanger = 353 K

ARUS INPUT(kJ) OUTPUT(kJ)

ΔH3 18.457.100,926

ΔH4 320.908,756

ΔH3' 15.261.615,208

ΔH4' 3.516.394,475

Jumlah 18.778.009,682 18.778.009,682

5. Neraca Panas di Sekitar Reaktor (R-01)

Tujuan : Menghitung kebutuhan air pendingin

ΔH Win + ΔH 3' + ΔH 4' + ΔH reaksi = ΔH Wout + ΔH 5

Menghitung ΔH3’


Komponen Kmol

ΔH (kJ)

H₂SO₄ 35,654 23,615 841,955

H₂O 3.687,122 4.138,939 15.260.773,253

Jumlah 15.261.615,208

3.516.394,475 kJ = [m ∫ CpNa2O3,2SiO2

dT

x

298

+ m ∫ CpH2O

dT

x

298

]

R-01 ΔH4'

T = 353 K

ΔH3'

T = 353 K

ΔH5

T = 353 K

ΔHWin

T = 303 K

ΔHWout

T = 318 K

∫ CpdT

353

298

B-7

Menghitung ΔH4’


Q reaktan (ΔH3’ + ΔH4’) = 15.261.615,208 kJ + 3.516.394,475 kJ

= 18.778.009,682 kJ

Menghitung ΔH5 (Diinginkan)

Fluida keluar pada T = 353 K

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

Na₂O.3,2 SiO₂ 0,194 9,753 1,897

H₂SO₄ 3,436 23,615 81,134

SiO₂ 103,098 2.498,5 257.591,322

Na₂SO₄ 32,218 12.500 402.728,077

H₂O 4.568,852 4.136,430 18.898.735,737

Jumlah (ΔH5) 19.559.138,167

Q reaksi = ΔHr = - (ΔHfproduk – ΔHfreaktan)

ΔHf SiO2 -905.490 kJ/kmol

ΔHf H2O -285.830 kJ/kmol

ΔHf Na2O.3,2SiO2 -1.561.430 kJ/kmol

ΔHf H2SO4 -813.989 kJ/kmol

ΔHf Na2SO4 -1.356.380 kJ/kmol

ΔH reaksi = - {(32,413 x -1.356.380) + (32,413 x -285.830 ) + (32,413 x 3,2 x

-905.490)} – {(32,413 x -813.989) + (32,413 x -1.561.430)}

ΔHreaksi = ΔHf standart = - (-70.152.767,666) kJ

= 70.152.767,666 kJ

Selisih Qpendingin = ΔHreaksi + ΔHreaktan – ΔHproduk

= 70.152.767,666 kJ + 18.778.009,682 kJ - 19.559.138,167 kJ

= 69.371.639,182 kJ

Jadi, reaksi melepas kalor sebanyak 69.371.639,182 kJ maka harus didinginkan

dengan pendingin yaitu air dengan ΔT yang dikehendaki adalah 25oC.

T pendingin masuk = 303 K, T pendingin keluar = 328 K

Sehingga massa pendingin yang dibutuhkan :

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

Na₂O.3,2 SiO₂ 32,413 9,753 316,105

H₂O 849,512 4.138,939 3.516.078,370

Jumlah 3.516.394,475


353

298

∫ CpdT

353

298

B-8

M = Q

(in Cp d(328-298)-in Cp (303-298))

= 69.371.639,182 kJ

(2.260,074 - 377,723) kJ/kmol

= 36.853,726 kmol

= 36.853,726 kmol x 18,02 = 664.104,140 kg/jam

ARUS INPUT (kJ) OUTPUT(kJ)

ΔH3' 15.261.615,208

ΔH4' 3.516.394,475

ΔHWin 13.920.499,893

ΔHWout 83.292.139,075

ΔH5 19.559.138,167

Δhreaksi 70.152.767,666

Jumlah 102.851.277,242 102.851.277,242

6. Neraca Panas di Sekitar Rotary Vacuum Filter (RF-01)

Tujuan : Menghitung suhu a ΔH 7 dan ΔH 8 keluar rotary filter

Input = Output

ΔH5 + ΔH6 = ΔH7 + ΔH8

RF-01

ΔH 6

T= 303 K

ΔH 8

T= ???

ΔH 7

T= ???

ΔH 5

T= 353 K

B-9

Menghitung ΔH5


Komponen Kmol

ΔH (kJ)

Na₂O.3,2 SiO₂ 0,194 9,753 1,897

H₂SO₄ 3,436 23,615 81,134

SiO₂ 103,098 2.498,5 257.591,322

Na₂SO₄ 32,218 12.500 402.728,077

H₂O 4.568,852 4.136,430 18.898.735,737

Jumlah (ΔH5) 19.559.138,167

Menghitung ΔH6

Fluida masuk pada T = 303

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

H₂O 20.865,565 377,723 7.881.399,544

Jumlah 7.881.399,544

ΔH8 + ΔH7 = ΔH5 + ΔH6

ΔH8 + ΔH7 = 19.559.138,167 kJ + 7.881.399,544 kJ

= 27.440.537,711 kJ

Karena cake dan air pencuci langsung kontak maka suhu keluar keduanya diasumsikan

sama (dalam kesetimbangan).

27.440.537,711 kJ = [(m x ∫ CpSiO2

dT

?

298

)+( m x ∫ CpNa2SO4

dT)+(m x ∫ CpH2O

dT)

?

298

?

298

]

+

Dari trial didapatkan suhu output ΔH8 dan ΔH7 adalah 312,21 K (39,21 0C)

∫ CpdT

303

298

∫ CpdT

353

298

[(m x ∫ CpNa2O3,2SiO2

dT

?

298

)+( m x ∫ CpH2SO4

dT)+

?

298

( m x ∫ CpNa2SO4

dT)+(m x ∫ CpH2O

dT)

?

298

?

298

]

B-10

Menghitung ΔH7


Komponen Kmol

ΔH (kJ)

Na₂O.3,2 SiO₂ 0,194 2,520 0,490

H₂SO₄ 3,436 13,009 44,695

Na₂SO₄ 32,124 3.237,636 104.004,997

H₂O 25.319,551 1.072,275 27.149.530,067

Jumlah (ΔH7) 27.253.580,249

Menghitung ΔH8


Komponen Kmol

ΔH (kJ)

SiO₂ 103,098 615,760 63.483,883

Na₂SO₄ 0,095 3.237,636 305,969

H₂O 114,866 1.072,275 123.167,610

Jumlah (ΔH8) 186.957,462


ΔH5 19.559.138,167

ΔH6 7.881.399,544

ΔH7 27.253.580,249

ΔH8 186.957,462

Jumlah 27.440.537,711 27.440.537,711

7. Neraca Panas di Sekitar Rotary Dyer (RD-01)

Tujuan : 1. Menghitung kebutuhan udara pengering

2. Menghitung suhu masuk udara pengering

∫ CpdT

312,21

298

RD-01

ΔH10

T = 373 K

ΔHAout

T = ??

ΔH8

T = 312,21 K

ΔH9

T = 373 K


312.21

298

B-11

Input = Output

ΔH8 + ΔHAout = ΔH9 + ΔH10 + Qloss

Menghitung ΔH8

Cake masuk pada T = 312,21 K

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

SiO₂ 103,098 615,760 63.483,883

Na₂SO₄ 0,095 3.237,636 305,969

H₂O 114,866 1.072,275 123.167,610

Jumlah 186.957,462

Menghitung ΔH10 (Diinginkan)

Cake keluar pada T = 373 K

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

SiO₂ 103,098 3.481,2 358.906,107

Na₂SO₄ 0,095 17.025 1.608,926

H₂O 5,743 5.646,500 32.429,446

Jumlah 392.944,480

Menghitung Massa Udara yang Dibutuhkan

Jumlah air yang terserap di udara = 1.966,385 kg

Udara pengering keluar dryer diinginkan pada suhu 100 0C dengan relative humidity

maksimal 10%.

Dari diagram psikometrik didapat:

Humidity : 0,069 kg air/kg udara kering

Udara pengering masuk dryer yang digunakan memiiliki:

Humidity : 0,019 kg air/kg udara kering

Selisih humidity udara pengering x massa udara kering = jumlah air terserap

Massa udara kering : Jumlah air yang terserap

selisih humidity

: 1.966,385

(0,069 - 0,019)

: 39.163,218 kg

∫ CpdT

312,21

298

∫ CpdT

373

298

B-12

Menghitung ΔH9

Udara pengering keluar pada suhu 373 K

Jumlah Air Total pada udara keluar = Massa udara kering x humidity

= 39.163,218 x 0,069

= 2.702,262 kg

= 2.702,262 kg

18,02

= 149,959 kmol

Menghitung Jumlah O2 dan N2 pada Udara Kering

Berat udara kering : berat O2 + berat N2

Berat N2 : berat udara kering – berat O2

BM H2O : 18,02

BM O2 : 31,998

BM N2 : 28,014

Perbandingan mol N2 : O2 di udara 79 : 21

Mol N2 : Mol O2 79 : 21

Berat N2

BM N2 :

Berat O2

BM O2 79 : 21

(39.163,218 - Berat O2)

BM N2 x

BM O2

Berat O2 : 79 : 21

Berat O2 dalam udara kering : 8.224,276 kg

N2 dalam udara kering : 39.163,218 – 8.224,276

: 30.938,942 kg

Kmol O2 : 257,025 kmol

Kmol N2 : 1.104,410 kmol

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

H₂O 40,837 2.370,236 96.792,545

N₂ 1.104,410 2.015,396 2.225.823,074

O₂ 257,025 2.101,615 540.166,994

Jumlah 2.862.782,564

∫ CpdT

373

298

B-13

Menghitung Panas Sensible air yang akan teruapkan

Suhu air pada 373 K

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

H₂O 109,122 4.566,043 498.257,410

Jumlah 498.257,410

Menghitung Panas Laten Penguapan Air pada Cake

Komponen Kmol ΔH penguapan (kJ/kmol) Q laten

H₂O 109,122 39.509,501 4.311.370,462

Menghitung Beban Panas

Asumsi : Penggunaan panas pada RD-01 sebesar 75%, sehinggan ada Qloss 25%

ΔH Aout = Qloss + ΔH9 + ΔH10 + Qsensible + Qlaten – ΔH8

ΔH Aout = 0,25 ΔH Aout + ΔH9 + ΔH10 + Qsensible + Qlaten – ΔH8

0,75 ΔH Aout = 2.862.782,564 + 392.944,480 + 498.257,410 + 4.311.370,462

- 186.957,462

0,75 ΔH Aout = 7.878.397,454

ΔH Aout = 10.504.529,939

Dari trial didapatkan suhu udara masuk = 552,31 K

Arus Input Output

ΔH8 186.957,462

ΔHAout 10.504.529,939

ΔH9 2.862.782,564

ΔH10 392.944,480

Q loss 2.626.132,485

Q sensible 498.257,410

Q laten 4.311.370,462

Jumlah 10.691.487,401 10.691.487,401

∫ CpdT

373

312,21

10.504.529,939 kJ= [(m x ∫ CpO2

dT

?

298

) + ( m x ∫ CpN2

dT)+(m x ∫ CpH2O

dT)

?

298

?

298

]

B-14

8. Neraca Panas di Sekitar Air Heater (AH-01)

Tujuan : Menghitung kebutuhan steam panas

Input = Output

ΔH Ain + Qsteam = ΔH Aout

Menghitung ΔH Ain, T = 303 K

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

H₂O 40.837 168,584 6.884,426

N₂ 1104.410 143,667 158.667,494

O₂ 257.025 146,924 37.763,043

Jumlah 203.314,963

Menghitung ΔH Aout

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

H₂O 40.837 8770.702 358166.295

N₂ 1104.410 7378.340 8148712.970

O₂ 257.025 7772.213 1997650.674

Jumlah 10.504.529,938

Qsteam = ΔH Aout – ΔH Ain

= 10.504.529,938 kJ – 203.314,963 kJ

= 10.301.214,976 kJ

Sebagai pemanas digunakan saturated steam dengan suhu 285 0C, dengan panas laten

27.231,824 kJ/kmol.

Jadi, kebutuhan steam, = 10.301.214,976 kJ

27.231,824 kJkmol⁄

= 378,279 kmol

= 6.816,580 kg

AH-01 ΔH Aout

T = 552,31 K

Q steam

ΔH Ain

T = 303 K


303

298


552,31

298

B-15


ΔHAout 10.504.529,938

ΔHAin 203.314,963

Q steam 10.301.214,976

JUMLAH 10.504.529,938 10.504.529,938

9. Neraca Panas di sekitar Nanomembrane (NF-01)

Tujuan : Menghitung ΔH out nanomembrane

Input = Output

ΔH 7 = ΔH 11 + ΔH 12

Menghitung ΔH 7

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

Na₂O.3,2 SiO₂ 0,194 2,520 0,490

H₂SO₄ 3,436 13,009 44,695

Na₂SO₄ 32,124 3.237,636 104.004,997

H₂O 25.319,551 1.072,275 27.149.530,067

Jumlah 27.253.580,249

Menghitung ΔH 11

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

Na₂O.3,2 SiO₂ 0,194 2,520 0,490

H₂SO₄ 3,436 13,009 44,695

Na₂SO₄ 4,497 3.237,636 14.560,700

H₂O 25.319,551 1.072,275 27.149.530,067

Jumlah 27.164.135,952

NF

ΔH 7

T = 312,21 K

ΔH 12

T = 312,21 K

ΔH 11

T = 312,21 K


312.21

298


312.21

298

B-16

Menghitung ΔH 12

Komponen Kmol

ΔH (kJ)

Na₂SO₄ 27,626 3.237,636 89.444,297

H₂O 2.531,955 1.072,275 2.714.953,007

Jumlah (ΔH12) 2.804.397,304


ΔH7 27.253.580,249

ΔH11 24.449.182,945

ΔH12 2.804.397,304

JUMLAH 27.253.580,249 27.253.580,249


312.21

298

C-1

LAMPIRAN C

SPESIFIKASI ALAT

A. TANGKI PENYIMPANAN H₂SO4 (T-01)

Kode : T-01

Fungsi : Menyimpan H₂SO4 98% pada tekanan 1 atm dan suhu 30⁰C.

Tujuan : 1. Menentukan tipe tangki.

2. Menentukan bahan konstruksi tangki.

3. Menetukan kapasitas tangki.

4. Menetukan diameter dan tinggi tangki.

5. Menentukan jumlah plate dan tebal shell tiap plate.

6. Menentukan tinggi head tangki.

7. Menentukan tebal head tangki.

1. Menentukan tipe tangki

Kondisi operasi tangki penyimpanan H2SO4 98% adalah 1 atm dengan suhu 300C,

dengan demikian H2SO4 98% akan berada pada face cair. Pada kondisi operasi

seperti ini, tangki yang digunakan berupa tangki silinder tegak dengan dasar datar

(flat bottom) dan bagian atas berbentuk kerucut (conical roof). Tangki dengan tipe

tersebut memiliki konstruksi yang sederhana sehingga lebih ekonomis.

(Coulson & Richardson, 2005 4th vol 6, p.879)

2. Menentukan bahan konstruksi tangki

Dalam perancangan dipilih bahan konstruksi tangki Carbon stell SA 283 Grade C

dengan pertimbangan :

T-01

C-2

a. Tahan terhadap korosi.

a. Me4miliki allowable working stress cukup besar.

b. Tahan terhadap panas.

c. Harga relatif murah.

d. Tersedia banyak di pasaran.

(Coulson & Richardson, 2005 4th vol 6, p.295)

3. Menentukan kapasitas tangki

Menentukan H2SO4 dalam 30 hari

m = 3.496,944kg

jam x

24 jam

hari x 30 hari=2517799,540 kg

ρ = 1840kg

m3 = 114,867

lb

ft3

v = m

v =

2.517.799,540

1840= 1.368,369 𝑚3

= 48.323,495 ft3 = 8.606,786 bbl

4. Menentukan diameter dan tinggi tangki

Berdasarkan Appendix (Brownel and Young, item 3, 1977 : 346). Ukuran tangki

standar yang digunakan mempunyai kapasitas maksimal 9060 bbl. Sementara

kapasitas rancangan adalah 8942,829 bbl, sehingga tangki yang dibutuhkan 1 buah,

dengan spesifikasi berikut :

Diameter (D) : 45 ft

Tinggi (H) : 32 ft

Jumlah course : 4 buah

Butt-welded course : 96 in = 8 ft

5. Menghitung jumlah plate dan tebal shell tiap plate.

Direncanakan menggunakan shell plate dengan 96 in Butt-welded course.

ts =PD

2fE + c (Eq. 3.16, Brownell and Young, p.45)

Keterangan :

Ts : Tebal shell (in)

P: Internal pressure (lb/in2)

D : Inside diameter (in)

C-3

E : Efisiensi pengelasan = 0,8

(Tabel 13.2, Brownell and Young, p.254 tipe double welded joint)

c : Corrosion allowance = 55000 lb/in2

(Tabel 13.1, Brownell and Young, p.252, Stainless steel AISI 304)

P = ρ (

g

gc) (H-1)

144 (Eq. 3.17, Brownell and Young, p.45)

Dimana :

ρ : Densitas (lb/ft3)

Sedangkan panjang shell course dihitung menggunakan persamaan :

L = π D - welded leght

12 n (Brownell and Young, 1977, p.55)

Dimana :

D : inside diameter, in

Weld leght : n x allowable welded joint

n : jumlah plate

Direncanakan jumlah plate yang akan digunakan sebanyak 10 buah untuk setiap

course dengan jarak antar plate 5/32 in untuk sambungan vertical dan lebar plate 8

ft.

Course 1 :

H1 = 32 ft

D = 45 ft

P = P operasi + ρ (

g

gc) (H-1)

144

P operasi = 14,7 psi


g

gc) (H-1)

144

P = 𝜌 (

𝑔

𝑔𝑐) (𝐻−1)

144= 14,7 +

114,867 𝑥 1 (32−1)

144= 39,428 lb/in²

ts =PD

2fE + c =

39,428 x 45

2 x 5500 x 0,8+ 0 = 0,242 in

Dalam perancangan, digunakan tebal plate 0,25 in. (Appendix E, Brownell and Young,

p.347)

L = π (D + ts) - welded leght

12 n=

3,14 (45 + 0,242) - 5/32

12 x 10= 14,383 ft

Dalam perancangan digunakan panjang shell 15 ft.

Course 2

C-4

H = H1 – 8 = 32 – 8 = 24 ft

D = 45 ft


g

gc) (H-1)

144


P = 14,7 +114,867 𝑥 1 (24−1)

144= 33,047 lb/in²

ts = PD

2fE + c = (

33,047 x 45

2 x 55000 x 0,8) + 0 = 0,203 in

Dalam perancangan, digunakan tebal plate 0,21 in. (Appendix E, Brownell and Young,

p.347)


12 n=

3,14 (45 + 0,203) - 5/32

12 x 10= 14,122 ft


Course 3

H = H2 – 8 = 24 – 8 = 16 ft

D = 45 ft


g

gc) (H-1)

144


P = 14,7 +114,867 𝑥 1 (16 − 1)

144= 26,665 lb/in²

ts = PD

2fE + c = (

26,665 x 45

2 x 55000 x 0,8) + 0 = 0,164 in

Dalam perancangan digunakan tebal plate 3/16 in. (Appendix E, Brownell and Young,

p.347).


12 n=

3,14 (45 + 0,164) - 5/32

12 x 10= 14,120 ft


Course 4

H = H3 – 8 = 16 – 8 = 8 ft

D = 45 ft


ggc

) (H-1)

144

P = 14,7 + 114,867 x 1 x (8 - 1)

144 = 20,284 lb/in²

C-5

ts = PD

2fE + c = (

20,284 x 45

2 x 55000 x 0,8) + 0 = 0,124 in

Dalam perancangan digunakan tebal plate 3/16 in. (Appendix E, Brownell and Young,

p.347).


12 n =

3,14 (45 + 0,124) - 5/32

12 x 10 = 14,120 ft


Course Panjang shell (ft) Lebar plate (ft) Tebal shell (in)

1 15 8 0,25

2 15 8 0,21

3 15 8 3/16

4 15 8 3/16

6. Menentukan Tinggi Head Tangki

Berdasarkan Fig.4.8. (Brownell & Young, 1977, p.63) :

sin θ = (D

2 x r) =

D

2 x √ (D2

)2

+ (H)2

sin θ = 45

2 x √ (45 ft

2)

2

+ (32)2

= 0,575

θ = 32,9550

Dimana : H = tinggi tangki (ft)

α = 900 – θ

α = 900 – 32,9550

α = 57,0450

C-6

tan α = D

2L

L = D

2 x tan α = (

45 ft

2 x 57,045⁰) = 14,587 ft

Tinggi head = 15 ft

Maka, tinggi total dari tangki adalah 32 + 15 ft = 47 ft.

7. Menentukan Tebal Head Tangki

Persamaan untuk menghitung tebal head :

th = P . D

2 cos α (f . E - 0,6 P)

(Eq. 6.154, Brownell and Young, 1977, p.118)

P = P operasi = 14,7 psi

th = 14,7 lb/in² . 45 ft x 12 in/ft

2 cos 57,045⁰ ((55000 lb/in² x 0,8) - (0,6 x 14,7 lb/in²))=0,130 in

Maka tebal head standar yang digunakan adalah 3/16 in.

(Tabel 5.6 Brownell and Young, 1977, p.88)

RINGKASAN TANGKI PENYIMPANAN H2SO4 (T-01)

Fungsi Menyimpan H2SO4 98% pada tekanan 1 atmosfer dan suhu 300C

Kondisi 1. Temperatur = 300C

2. Tekanan = 1 atm

3. Wujud cair = cair

Tipe Silinder vertical dengan flat buttom dan head conical roof

Bahan konstruksi Carbon Steal SA-283 Grade C

1. Jumlah = 1 buah

2. Diameter = 45 ft

3. Tinggi = 32 ft

4. Jumlah course = 4 buah

Course 1 1. Panjang shell = 15 ft

C-7

2. Lebar plate = 8 ft

3. Tebal shell = 0,250 in



3. Tebal shell = 0,210 in



3. Tebal shell = 3/16 in



3. Tebal shell = 3/16 in

Tinggi head 15 ft

Tebal head 3/16 in

B. DISOLVER (D-01)

Kode : D-01

Fungsi : Tempat berlangsungnya pengenceran larutan H2SO4 98% menjadi

larutan H2SO4 5%.

Tujuan :

1. Menentukan tipe dissolver

2. Menentukan dimensi dissolver

3. Menentukan beban pengaduk

D-01

C-8

Kondisi operasi dissolver :

Suhu : 300C

Tekanan : 1 atm

Komponen aliran masuk disolver

Komponen Laju alir (kg/jam)

H2SO4 3.568,310

H2O 66.370,566

1. Menentukan tipe dissolver

Dissolver yang digunakan merupakan dissolver yang dilengkapi dengan pengaduk

dengan bahan konstruksi dari Stailess steel SA-193 Grade B16.

Pemilihan ini berdasarkan pada pertimbangan :

Tahan terhadap korosi

Mempunyai allowable stress yang cukup tinggi, 2000 psia

2. Menghitung dimensi dissolver

ρ campuran =3.568,310 + 66.370,566

(3.568,310/98,08) + (66.370,566/18,02) = 18,803 kg/m³

v campuran = 3.568,310 + 66.370,566

18,803 = 3.719,543 m3 = 3.719.542,9 liter

3. Menentukan volume dissolver

Untuk faktor keamanan, volume dissolver ditambah 20%, sehinga didapat,

V = 1,2 x 3.719.542,9 = 4.463.451,478 liter = 157.625,295 ft2 = 4463,351 m3

Volume total dissolver = volume shell + volume head

Bentuk dissolver yang dipilih adalah silinder tegak berpengaduk dengan

perbandingan H = 2D

(Rase, tabel 8-3, p.343)

Volume shell = π/4 x ID2 x H

ID = 36,889 ft = 442,668 in = 11,243 m3

H = 2D = 2 x 36,889 ft

= 73,778 ft = 885,336 in = 22,487 m3

4. Menghitung tebal dissolver

Tekanan operasi = 1 atm

P hidrostatik = ρ x g x h

C-9

dengan : h = tinggi dissolver = 73,778 ft

ρ = densitas campuran = 18,803 kg/m3 = 1,174 lb/ft3

g = gravitasi (g/gc) = 1,008

P hidrostatik = 102,2 lb/ft2 = 0,052 atm

P desain = P operasi + P hidrostatik = 1,052 atm = 15,46 psia

Tebal tangki

t = P x ri

f x E - 0,6 x P + c (Brownell and Young, 1959, p.254)

dimana :

P = tekanan desain = 15,46 psia

ri = jari-jari = ID/2 = 442,668/2 = 221,334 in

f = allowable stress dari bahan yang digunakan = 2000

(Brownell, tabel 13.1)

E = joint effenciency (efisien pengelasan) = 0,85 (Brownell, p.254)

C = faktor korosi = 0,125 (Rase, p.194)

t = 15,46 x 221,334

20000 x 0,85 - 0,6 x 15,46 + 0,125 = 0,326 in

dipilih tebal = 3/8 in

5. Menghitung tebal head

Reaktor terdiri atas dinding (shell), tutup atas da bottom. Head berbentuk

torispherical karena tekanan tangki kurang dari 200 psia.

OD = ID + 2t

OD = 443,321 in = 38 ft

Untuk OD = 443,321 in dan t = 3/8 in, diperoleh icr = 13 ½ in,

dan harga r = 102.

tebal head (th) = P x w x r

(2 x f x E) - 0,2 x P + C

w = 1

4 x [3 + (

r

icr)

0,5

]

w = 1,740

th = 0,206 in = 0,005 m

berdasarkan tebal head yang ada dipasaran, maka dipilih tebal head 5/16 in, sf

(straight flange) = 1 ½ - 3

inside corner radius (ics) = 1 1/8 in.

Brownell and Young, 1959, p.138

Brownell and Young, 1959, p.138

C-10

6. Menghitung Tinggi Head

Gambar dimensi pada tutup reaktor

Crown radius (Rc) = ID – 6 in

Rc = 436,668 in

Inside cornrr radius = 6% x Rc = 26,2 in

a = ½ D = ½ x 442,668 = 221,334 in

AB = a – irc = 436,668 – 13 3/8 = 214,334 in

BC = Rc – icr = 436,668 – 13 3/8 = 430,168 in

AC = √(BC)2 - (AB)2 = √(423,293)2 - (207,959)2

AC = 327,681 in

b = Rc – AC = 436,668 – 368,687 = 63,987 in

tinggi head penutup dissolver, OA = th + b + sf

dari Brownell and Young, (tabel 1959, tabel 5.8), untuk th = 3/8 in, diperoleh harga

sf = 1,5 – 3 in, dipilih sf = 4 1/2

OA = 68,693 in = 1,745 m.

7. Menghitung Volume Head

Bentuk head yang dipilih adalah Flange dan Dished head (Torispherical).

Volume Torispherical head, Vt = 0,000049 x ID2

dimana : ID = inside diameter of vessel, in

Vt = volume head (torispherical), ft2

Vt = 0,000049 x ID2

Vt = 4.250,406 in2

Vsf = π

4 x ID2 x sf

Vsf = 692.210,89 in2 = 446,587 m2

Volume total head = Vt + Vsf

= 4.250,406 + 692.210,89 = 696.461,296 in2

OD

IDA

a

B

b

icr

OA

Sf

C

C-11

= 449,329 m2 = 4.836,537 ft2

8. Menghitung Tinggi Total Dissolver

Tinggi cairan dalam dissolver

VL = 1/4 (π x ID² x HL)

HL = 13,710 m

Tinggi cairan total dalam dissolver

ZL = HL +OA+ th = 23,968 m

Tinggi keseluruhan

HT = tinggi shell + (2 x tingg head)

HT = 14,776 m

9. Menghitung Total Dissolver

VT = volume selongsong + (2 x volume total head)

= 4.463,351 + (2 x 0,544) = 4.464,439 m3

Perancangan pengaduk

Komponen Xi μ(cp)

H₂SO₄ 0,98 3,995

H₂O 0,09 0,252

Ln μ = x₁ ln μ₁ + x₂ + μ₂ = 0,98 ln 3,995 + 0,02 ln 0,252

μ = 1,330 cp

Dari Rase, Fig. 8.4, jenis pengaduk yang digunakan untuk viskositas 1,233 cp

adalah marine propeller (3 blades) dengan 4 buffle.

Dari (Brown,1973, p.507), diperoleh persamaan :

Dt/Di = 3

Zi/Di = 0,75 – 1,3 dipilih 1 (dari grafik)

Z1/Di = 2,7 – 3,9 dipilih 3,3 (dari grafik)

W/Di = 0,1

dimana : Dt = diameter tangki

Di = diameter impeller

Zi = jarak pengaduk dengan dasar tangki

Z1 = tinggi cairan

W = lebar buffle

C-12

Dari hasil perhitugan diperokeh :

Dt = 442,668 in = 11,243 m = 36,889 ft

Z1 = 78,636 m = 29,774 ft

Sehingga,

Di = Dt/3 = 11,243/3 = 3,748 m = 12,296 ft

Lebar buffle (w) = Di x 0,1 = 0,472 x 0,1 = 0,375 m

Jarak blade dan dasar tangki = Zi; (Zi/Di yang diijinkan 0,75–1,3)

Diambil harga 1, sehinga Zi = 1 x 2,019 = 3,748 m

Tinggi cairan = Z1 ; (Z1/Di yang diijinkan 2,7-3,9), sehingga diperoleh,

Tinggi cairan minimal = 2,7 x 2,019 = 10,119 m = 33,199 ft

Tinggi cairan maksimum = 3,9 x 2,019 = 14,616 m = 47,953 ft

Kecepatan putar pengaduk :

WELH

2 x Di= (

π x Di x N

600)

2

(Rase, p.345)

diamana :

WELH = tinggi cairan x specific gravity cairan

Di = diameter impeller, ft

N = kecepatan putar pengaduk, rpm

WELH =tinggi dissolver x ρ campuran

ρ air = (

92,955 x 1,174

62,428) = 1,748

maka : WELH

2 x Di= (

π x Di x N

600)

2

N = 23,234 rpm = 0,387 rps

Menghitung tenaga pengaduk

NRe = (Brown, 1971, p.348)

Dengan : Di = diameter impeller = 12,296 ft = 2,019 m

N = kecepatan pengaduk = 0,387 rps

ρ = density campuran = 1,174 lb/ft3

μ = viskositas campuran = 0.000894 lb/ft sec

NRe = bilangan Reynolds

Nre = N x Di

2 x ρ

μ = (

0,387 x 6,6242 x 1,174

0,000894) = 76.882,172

Dari Brown Fig. 477, untuk NRe = 76.882,172 diperoleh Np = 2

Np = 53

c

DiNρ

gP

μ

ρDN2

i

C-13

P = 2 x 1,174 x 0,387

2 x 6,624⁵

32,2 = 1.190,046 lbf.ft/sec

P yang dikoreksi :

P = 1.190,046 lbf.ft/sec√(Dt/Di)(Z1/Di) diinginkan

(Dt/Di)(Z1/Di) grafik

P = 1.190,046 lbf.ft/sec√(46,477/6,624)(29,774/26,624)

(3)(3,3) = 1.019,413 lbf.ft/ sec

P = 2,194 HP

tenaga pengaduk yang digunakan adalah 2,194 HP, sedangkan tenaga motor

penggerak pengaduk dapat dihitung dengan menggunakan persamaan berikut:

Power motor = 1,1 P + 0,5

= (1,1 x 2,194) + 0,5 = 2,913 HP

dengan efisiensi motor =75%,maka power motor minimal = 2,913

0,75 = 3,885 HP

Motor penggerak untuk pengaduk yang digunakan adalah 3,885 HP

10. Menghitung Tebal Jaket Pendingin

Dari perhitungan neraca panas, air pendingin yang dibutuhkan (Wa)

Wa = 245.175,442 kg/jam

ρ air pada 300C = 966,7 kg/m3

Kecepatan volumetrik air :

Q=Wa

ρa= (

245.175,442

966,7) =253,621 m3/jam

Ditentukan waktu tinggal media pendingin di dalam reactor selama 15 menit, maka

volume jaket yang dibutuhkan : Vj = Qa x waktu tinggal

Vj = 253,621 m3/j x 0,25 j = 63,405 m3

Ditentukan tinggi jaket (Hj) sama dengan tinggi cairan dalam reactor yaitu 13,710

m, maka diameter jaket = Dj

Vj = π/4 x Dj2 x Hj

Dj = 2,427 m

Tj = Dj - ID reaktor

2 =

2,247 - 2,019

2 = 0,408 m = 16,063 in

C-14

RINGKASAN DISSOLVER H2SO4 (D-01)

Kode D-01

Fungsi Tempat berlangsungnya pengenceran larutan H2SO4

98% menjadi larutan H2SO4 5%.

Tipe Dissolver berpengaduk

Jumlah 1 buah

Bahan konstrukso Staniless steel SA-193 Grade B16

Inside diameter 36 ft

Outside diameter 36,943 ft

Tinggi dissolver 48,478 ft

Volume dissolver 4.463,451 m3

Tebal shell 3/8 in

Tebal head 1/4 in

Volume head 0,544 m3

Tebal jaket pendingin 18,976 in

Pengaduk Jenis : Marine propeller 3 blades dengan 4 buffle.

Diameter impeller = 3 ft

Lebar buffle = 0,375 ft

Kecepatan putar = 23,234 rpm

Power motor = 4 HP

C. HEAT EXCHANGER (HE-01)

Kode : HE – 01

Fungsi : Memanaskan larutan sodium silikat sebelum masuk ke dalam reactor

dari suhu 300C sampai 800C.

Tujuan perancangan :

1. Menentukan tipe heat exchanger

C-15

2. Menentukan bahan konstruksi

3. Menentukan rute fluida panas dan dingin

4. Menentukan dimensi heat exchanger

5. Menghitung faktor kekotoran (Rd)

6. Menghitung pressure drop (ΔP)

1. Menentukan tipe heat exchanger

Dalam perancangan ini dipilih tipe heat exchanger jenis double pipe dengan

pertimbangan sebagai berikut :

a. Pressure drop (ΔP) rendah

b. Luas permukaan perpindahan panas < 200 ft2

2. Menentukan bahan konstruksi

Pada perancangan heat exchanger, bahan konstruksi yang dipilih Stainless Steel SA

– 316 dengan pertimbangan sebagai bahan yang tahan korosi terutama untuk larutan

asam sulfat encer. Selain itu, material ini memiliki allowable working stress yang

besar.

(Coulson & Richardson, 2005 4th vol 6, p.296-297)

3. Menentukan rute fluida panas dan dingin

Berdasarkan Kern, Table 6.2, p. 110 (1988) dipilih exchanger 4 × 3 in IPS. Dari

tabel tersebut dapat diketahui bahwa flow area di inner pipe lebih besar daripada di

annulus, sehingga larutan asam sulfat yang memiliki laju alir lebih besar

ditempatkan di dalam inner pipe sedangkan larutan sodium silikat ditempatkan di

dalam annulus.

4. Menentukan dimensi heat exchanger.

a. Data fluida panas dan fluida dingin.

Panas yang dilepaskan

Fluida panas

Suhu masuk heat exchanger

= 3.195.485,718 kJ/jam

= 3.028.736,07 Btu/jam.

= Asam Sulfat (H2SO4)

= 91,3°C = 196 °F

Suhu keluarheat exchanger = 80°C = 176 °F

C-16

Laju alir fluida panas = 69.938,876 kg/jam = 154.188,83 lb/jam

Pressure drop larutan maksimal = 10 psi

Fluida dingin = Sodium Silikat (Na2O.3,2SiO2)

Suhu masuk heat exchanger

Suhu keluarheat exchanger

= 30°C = 86 °F

= 80°C = 176 °F

Laju alir fluida dingin = 8.242,879 kg/jam = 18.172,438 lb/jam

Pressure drop larutan maksimal = 10 psi

b. Menghitung harga ΔTLMTD

Hot fluid (0F) Cold fluid (0F) Differensial (0F)

196 Hight temperature 176 20

176 Lower temperatura 86 90

∆T LMTD = 90 - 20

log (9020

) = 107,16⁰F

c. Menentukan luas perpindahan panas

Berdasarkan Kern, Table 8, p. 840 (1988) untuk sistem exchanger asam sulfat

sebagai fluida panas dan sodium silikat sebagai fluida dingin, harga UD (Design

Overall Coefficient) berada diantara 250–500 Btu/jam.0F.ft2. Maka dipilih UD =

250 Btu/jam.0F.ft2 sehingga luas perpindahan panas :

A = Q

Ud x ∆T LMTD = (

3.028.736,07

250 x 107,16) = 113,052 ft²

Karena A < 200 ft2, maka digunakan double pipe heat exchanger (Kern, 1988).

d. Menentukan ukuran heat exchanger

Berdasarkan Tabel 6.2 (Kern, 1988), digunakan exchanger 4 × 3 in IPS dengan

external surface (A’) = 1,178 ft2/ft.

e. Menghitung panjang lintasan fluida pada heat exchange

Panjang yang didapatkan = A

A' = (

113,052

1,178) = 95,969 ft

f. Menentukan jumlah hairpin yang digunakan

Panjang hairpin yang akan digunakan sebesar 20 ft, sehingga jumlah hairpin yang

dibutuhkan :

n = 95,969

2 x 20 = 2,399 = 3

Maka, panjang lintasan fluida menjadi = 2 x 20 x 3 = 120 ft

C-17

g. Mengoreksi luas perpindahan panas

Luas perpindahan panas yang terkoreksi :

A = L x A’ = 160 x 1,178 = 188,48 ft2

h. Mengoreksi harga UD (Design Overall Coefficient)

Ud = Q

A x ∆T =

3.028.736,07

141,36 x 107,163 = 199,936 Btu/jam.ft2.⁰F

5. Menghitung faktor kekotoran (Rd)

Rd = Uc - Ud

Uc x Ud

Keterangan :

Rd = faktor kekotoran (dirt factor)

Uc = clean overall coefficient

Ud = desig overall coefficient

a. Menghitung T avverage fluida panas dan fluida dingin

Fluida panas (H2SO4)

T av = (T1 + T2)

2=

196 + 176

2 = 186⁰F

Fluida dingin (Sodium silikat)

t av = (t2 + t1)

2=

176+86

2 = 131⁰F

Kedua fluida yang masuk heat exchanger, tidak termasuk senyawa hidrokarbon

atau fraksi petroleum serta nonviscous fluid. Oleh karena itu, pada perancangan

ini digunakan Tav, sehingga tidak perlu mencari harga caloric temperature (Tc).

b. Menghitung clean overall coefficient

Fluida panas : inner pipe, asam sulfat

Menghitunh flow area (ap)

D = 3,068/12 = 0,256 ft

(3,068 adalah ID untuk pipa IPS 3 inch, tabel 11 appendix)

ap = π D2/4 = 0,0513 ft2

Menghitung mass velocity (Gp)

Gp = W/ap = 154.188,830/0,0513 = 3.004.934,7 lb/hr.ft2

Menghitung Reynald number (Rep)

Pada T 1860F, didapatkan nilai μ = 0,22 cp (Fig. 14 appendix)

μ = 2,2 cp x 2,42 = 0,532 lb/ft.hr

C-18

Rep = Da x Gp/ μ = 0,526 x 3.004.934,7/0,532= 1.443.015,827

Berdasarkan kern, Fig.24, p.834 (1988), maka nilai jH sebesar 2700.

(Fig.24 appendix)

Pada Tav = 186 0F, didapatkan nilai c = 0,4 Btu/lb.0F (Kern, Fig.2,

p.804, 1988) dan k = 0,128 Btu/jam.ft2.0F. (Kern, tabel 4 appendix)

(cμ

k)1.3

=1,185

Menentukan hi

hi = jH k

Da (

cμ

k)1.3

(μ/μw)0,14 = 1.601,753 Btu/hrft²⁰F

koreksi hi pada permukaan OD, hio = hi x (ID

OD) = 1.404,051

Fluida dingin : annulus, sodium silikat

Menghitung flow area (aa )

D2 = 4,026/12 = 0,336 ft

(4,026 adalah ID untuk pipa IPS 4 inch, tabel 11 appendix)

D1 = 3,50/12 = 0,292 ft

(3,50 adalah OD untuk pipa IPS 3 inch, tabel 11 appendix)

aa = π(D22 – D1

2)/4 = π(0,3362 - 0,2922)/4 = 0,022 ft2

Da = (D22 – D1

2)/D1 = (0,3362 - 0,2922)/ 0,292 = 0.095 ft2

Menghitung mass velocity (Ga)

Ga = w/aa = 18.172,438/0,022 = 837.782,374 lb/hr.ft2

Menghitung Reynold number (Rea)

Pada tav = 1310F, didapatkan nilai μ = 0,9 cp (Fig.4 appendix)

μ = 0,9 x 2,42 = 2,178 lb/ft.hr

Rep = Da x Ga/ μ = (0,095 x 837.782,374)/ 2,178 =15944,525

Berdasarkan Kern, Fig.24, p.834 (1988), diperoleh hasil jH sebesar 170.

Pada tav = 1260F, didapatkan c = 0,0018 Btu/lb0F (Fig.24 appendix) dan

k = 49 Btu/hr.ft2.0F (Tabel. 4 appendix)

(cμ

k)1.3

=0,0431

Menentukan ho

hi = jH k

Da (

cμ

k)1.3

(μ/μw)0,14 = 3.790,986 Btu/hrft²⁰F

Clean Overall Coefficient (Uc)

C-19

Uc = hio x ho

hio + ho = 1.024,581 Btu/hrft².⁰F

2. Menghitung Rd

Berdasarkan Table 12 (Kern, 1988, p.845), diasumsikan bahwa fouling factor untuk

asam sulfat dan sodium silikat yaitu 0,002 dan 0,001.

Sehingga Rd = 0,002 + 0,001 = 0,003.

Sedangkan untuk Rd perhitungan :

1

Ud = (

1

Uc) + Rd, Rd = (

Uc - Ud

Uc x Ud) = 0,004

Apabila saat evalusai heat exchanger didapatkan nilai Rd lebih besar dari Rd

perhitungan (0,004), maka perlu dilakukan pembersihan.

6. Menghitung pressure drop (ΔP)

a. Fluida panas : inner pipe, asam sulfat

Untuk Rep = 1.443.015,827

f = 0,0035 + 0,264

(DGp

μ)

0,42 = 0,0042

spesifik gravity asam sulfat, s = 1,38 (Kern, tabel. 6 appendix)

ρ = 1,38 x 62,5 = 86,25 lb/ft2

Menghitung ∆F dan Pressure drop

∆Fp = 4f . Gp

2 .L

2g . ρ2 . D = 11,404 ft

∆Pp = ∆F x ρ

144= 6,830 psi

b. Fluida dingin : annulus, sodium silikat

D'e untuk pressure drop berbeda dengan De untuk heat transfer.

De' = (D2-D1) = (0,336 - 0,292) = 0,044

Rea = De' x Ga

μ = 16.860,787

f = 0,0035 + 0,264

(DGp

μ)

0,42 = 0,0079

Spesifik gravity sodium silikat, s = 0,97 (kern, tabel.6 appendix)

ρ = 0,97 x 62,5 = 60,625 lb/ft2

Menghitung Δfa

∆Fa = 4f . Ga

2 .L

2g . ρ2 . D = 20 ft

C-20

Menghitung Pressure Drop

V = Ga

3600 ρ = 3,839 fps

∆Fl = n (v²

2g') = 0,686 ft

∆Pa = (∆Fa x∆Fa) x ρ

144= 8,639 psi

RINGKASAN HEAT EXCHANGER (HE-01)

Fungsi Memanaskan larutan sodium silikat sebelum masuk ke

dalam reaktor dari suhu 303 K sampai 353 K

Tipe Double pipe Exchanger

Jalur fluida masuk Annulus : Sodium silikat

Inner pipe : Asan sulfat

Bahan Stanless steel SA-316

Spesifkasi Annulus :

ID = 4,026 in

Flow area = 2,64 in2

Inner pipe :

ID = 3,068 in

Flow area = 0,62 in2

Panjang pipa (L) = 120 ft

Annulus Inner pipe

Uc = 1.024,581 Btu/hr.ft2.0F

Ud = 199,936 Btu/hr.ft2.0F

Rd (required) = 0,003

Rd perhitungan = 0,004

8,639 psi ∆P perhitungan 6,830 psi

10 psi ∆P maksimal yang diijinkan 10 psi

C-21

D. REAKTOR (R-01)

Kode : R-01

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi antara sodium silikat dengan asam sulfat

membentuk precipitated silica, sodium sulfat dan air.

Tujuan : 1. Menentukan jenis reaktor

2. Menentukan bahan konstruksi reaktor

3. Menghitung kapasitas reaktor

4. Menghitung tinggi dan diameter reaktor

5. Menghitung tebal shell

6. Menghitung tebal head dan tinggi head

7. Menghitung dimensi, kecepatan putar dan tenaga pengaduk

8. Menghitung dimensi jaket pendingin

1. Menentukan Jenis Reaktor

Reaktor yang dipilih adalah reaktor tangki berpengaduk (CSTR) dengan jaket

pendingin.

Alasan memilih jenis reaktor ini adalah sebagai berikut :

a. Reaksi yang berlangsung merupakan reaksi dalam fase cair – cair.

b. Reaksi berjalan secara kontinyu.

c. Jenis reaksinya adalah eksothermis sehingga dengan CSTR pengaturan suhu

lebih mudah dengan menggunakan jaket pendingin dan diharapkan dapat

mempertahankan kondisi operasi reaktor.

(Chevallier et al, 2001)

C-22

2. Menentukan Bahan Konstruksi Reaktor

Bahan konstruksi yang digunakan adalah Stainless steel SA-316 dengan

pertimbangan sebagai berikut :

a. Tahan terhadap korosi.

b. Mempunyai allowable stress yang cukup tinggi yakni 11300 psia.

(Peters & Timmerhaus, 1991)

3. Menentukan Kapasitas Reaktor

V = υo × τ

dimana υo

τ

(persamaan 4-7, Fogler, 2004)

= debit campuran reaktan masuk reaktor

= waktu tinggal

a. Menghitung debit campuran reaktan masuk reaktor

Arus Komponen Laju Alir Masuk Densitas*

Laju Alir

Volume

(kg/jam) (kg/m³) (m³/jam)

4 Na2O.3,2SiO2 8.242,879

1345 17,510 H2O 15.308,205

3 H₂SO₄ 3.496,944

1043 67,055 H2O 66.441,932

(*Perry 7th Edition, 1997)

v₀ = 17,510 + 67,055= 86,161 m3/hr = 84,566 liter/hr

b. Menghitung waktu tinggal

(persamaan 4-13, Fogler, 2004)

dimana XNK = 0,994

Menghitung konsentarsi sodium silikat masuk reaktor

Berat molekul komponen :

Sodium silikat = 254,31 kg/kmol

Asam sulfat = 98,08 kg/kmol

Air = 18,02 kg/kmol

Silikat = 60,1 kg/kmol

Sodium silikat = 142,05 kg/kmol

CNKO = F3NK/BMNK x vo

CNKO = 8398,417

254,31 x 86161,28=3,83 x 10¯⁴ kmol/liter

C-23

Menghitung kecepatan reaksi

Reaksi : Na2O.3,2SiO2 + H2SO4 3,2SiO2 + Na2SO4 + H2O

Persamaan kecepatan reaksi untuk reaksi elementer orde dua tersebut:

-rNK= dCNK/dt = k x CNK x CAS

Dimana :

CNK = CNKO – CNK = CNKO - (CNKO . XNK) = CNko (1 - XNK)

CAS = CASO – CAS = CASO – (CASO . XAS)

M = CASO/CNKO = 1,1

Keempat persamaan diatas dikombinasikan menjadi

-rNK = K . CNKO2 (1 - XNK)(M - XNK)

Dimana :

k = 1,2 x 1013 x e -9087,8482/353 liter/mol menit (Ulman’s, 2003)

untuk suhu reaksi 800C = 353 K, maka :

k = 1,2 x 1013 x e -9087,8482/353 liter/mol menit

k = 79.147,666 liter/kmol.menit

Sehingga dapat dihitung kecepatan reaksinya yaitu

-rNK = k . CNKO2 (1 - XNK)(M - XNK)

-rNK = 79.147,666 x (3,83 x 10-4)2 x (1 – 0,994) x (1,1 – 0,994)

-rNK = 7,395 x 10-6 kmol/liter.menit

Maka dapat dihitung waktu tinggalnya yaitu

τ = CNKO . XNK/-rNK =3,83 x 10-4 /7,395 x 10-6 = 51,519 menit = 0,86 jam.

c. Menentukan Kapasitas Reaktor

V = τ × debit input

V = 0,86 jam x 84,566 m3/jam = 72,613 m3

Jadi, volume bahan di dalam reaktor sebesar 72,613 m3.

E. Menentukan tinggi diameter reaktor

Untuk kapasitas reaktor sebesar 72,613 m3 atau 2.564,304 ft3, berdasarkan Fig 8-

1b Rase, 1977), dipilih tangki reaktor dengan spesifikasi sebagai berikut:

Volume reaktor = 2.564,304 ft3

Inside diameter = 45 ft

Tinggi reaktor = 60 ft

C-24

F. Menghitung tebal shell

ts = P x ri

(f x E) - (0,6 x P) (persamaan 13.1, Brownell & Young, 1959)

dengan, P = tekanan desain, psia

ri = jari-jari = ID/2 = 9/2 ft = 22,5 ft = 135 in

f = allowable stress dari Stainless steel SA-316

= 11.300 psia (Tabel 13.1, Brownel & Young, 1959)

E = welded-joint efficiency (efisiensi pengelasan)

= 0,85 single welded (Tabel 13.2, Brownell & Young, 1959)

Menghitung tekanan desain

P desain = P operasi + P hidrostatik

P operasi = 1 atm

P hidrostatik = ρ × g/gc × H

dengan : ρ = densitas campuran = 72,16 lb/cu.ft

g/gc = 1,0009

H = tinggi reaktor = 15 ft

P hidrostatik = 72,16 x 1,0009 x 15 = 1.083,374 lb/ft2 = 0,512 atm

P desain = P operasi + P hidrostatik

= 1 + 0,512 = 1,512 atm = 22,226 psia

Menghitung tebal shell

ts = P x ri

(f x E) - (0,6 x P) =

22,226 x 54

(11300 x 0,85) - (0,6 x 22,226) = 0,125

Maka, diperoleh tebal shell standar = 3/16 in = 0,125 in

G. Menghitung Tebal dan Tinggi Head

a. Menentukan bentuk head

Dipilih head reaktor berbentuk torispherical karena tekanan desain tangki kurang

dari 200 psia (Brownell & Young, 1959).

b. Menghitung tebal head

ts = P x w x ri

(2 x f x E) - (0,2 - P) (persamaan 7.77, Brownell & Young, 1959)

Dimana : P = tekanan desain = 22,226 psia

w = stress intensification factor

ri = jari-jari = ID/2 = 9/2 ft = 22,5 ft = 135 in

C-25

f = allowable stress dari Stainless steel SA-316

= 11.300 psia. (Tabel 13.1, Brownel & Young, 1959)

E = welded-joint efficiency (efisiensi pengelasan)

= 0,85 single welded (Tabel 13.2, Brownell & Young, 1959)

Menghitung stress intensification factor

w = 1

4 x [3 + (

rc

ri)

0,5

] (persamaan 7.76, Brownell & Yiung, 1959)

Berdasarkan Fig 7-18 (Brownell & Young, 1959) rc/rl merupakan fungsi dari tebal

shell, sehingga didapat rc/rl = 15,7

w = 1

4 x [3 + (15,7)0,5] = 1,741

Menghitung tebal head

th = P x w x ri

(2 x f x E) - (0,2 - P)

th = P x w x ri

(2 x f x E) - (0,2 - P)=

22,226 x 1,741 x 54

(2 x 11.300 x 0,85) - (0,2 x 22,226) = 0,272 in

berdasarkan tebal head standar yang ada dipasaran, maka dipilih tebal head 5/16 in.

c. Menghitung tinggi head

Berikut ini merupakan gambar dimensi pada head torispherical (Fig 5.0, Brownell

& Young, 1959).

Tinggi head = OA = th + b + sf

Dimana : th = 0,188

Sf = 2 in (Tabel 5.8, Brownell, 1959 untuk th = 3/16 in)

Sedangkan untuk memperoleh b, tahapannya adalah sebagai berikut :

Menentukan radius of dish (r) dan inside corner radius (icr)

C-26

Berdasarkan Tabel 5.7 (Brownell & Young, 1959), besarnya r dan icr ditentukan

oleh tebal head outside diameter (OD)

OD = ID + 2 tebal shell

OD = 108 + (2 x 0,188) = 108,375 in = 9 ft = 2,743 m

Pada Tabel 5.7 (Brownell & Young, 1959) diambil outside diameter 114 in, untuk

t = 3/16 in, diperoleh,

Radius of disk (r) = 108 in

Inside corner radius (icr) = 6 7/8 in

a = ½ ID = ½ x 45 ft = 22,5 ft = 135 in

AB = a – irc = 54 – 6,875 = 47,125 in

BC = r – irc = 108 – 6,875 = 101,125 in

AC = √(BC)2 - (AB)2 = √(101,125)2 - (47,125)2

= 89,473 in

b = r – AC = 108 – 89,473 = 18,527 in

maka, dapat dihitung tinggi head

OA = th + b +sf

= 0,188 + 18,527 + 2 = 20,714 in.

Jagi, tinggi head berukuran 20,714 in.

7. Menghitung Dimensi, Kecepatan Putar dan Tenaga Pengaduk

a. Menentukan jenis pengaduk

Jenis pengaduk ditentukan dari viskositas bahan keluar reaktor. Berikut ini

perhitungan viskositas bahan keluar reaktor (arus 5).

Komponen xi (massa) Viskositas*(cp) xi.μ

Na2O.3,2SiO2 0,0005 17,0000 0,0085

H2SO4 0,0036 5,7100 0,0206

SiO2 0,0663 500,0000 33,1500

Na2SO4 0,0489 1,2800 0,0626

H2O 0,8806 0,3523 0,3102

Jumlah 33,552

(*Yaws, 1999)

Didapatkan viskositas campuran = 33,552 cp = 38,662 lb/ft.sec.

Dari Fig. 8-4 dan Tabel 8.2 (Rase, 1977), jenis pengaduk yang dapat digunakan

untuk viskositas 1-100 cp adalah curved blade turbine.

C-27

b. Menentukan dimensi pengaduk

Berdasarkan Brown (1978) halaman 507, untuk curved blade turbine, diperoleh

persamaan:

Dt/Di = 3

Zi/Di = 0,75 – 1,3

Z1/Di = 2,7 – 3,9

W/Di = 0,11

dengan : Dt = diameter tangki (inside) = 45 ft

Di = diameter impeller

Zi = tinggi cairan

Z1 = lebar buffle

Sehingga diperoleh :

Diameter impeller

Dt/Di = 3

Di = 45/3 = 15 ft

Lebar buffle

W/Di = 0,11

W = 3 x 0,11 = 1,65 ft

Jarak pengaduk dengan dasar tangki

Zi/Di = 0,75 – 1,3 diambil Zi/Di = 1,025

Zi/Di = 1,025

Zi = 1,025 x 3 = 3,075 ft

Tinggicairan

Z1/Di = 2,7 – 3,9

Tinggi cairan minimum = 2,7 x 3 = 8,1 ft

Tinggi cairan maksimum = 3,9 x 15 = 58,5 ft

c. Menentukan Kecepatan Putar Pengaduk

WELH

2 x Di = (

π x Di x N

600)

2

(persamaan 8.8, Rase, 1977)

Dimana : WELH = water equivalent height, ft

Di = diameter impeller, ft

N = kecepatan putar pengaduk, rps

C-28

Menghitung densitas bahan keluar

Tenaga pengaduk didasarkan pada densitas bahan keluar reaktor guna mendapatkan

tenaga pengaduk yang lebih optimal. Densitas Bahan Keluar Reaktor (Arus 5) :

Komponen xi (massa) Densitas*(kg/m3) xi.ρ

Na2O.3,2SiO2 0,0005 930,002 0,4650

H2SO4 0,0036 1768 6,3648

SiO2 0,0662 1600 105,9200

Na2SO4 0,0489 1895,3 92,6801

H2O 0,8806 1 0,8806

Jumlah 261,669

(Perry 7th Edition, 1997)

Jadi densitas campuran bahan keluar reaktor sebesar 261,669 kg/m3 atau 16,335

lb/ft3, merupakan densitas campuran pada suhu 800C. Sementara itu, densitas air

pada suhu 800C adalah 63,865 lb/ft3.

Menghitung WELH

WELH = water equivalent height, ft

WELH = tinggi cairan x specivic gravity cairan

WELH = tinggi cairan x ρ campuran

ρ air = (

117 x 261,669

63,865) = 14,963 ft

Maka dapat dihitung kecepatan pengaduk

WELH

2 x Di= (

π x Di x N

600)

2

2,993

2 x 3 = (

3,14 x 3 x N

600)

2

N = 8,997 rpm = 0,150 rps

d. Menghitung Tenaga Pengaduk

P = Po x ρ x N³ x Di⁵

gc (Persamaan 460, Brown, 1978)

Dimana : P = tenaga pengaduk

Po = power number

ρ = densitas campuran = 16,335 lb/ft3

N = kecepatan pengadukan = 0,750 rps

Di = diameter impeller = 3 ft

C-29

Menentukan power number (Po)

Berdasarkan Fig. 477 (Brown, 1978) power number merupakan fungsi dari

bilangan Reynolds.

Nre = N x Di

2 x ρ

μ (Brown, 1978, p.507)

Dimana : μ = viskositas campuran = 33,552 cp = 0,644 lb/ft.sec

Nre = N x Di

2 x ρ

μ = (

0,750 x 32 x 16,336

0,023) = 1.002,082

Dari Fig. 477 (Brown, 1978), untuk NRe == 1.002,082 diperoleh Po = 3,8

Menghitung tenaga pengaduk

P = Po x ρ x N³ x Di⁵

gc

P = 3,8 x 16,335 x (0,750)3 x (3)⁵

32,2 = 1,579 lb/ftsec = 3 HP

Tenaga pengaduk standar yang digunakan adalah 3 HP. Jika efisiensi motor adalah

75%, maka power motor minimal adalah,

P = 3/0,75 = 4 HP.

Maka motor penggerak untuk pengaduk yang digunakan adalah 4 HP.

8. Menghitung diameter jaket pendingin

a. Menghitung luas perpindahan panas reaktor dengan jaket pendingin

A = Q

Ud x ∆T LMTD

Dimana : UD = desind overall coefficient

Q = beban pendingin reaktor = 23.618.168 kJ/jam

= 22.385.704 Btu/jam

Menghitung UD

1

Ud = (

1

Uc) + Rd,

dimana, Uc = hio x hi

hio + hi

Menghitung hi

Persamaan dari Rase (1977) p. 358, Tabel 8.6:

hi x Dt

K = 0,68 (

ρ x N x Di

μ)

0,67Cp x μ

K

0,33

C-30

Dengan :

μ = viskositas campuran = 38,662 lb/ft.sec

ρ = densitas campuran = 68,206 lb/ft3

K = konduktivitas panas = 0,443 Btu/hr.ft2 0F

Cp = kapasitas panas campuran = 19,545 Btu/lb.0F

Dt = diameter tanki = 9 ft

Di = diameter impeller = 3 ft

N = kecepatan putar pengaduk = 5515,041 rph

hi x Dt

K = 0,68 (

ρ x N x Di

μ)

0,67Cp x μ

K

0,33

hi x Dt

K = 1.322,992

hi = 12,730 Btu/hr.ft2.0F

Menghitung hio

hio = hi x (ID/OD) = 12,730 x (9/9) = 12,730 Btu/hr.ft2.0F

Menghitung Uc

Clean Overall Coefficient (Uc)

Uc = hio x ho

hio + ho

Uc = hio x ho

hio + ho =

12,730 x 12,730

12,730+ 12,730 = 6,365 Btu/hrft².⁰F

Asumsi dirt factor (Rd) = 0,003 (Kern, 1988, tabel 8, p.840)

Sehingga dapat dihitung UD

1

Ud = (

1

Uc) + Rd,

UD = 6,246 Btu/hr.ft2.0F

Menghitung ∆TLMTD

Hot Fluid (F) Cold Fluid (F) Differences (F)

High temperature 176 112,73 63

Low temperature 176 85,73 90

∆T LMTD = 90 - 63

log(90

63)

= 75,70⁰F

Maka dapat dihitung luas perpindahan panas

A = Q

Ud x ∆T LMTD = (

22385704

73,057 x 75,70) = 47.346,9 ft² = 4.398,671 m²

C-31

b. Menghitung tebal jaket pendingin

Untuk mengetahui tebal jaket pendingin, perlu terlebih dahulu menghitung

diameter jaket, volume jaket pendingin dan laju alir volume pendingin.

Mengghitung laju alir pendingin

v = m

ρ air = (

664.104,140

63,865) = 1.039,856

m3

jam

Menghitung volume jaket pendingin

Vj = v x waktu tinggal

Jika ditentukan waktu tinggal media pendingin di dalam jaket reaktor selama 3

menit (0,05 jam), maka volume jaket yang dibutuhkan :

Vj = v x waktu tinggal = 1.039,856 m3/jam x 0,05 jam = 51,993 m3

Menghitung tebal jaket

Jika tinggi jaket sama dengan tinggi reaktor (15 ft = 4,572 m), maka,

Vj = π/4 x (Dj2 – OD2) x H

51,993 = π/4 x (Dj2 – 2,7432 ) x 4,572

Dj = 4,692 m

Tebal jaket = Dj - OD

2 =

4,692 - 2,743

2 = 0,974 m = 3,196 ft

RINGKASAN REAKTOR (R-01)

Fungsi Tempat berlangsungnya reaksi antara sodium

silikat dengan asam sulfat membentuk precipitated

silika, sodium sulfat dan air.

Jenis reaktor CSTR

Tekanan operasi 1 atm

Suhu operasi 353 K

Bahan konstruksi Stainless steel SA-316

Spesifikasi reaktor Volume reaktoe = 2.612,685 ft3

Tinggi = 60 ft

Diameter = 45 ft

Tebal shell = 1/4 in

Tebal head = 5/16 in

Tinggi head = 20,714 in

Spesifikasi pengaduk Tipe pengaduk : Curved Blade Turbin

C-32

Diameter impeller = 3 ft

Lebar buffle = 0,33 ft

Kecepatan putar pengaduk = 2.699,046 rph

Tenaga motor = 4 HP

Spesifikasi jaket pendingin Luas permukaan perpindahan panas = 47.346,9 ft2

Tebal jaket = 3,196 ft

E. ROTARY DRYER (RD-01)

Kode : RD-01

Fungsi : Mengeringkan precipitated silica dari kadar air 25% menjadi 1,6%

Tipe : Direct Contact Counter Current Flow Rotary Dryer

Tujuan :

1. Menentukan tipe dryer

2. Menentukan bahan konstruksi rotary dryer

3. Menghitung dimensi rotary dryer

4. Menghitung jumlah putaran per detik

5. Menghitung time of passage

6. Menghitung tenaga rotary dryer

1. Menentukan Tipe Dryer

Dipilih direct contact counter current flow rotary dryer dengan pertimbangan

sebagai berikut :

a. Dapat beroperasi secara kontinyu

b. Termasuk tipe dryer yang memiliki kapasitas besar atau lebih dari 1000

kg/jam, sedangkan kapasitas yang dibutuhkan adalah 8.279,516 kg/jam.

C-33

c. Suhu udara pengering masuk yang digunakan sebesar 2790C sedangkan suhu

udara pemanas masuk untuk rotary dryer berkisar pada 120 – 3000C.

d. Bahan yang masuk dryer berupa cakes dan bahan yang keluar dari dryer

berupa powder.

e. Dipilih counter current flow karena menghasilkan efisiensi transfer panas

yang lebih besar dan material yang dikeringkan tidak heat-sensitive.

(Ulrich, 1987)

2. Menentukan Bahan Konstruksi Dryer

Bahan konstruksi yang digunakan adalah carbon steel SA-283-Grad C dengan

pertimbangan

a. Mampu mengolah aterial solid hingga temperatur 4500C.

b. Material tidak korosif.

c. Harganya relatif lebih murah dibandingkan stainless steel.

(Ulrich, 1984)

3. Menghitung Dimensi Rotary Dryer

a) Menghitung diameter rotary dryer.

At = As

s =

π D²

4 (persamaan 4-57, Ulrich, 1984)

Dimana : D = diameter, m

At = total drum cross sectional area, m2

As = total cross sectionalflow area, m2

S = percentage of cross section occupied by solid

a. Menghitung solid cross sectional area (As)

As = ms

ρs x Us

Dimana :

ms = masa wet solid masuk = 2,300 kg/s

ρs = densitas bulk solid = 1,6 kg/m3 (tabel 21-4, Perry 7th, 1997)

Us = solid average velocity = 1,7 m/s (tabel 4-10, Ulrich, 1984)

As = 2,300

1,6 x 1,7 = 0,846 m²

b. Menghitung total drum cross sectional area (At)

At = As

s

Dimana : s = percentage of cross section occupied by solid

C-34

= 0,125 (tabel 4-10, Ulrich, 1984)

At = 0,846

0,125 = 6,764 m²

c. Menghitung diameter rotary dryer

At =π D²

4

6,764 =π D²

4

D = 2,935 m.

Berdasarkan Tabel 12-18 (Perry 7th, 1997) dipilih diameter rotary dryer satndar

berukuran 3 m.

b) Menghitung Panjang Rotary Dryer

L = Q

0,006 x G0,47 x π x D x ∆T (persamaan 4-61, Ulrich, 1984)

Dimana : Q = laju transfer panas, kJ/s

G = average mass flux, kg/s.m2

D = diameter rotary dryer, m

∆T = beda suhu, 0C

a. Menghitung laju transfer panas (Q)

Q = ms [ (1

1 + xi) (Ts₂ - Ts₁) Cps + (

xi - xo

1 - xi) (hv - hl) + (

xo

1 + xi) (Ts₂ - Ts₁) Cpl]

(persamaan 4-58, Ulrich, 1984)

Ms = massa wet solid masuk = 2,300 kg/s

Xi = komposisi umpan = 0,575 kg water/kg dry solid

Xo = komposisi produk = 0,037 kg water/kg dry solid

Cps = kapasitas panas precipitated silika = 2 kg/kj0C

(Perry, 7th, 1997)

Cpl = kapasitas panas air = 4,2 kg/kj0C (Perry, 7th, 1997)

Ts2 = suhu produk = 1000C

Ts1 = suhu umpan = 39,210C

hv = enthalpy saturated vapor pada suhu 2120F

= 2798,250 kJ/kg

hl = enthalpy saturated liquid pada suhu 103 0F

= 81,849 kJ/kg

Q = ms [ (1

1 + xi) (Ts₂ - Ts₁) Cps + (

xi - xo

1 - xi) (hv - hl) + (

xo

1 + xi) (Ts₂ - Ts₁) Cpl]

C-35

Q = 1872,07 kJ/s.

b. Menghitung beda suhu

∆T = (Tv₁ - Twb₁) - (Tv₁ - Twb₂)

ln (Tv₁ - Twb₁Tv₁ - Twb₂)

Dimana : Tv1 = suhu udara kering masuk = 165,970C

Tv2 = suhu udara kering keluar = 1000C

Twb1 = suhu wet bulb udara pengering masuk = 46,250C

Twb2 = suhu wet bulb udara pengering keluar = 40,50C

∆T = (165,97 − 46,25) − (100 − 40,5)

ln(165,97 − 46,25

100 − 40,5)

= 86,13⁰C

c. Menghitung panjang rotary dryer

L = Q

0,006 x G0,47 x π x D x ∆T

Dimana : Q = laju transfer panas = 157,53 kJ/s

G = average mass flux = 2,5 kg/s.m2

D = diameter rotary dryer = 2,935 m

∆T = beda suhu = 82,694 0C

L = 1537,53

0,006 x 2,50,47 x 3,14 x 2,935 x 86,13= 17,47 m

Maka, dipilih panjang rotary dryer standar berukuran 18 meter.

4. Menghitung Jumlah Putaran per Detik

N = v

π D (persamaan 12-54, Perry 7th, 1997)

Dimana : N = jumlah putaran per detik

D = diameter = 2,935 m

V = periperal speed rotary dryer yang diijinkan adalah 0,25–0,5 m/s,

diambil 0,5 m/s. (hal. 12-54, Perry 7th, 1997)

N = v

π D=

0,5

3,14 x 2,935 = 0,054 rps

C-36

5. Menghitung Time Of Passage

t = s x v x ρs

ms (persamaan 12-55, Perry 7th, 1997)

Dimana : s = persentage of cross section occupited by solid = 0,125

v = volume rotary dryer

ρs = densitas precipitated silika = 1,6 kg/m3

ms = 138,94 kg/menit

a. Menghitung volume rotary drayer

v = π

4 x D² x L

v = π/4 x 2,9352 x 17,47

v = 118,172 m3

b. Menghitung time of passage

t = s x v x ρs

ms

t = 0,170 jam = 10,206 menit

6. Menghitung Tenaga Rotary Dryer

P = 8D2 (tabel 4-10, Ulrich, 1984)

P = 8 x 2,9352

P = 68,936 HP

Maka, diambil tenaga rotary dryer standar 69 HP.

RINGKASAN ROTARY DRYER (RD-01)

Fungsi Untuk mengeringkan precipitated silica dari kadar

25% menjadi 1,6%

Jenis Direct Contact Counter Current Flow Rotary Dryer

Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C

Diameter dryer 2,935 m

Panjang dryer 17,470 m

Jumlah putaran 0,054 rps

Time of passage 10,206 menit

Tenaga 69 HP

D-1

LAMPIRAN D

ANALISA EKONOMI

Kapasitas Produksi : 50.000 ton/tahun

Basis Perhitungan : 1 tahun (330 hari)

Tahun Evaluasi : 2022

Kurs mata uang : Rp. 13.407,00/US$

(Bank Indonesia, 8 Januari 2018)

Langkah – langkah analisa kelayakan ekonomi pada perancangan pabrik precipitated

silica meliputi:

1. Capital Invesment

2. Manufacturing Cost

3. General Expense

4. Analisa Kelayakan

1. Capital Invesment

Capital investment terdiri dari:

a. Fixed Capital Investment

b. Working Capital Invesment

c. Plant Start Up

d. Interest During Construction

Perubahan harga alat terjadi dari tahun ke tahun karena perubahan kondisi

perekonomian. Untuk memperkirakan harga alat, diperlukan indeks yang dapat

digunakan untuk menkonversikan harga alat pada masa lalu, sehingga dapat diperoleh

harga alat pada masa sekarang atau yang akan datang. Untuk tujuan tersebut digunakan

data Indeks terdahulu yang ditampilkan dalam tabel D.1. Jenis indeks yang digunakan

adalah Chemical Engineering Plant Cost Index dari data plant cost index di Chemical

Engineering Online.

D-2

Tabel D.1 Chemical Engineering Plant Cost Index tahun 2005 s/d 2016

Tahun Plant Cost Indeks

2005 468,2

2006 499,6

2007 525,4

2008 575,4

2009 521,9

2010 550,8

2011 585,7

2012 584,6

2013 567,3

2014 576,1

2015 556,8

2016 541,7

(Sumber: http://www.chemengonline.com/pci-home, 2017)

Gambar D.1. Grafik Hubungan antara Tahun dengan Plant Cost Index

Dari grafik tersebut diperoleh persamaan:

y = 6,5059 x – 12.534

dengan:

x = tahun

y = plant cost index

Dari persamaan tersebut, dapat dihitung nilai plant cost index pada tahun 2022 adalah:

y = 6,5059 (2022) – 12.534

Untuk menentukan harga alat pada saat sekarang dapat ditentukan dengan persamaan:

Ex = Ey × Nx

Ny

D-3

Dalam hubungan ini:

Ex = harga alat pada tahun pembelian

Ey = harga alat pada tahun referensi

Nx = indeks harga pada tahun pembelian

Ny = indeks harga pada tahun referensi

(Aries and Newton, 1995, p.16)

Untuk mengetahui harga alat yang sama dengan kapasitas berbeda, maka harga alat

tersebut dapat diestimasi dengan cara membandingkan dengan alat sejenis yang telah

diketahui kapasitas serta harganya dengan menggunakan persamaan berikut:

Eb = Ea × (Cb

Ca)

n

Dimana:

Eb = harga untuk kapasitas b

Ea = harga untuk kapasitas a

Cb = kapasitas b

Ca = kapasitas a

n = eksponen

(Aries and Newton, 1995, p.15).

Nilai eksponen tergantung pada jenis alat sebagai fungsi kapasitas (Ulrich, 1984).

Namun secara umum, nilai eksponen untuk semua alat adalah 0,6 ((Aries and Newton,

1995, p.15).

Harga alat pada tahun 2014 dan 2022 dapat dilihat pada tabel D.2 berikut:

Tabel D.2. Harga Alat pada Tahun 2014 dan 2022

Kode Alat Jumlah Harga 2014 US$ Total

T Tangki 2 152.300,000 304.600,000

HE-01 HE 1 1 44.300,000 44.300,000

D-01 Dissolver 1 474.800,000 474.800,000

RF-01 Rotary Filter 1 229.300,000 229.300,000

R-01 Reactor 1 700.000,000 700.000,000

BM-01 Ball Mill 1 92.100,000 92.100,000

SC Screw Conveyor 2 12.700,000 25.400,000

RD-01 Rotary Dryer 1 284.900,000 284.900,000

BE Bucket Elevtor 3 7.000,000 21.000,000

BC Belt Conveyor 1 21.400,000 21.400,000

S Silo 2 5.500,000 11.000,000

BL Blower 3 3.000,000 9.000,000

D-4

AH-01 Air Heater 1 41,700.000 41.700,000

VS-01 Vibrating Scren 1 20,900.000 20.900,000

B Baging Machine 1 287,900.000 287,900.000

F Filtasi 1 44,200.000 44,200.000

P Pompa 8 10,300.000 82.400,000

NF-01 Nano Membrane 1 20,600.000 20,600.000

C Cyclone 1 5,700.000 5,700.000

PC Pneumatic Conveyor 2 40,700.000 81.400,000

H Hopper 2 11,400.000 22.800,000

Valve 11 9.400 103.400,000

Total Equipment Cost (2014) 2.928.800,000

Total Equipment Cost (2022) 3.357.170,386

A. Fixed Capital Investment

Fixed Capital Investment (FCI) adalah pengeluaran yang diperlukan untuk

mendirikan fasilitas produktif.

Fixed Capital Investment terdiri dari:

1. Biaya Pembelian Alat (Purchased Equipment Cost)

Purchased Equipment Cost (PEC) adalah harga pembelian alat proses dari tempat

pembelian. Purchased Equipment Cost terdiri dari:

a. Harga pembelian alat (EC) = $ 3.357.170,386

b. EMKL (15%EC) = $ 503.575,558

c. Pengangkutan alat sampai pelabuhan (15%EC) = $ 503.575,558

d. Asuransi (0,6%EC) = $ 20.143,022

e. Provisi bank (0,25%EC) = $ 8.392,926

f. Pengangkutan dari pelabuhan sampai lokasi (15%EC) = $ 503.575,558

g. Pajak barang impor (15%EC) = $ 503.575,558

Total Purchased Equipment Cost (PEC) = $ 5.400.008,566

2. Biaya Pemasangan Alat (Equipment Installation Cost)

Equipment Installation Cost adalah biaya yang dibutuhkan untuk pemasangan alat

– alat proses dan biaya pemasangannya. Berdasarkan Aries & Newton (1955) p.77,

Equipment Installation Cost sebesar 43% dari PEC yang terdiri dari, material 11%

dan buruh 32%.

a. Material = 11% x PEC

= 11% x $ 5.400.008,566

= $ 594.000,942

D-5

b. Labour = 32% PEC

Pemasangan alat menggunakan 5% tenaga asing dan 95% tenaga Indonesia.

Perbandingan manhour asing : Indonesia = 1 : 3

1 manhour asing = $ 20

1 manhour Indonesia = $ 5

= Rp. 67.035,00

Jumlah manhour = 32% x PEC

(USD 20 x 0,05) + (USD 5 x 3 x 0,95)

Jumlah manhour = 32% x $ 5.400.008,566

(USD 20 x 0,05) + (USD 5 x 3 x 0,95)

= $ 113.311,655

Tenaga asing = 5% x 1 x 113.311,655 manhour x ($ 20/manhour)

= $ 113.311,655

Tenaga lokal = 95% x 3 x 113.311,655 manhour x ($ 5/manhour)

= $ 1.614.691,086

Total Equipment Installation Cost = $ 2.322.003,684

3. Biaya Pemipaan (Piping Cost)

Piping cost adalah biaya yang dikeluarkan untuk sistem pemipaan dalam

proses dan biaya pemasangannya. Dari Tabel 17 Aries & Newton (1955) p.

78, diperoleh bahwa untuk system pemipaan fluid – fluid biaya pemipaan

sebesar 86% PEC, terdiri dari material 49% PEC dan ongkos buruh 37% PEC

(100% tenaga Indonesia).


= 49% $ 5.400.008,655

= $ 2.646.004,197

b. Labor = 37% x PEC

= 37% x $ 5.400.008,655

= $ 1.998.003,170

Total Piping Cost = $ 4.644.007,367

4. Biaya Instrumentasi (Instrument Cost)

Instrumentation Cost adalah biaya yang digunakan untuk melengkapi system

proses dengan suatu pengendalian (control). Dari Tabel 19, Aries & Newton

D-6

(1955) p.97 diperoleh bahwa untuk extensive control besarnya biaya

instrumentasi adalah 30% PEC terdiri dari material 24% PEC dan buruh 6%

PEC.


= 24% x $ 5.400.008,566

= $ 1.296.002,056

b. Labor = 6% x PEC

Dalam instrumentasi, digunakan 5% tenaga asing dan 95% tenaga

Indonesia. Perbandingan manhour asing : Indonesia = 1 : 3

1 manhour asing = $ 20

1 manhour Indonesia = $ 5

Jumlah manhour = 6% x PEC

(USD 20 x 0,05) + (USD 5 x 3 x 0,95)

Jumlah manhour = 6% x $ 5.400.008,566

(USD 20 x 0,05) + (USD 5 x 3 x 0,95)

= $ 21.245,935

Tenaga asing = 5% x $ 21.245,935 x 1 x $ 20

= $ 21.245,935

Tenaga lokal = 95% x $ 21.245,935 x 3 x $ 5

= $ 302.754,579

Total Instrument Cost = $ 1.620.002,570

5. Biaya Insulasi (Insulation Cost)

Insulation Cost adalah biaya yang dibutuhkan untuk system insulasi di dalam

proses produksi. Dari Tabel 21, Aries & Newton (1955) p. 98, diperoleh

besarnya biaya insulasi adalah 8% PEC, terdiri dari material 3% PEC dan

buruh 5% PEC. Dalam hal ini digunakan 100% tenaga kerja Indonesia.


= 3% x $ 5.400.008,566

= $ 162.000,257

b. Labor = 5% x PEC

= 5% x $ 5.400.008,566

= $ 265.574,192

Total Insulation Cost = $ 427.574,449

D-7

6. Biaya Instalasi Listrik (Electrical Installation Cost)

Electrical cost adalah biaya yang dipakai untuk pengadaan sarana pendukung

dalam penyediaan atau pendistribusian tenaga listrik. Dari Tabel 22, Aries &

Newton (1955) p. 102, diperoleh bahwa besarnya biaya listrik adalah 10%,

yang terdiri dari material 8% PEC dan 2% PEC.


= 8% x $ 5.400.008,566

= $ 432.000,685

Dalam pemasangan, digunakan 100% tenaga kerja Indonesia

b. Labor = 2% x PEC

= 2% x $ 5.400.008,566

= $ 106.229,68

Total Electrical Instalation Cost = $ 538.230,362

7. Biaya Bangunan (Building Cost)

Luas bangunan diperkirakan 15.874 m2 dengan harga bangunan /m2 sebesar

Rp. 4.000.000,00.

Total harga bangunan = Rp. 4.000.000,00 x 15.874 m2

= Rp 63.496.000.000,00

= $ 4.736.033,415

Total Building Cost = $ 4.736.033,415

8. Land and Yard Improvement Cost

Luas Tanah diperkirakan = 25.000 m2

Harga tanah diperkirakan = Rp. 2.500.000,00

Total Land Cost = Rp. 2.500.000,00 x 25.000 m2

= Rp. 62.500.000.000,00

= $ 4.661.743,865

Total Land and Yard Improvement Cost = $ 4.661.743,865

9. Biaya Utilitas (Utility Cost)

Biaya utilitas adalah biaya yang dikeluarkan untuk pengadaan unit – unit

pendukung proses, antara lain air, steam, listrik, dan udara tekan. Dari Tabel

D-8

31, Aries & Newton (1955) p. 109 diperoleh bahwa biaya utilitas diperkirakan

sebesar 40% untuk pemakaian rata – rata pabrik beroperasi normal (average

service).

Total Utility Cost = 40% x PEC

= 40% x $ 5.400.008,566

= $ 2.160.003,427

10. Biaya Lingkungan (Enviromental Cost)

Environmental cost adalah biaya yang digunakan untuk pemeliharaan

lingkungan sekitar pabrik baik yang di dalam maupun di luar pabrik dan

pembuatan IPAL. Biaya lingkungan diperkirakan sebesar 10 – 30% PEC.

Total Enviromental Cost = 20% x PEC

= 20% x $ 5.400.008,566

= $ 1.080.001,713

PHYSICAL PLANT COST (PPC)

Tabel D.3 Physical Plant Cost

No. Physical Plant Cost (PPC) US$

1 Purchased Equipment Cost 5.400.008,566

2 Equipment Instalation 2.322.003,684

3 Piping Cost 4.644.007,367

4 Instrumentation Cost 1.620.002,570

5 Insulation Cost 427.574,449

6 Electrical Instalation 538.230,362

7 Building Cost 4.736.033,415

8 Land and Yard Improvement Cost 4.661.743,865

9 Utility Cost 2.160.003,427

10 Environmental Cost 1.080.001,713

Total PPC (US$) 27.589.609,418

11. Engineering and Construction Cost

Engineering and Construction Cost adalah biaya untuk design engineering,

field supervisior, temporary construction, dan inspection. Dari Tabel 4, Aries

& Newton (1995) p. 4, untuk physical cost lebih dari $ 5.000.000 maka biaya

Engineering & Construction Cost sebesar 20% PPC.

Total Engineering and Construction Cost = 20% x PPC

= 20% x $ 27.589.609,418

Total Engineering and Construction Cost = $ 5.517.921,884

D-9

DIRECT PLANT COST (DPC)

DPC = PPC + Total Engineering and Construction Cost

= $ 27.589.609,418 + $ 5.517.921,884

= $ 33.107.531,301

12. Contractor’s Fee

Contractors fee adalah biaya yang dipakai untuk membayar kontraktor

pembangunan pabrik. Dari Tabel 4, Aries & Newton (1955) p. 4 biaya

contractor fee diestimasi sebesar 4 – 10% DPC, diambil 10% DPC.

Total Contractor’s Fee = 10% x DPC

= 10% x $ 33.107.531,301

= $ 3.310.753,130

13. Contingency

Contingency adalah biaya kompensasi perubahan harga dan kesalahan

estimasi. Dari Tabel 5, Aries & Newton (1955) p. 4, besarnya 10 – 25% DPC.

Dalam hal ini ditetapkan 20% DPC.

Total Contractor’s Fee = 20% x DPC

= 20% x $ 33.107.531,301

= $ 6.621.506,260

FIXED CAPITAL INSVESTMENT (FCI)

Tabel D.4 Fixed capital investment (FCI)

No. Total Fixed Capital Investment (FCI) Biaya (US$)

1 DPC (Direct Plant Cost) 33.107.531,301

2 Contractor’s Fee 3.310.753,130

3 Contingency Cost 6.621.506,260

Total FCI (US$) 43.039.790,692

B. Working Capital Investment

Working Capital adalah dana yang digunakan untuk menjalankan usah secara

normal, yang terdiri dari:

1. Raw Material Inventory

Raw Material Inventory diperkirakan selama 1 bulan. Harga asam sulfat Rp.

2.000/kg dan sodium silikat Rp. 2.700/kg.

D-10

Tabel D.5 Raw Material Inventory Cost

Raw Material Harga USD/ kg Harga 1 Bulan (USD)

Asam Sulfat 0,149 383.259,97

Sodium Silikat 0,201 3.414.880,83

Total Raw Material Invetory Cost 3.798.140,80

2. In Process Inventory

In Process Inventory adalah biaya yang harus ditanggung selama bahan

sedang berada dalam proses. Besarnya diperkirakan 50% dari Total

Manufacturing Cost. (Aries & Newton 1955 p. 12).

Biaya selama operasi = 0,5 x waktu siklus x TMC

12

= 0,5 x 1 x $ 65.770.797,383

12

Total In Process Inventory = $ 2.740.449,891

3. Product Inventory

Product Inventory adalah biaya yang diperlukan dalam penyimpanan produk

sebelum produk tersebut ke pasaran. Besarnya diperkirakan setara dengan 1

bulan produksi untuk harga total manufacturing cost (Aries & Newton, 1955,

p.12).

Total Produk Inventory Cost = 1

12 x TMC

= 1

12 x $ 65.770.797,383

= $ 5.480.899,782

4. Extended Credit

Extended credit adalah persediaan uang yang digunakan untuk menutup

penjualan barang yang belum dibayar. Besarnya diperkirakan setara dengan

hasil penjualan selama 1 bulan produksi atau 2 kali biaya total manufacturing

cost dalam 1 bulan produksi (Aries & Newton, 1955, p. 12).

Total Extended Credit = 2 x 1

12 x TMC

= 2 x 1

12 x $ 65. 770.797,383

= $ 10.961.799,564

D-11

5. Available Cash

Available cash digunakan sebagai persediaan uang untuk membayar buruh,

service, dan material. Besarnya diperkirakan sebanding dengan 1 bulan total

manufacturing cost (Aries & Newton, 1955, p. 13).

Total Available Cash = 1

12 x TMC

= 1

12 x $ 65.770.797,383

= $ 5.480.899,782

Working Capital Investment (WCI)

Tabel D.6. Working Capital Investment

No. Working Capital Investment (WCI) US$

1 Raw Material Inventory 3.798.140,799

2 In Process Inventory 2.740.449,891

3 Product Inventory 5.480.899,782

4 Extended Credit 10.961.799,564

5 Available Cash 5.480.899,782

Total WCI (US$) 28.462.189,818

C. Plant Start Up

Besarnya 5 – 10% dari FCI

Biaya Plant Start Up = 5% x FCI

= 5% x $ 43.039.790,692

= $ 2.151.989,535

D. Interest During Construction (IDC)

Bunga bank 5% pertahun dari FCI. Proses pembelian alat hingga pendirian pabrik

diperkirakan selama 2 tahun.

IDC = 5% x FCI x 2

= 5% x $ 43.039.790,692 x 2

= $ 4.303.979,069

TOTAL CAPITAL INVESTMENT (TCI)

Tabel D.7. Total Capital Investment (TCI)

No. Capital Investment Biaya (US$)

1 Total Fixed Capital Investment (FCI) 43.039.790,692

2 Total Working Capital (WCI) 28.462.189,818

3 Plant Start Up 2.151.989,535

4 Interest During Construction 4.303.979,069

Total Capital Investment (US$) 77.957.949,114

D-12

2. Manufacturing Cost

Merupakan biaya yang dikeluarkan untuk pembuatan suatu barang produksi.

A. Direct Manufacturing Cost

Direct Manufacturing Cost merupakan biaya yang dikeluarkan khusus dalam

pembuatan suatu produk, yang terdiri dari:

1. Biaya Bahan Baku (Raw Material Cost)

Sodium Silikat

Kebutuhan Sodium Silikat dalam 1 tahun = 186.524.585,3 kg

Harga Sodium Silikat = $ 0,201/kg

Total harga Sodium Silikat dalam 1 tahun = $ 37.563.689,14

Asam Sulfat

Kebutuhan Asam Sulfat dalam 1 tahun = 28.261.015,2 kg

Harga Asam Sulfat = $ 0,149/kg

Total harga Asam Sulfat dalam 1 tahun = $ 4.215.859,66

Total Biaya Bahan Baku = $ 44.286.321,720

2. Labor Cost

Tabel D.8 Total Labor Cost

Jabatan Jumlah Gaji/Bulan (Rp) Total Gaji/Tahun (Rp)

Kepala Regu 24 20.000.000 5.760.000.000

Karyawan Proses 28 7.500.000 2.520.000.000

Karyawan Utilitas 20 7.500.000 1.800.000.000

Karyawan K3 Dan Lingkungan 12 7.500.000 1.080.000.000

Karyawan Pengendalian Proses 28 7.500.000 2.520.000.000

Karyawan Pemeliharaan 8 7.500.000 720.000.000

Karyawan Laboratorium 12 7.500.000 1.080.000.000

Total Labor (Rp) 15.480.000.000,00

Total Labor (US$) 1.154.620,721

3. Supervisory Cost

Tabel D.9 Supervisory Cost

Jabatan Jumlah Gaji/Bulan (Rp) Gaji/Tahun (Rp)

Kepala Bag Teknik 1 32.000.000 384.000.000

Kepala Bag Produksi 1 30.000.000 360.000.000

Kepala Seksi Proses 1 25.000.000 300.000.000

Kepala Sek Pengn Proses 1 25.000.000 300.000.000

Kepala Seksi Utilitas 1 20.000.000 240.000.000

Kepala Seksi Pemeliharaan 1 20.000.000 240.000.000

Kepala Seksi K3, Kepala Lab 2 20.000.000 480.000.000

Total Labor (Rp) 2.304.000.000

Total Labor (US$) $ 171,850.526

D-13

4. Annual Maintenance Cost

Maintenance cost adalah biaya yang dikeluarkan untuk pemeliharaan

peralatan proses, besarnya 8 – 10% FCI. Dalam hal ini ditetapkan 9%

FCI. (Tabel 38, Aries & Newton, 1995, p. 163).

Total Annual Maintenance Cost = 9% x FCI

= 9% x $ 43.039.790,692

= $ 3.873.581,162

5. Plant Supplies Cost

Plant supplies cost ditetapkan sebesar 15% dari Annual Maintenance

Cost per tahun, karena dianggap pabrik beroperasi pada kondisi normal

(Aries & Newton, 1955, p. 168).

Total Plant Supplies Cost = 15% x AMC

= 15% x $ 3.873.581,162

= $ 581.037,174

6. Royalties & Patent Cost

Biaya untuk royalty dan paten adalah 1 – 5% dari harga penjualan

(sales) per tahun (Aries & Newton, 1955, p. 168).

Kapasitas Produksi = 50.000 ton/tahun

Harga Produk = Rp. 24.000,00/kg = $ 1,790/kg

Penjualan Produk = $ 89.505.482,211

Total Royalties and Patent Cost = 3% x $ 89.505.482,211

= $ 2.685.164,466

7. Utility Cost

Utility Cost adalah biaya yang dibutuhkan untuk pengoperasian unit –

unit pendukung proses sehingga dihasilkan steam, air bersih, listrik, dan

bahan bakar. Biasanya besarnya biaya utilitas adalah 25 – 50% dari

harga bangunan dan contingency (Aries & Newton, 1955, p.168).

Harga Bangunan + Contingency = $ 4.736.033,415 + $ 6.621.506,260

= $ 11.357.539,676

Total Utility Cost = 30% x $ 11.357.539,676

= $ 3.407.261,903

D-14

DIRECT MANUFACTURNG COST (DMC)

Tabel D.10. Total Direct Manufacturing Cost (DMC)

No. Direct Manufacturing Cost Total (US$)

1 Bahan Baku (Raw Material Cost) 44.286.321,720

2 Tenaga Kerja (Labor Cost) 1.154.620,721

3 Supervision Cost 171.850,526

4 Annual Maintenance Cost 3.873.581,162

5 Plant Supplies Cost 581.037,174

6 Royalties & Patent Cost 2.685.164,466

7 Utility Cost 3.407.261,903

Total DMC (US$) 56.159.837,672

B. Indirect Manufacturing Cost

Indirect manufacturing cost adalah pengeluaran yang tidak berkaitan

langsung dengan proses produksi suatu barang, yang terdiri dari:

1. Payroll Overhead Cost

Payroll overhead meliputi biaya untuk membayar pensiunan, liburan

yang ditanggung pabrik, asuransi, cacat jasmani akibat kerja, dan THR,

besarnya 15 – 20% dari Labor Cost (Aries & Newton, 1955, p. 173).

Total Payroll Overhead Cost = 15% x labor cost

= 15% x $ 1.154.620,721

= $ 173.193,108

2. Plant Overhead Cost

Plant overhead cost adalah biaya yang diperlukana untuk service yang

tidak langsung berhubungan dengan unit produksi yaitu pergudangan,

biaya kesehatan, dan bonus produksi. Besarnya 50 – 100% dari labor

cost. Dalam perkiraan ini ditetapkan 50% dari labor cost. (Aries &

Newton, 1955, p. 174).

Total Plant Overhead Cost = 50% x $ 1.154.620,721

= $ 577.310,360

3. Packaging Product and Transportation Cost

Besarnya 4 – 36% harga penjualan produk. Ditetapkan besarnya 4%

dari harga penjualan (Aries & Newton, 1955, p. 174).

Total Packaging and Transportation Cost = 4% x $ 89.505.482,211

= $ 3.580.219,288

D-15

INDIRECT MANUFACTURING COST

Tabel D.11. Total Indirect Manufacturing Cost

No. Indirect Manufacturing Cost Total (US$)

1 Payroll Overhead Cost 173.193,108

2 Laboratory Cost 115.462,072

3 Plant Overhead Cost 577.310,360

4 Packaging Cost and Transportation Cost 3.580.219,288

Total Indirect Manufacturing Cost 4.446.184,829

C. Fixed Manufacturing Cost

Fixed manufacturing cost merupakan pengeluaran yang berkaitan dengan

inisial Fixed Capital Investment dan harganya tetap, tidak tergantung pada

waktu maupun tingkat produksi (jumlah produksi). Fixed Manufacturing

Cost terdiri dari:

1. Depreciation

Depreciation merupakan penurunan harga peralatan dan gedung karena

pemakaian, besarnya 8 – 10% FCI. Ditetapkan 10% FCI (Aries &

Newton, 1955, p. 180).

Total Depreciation = 10% x FCI

= 10% x $ 43.039.790,692

= $ 4.303.979,069

2. Property Taxes

Property taxes adalah pajak yang dibayar oleh perusahaan, besarnya 1

– 2% FCI. Ditetapkan 1% dari FCI (Aries & Newton, 1955, p. 181).

Total Property Taxes = 1% x FCI

= 1% x $ 43.039.790,692

= $ 430.397,907

3. Insurance Cost

Pihak perusahaan harus mengeluarkan uang untuk biaya asuransi

pabriknya, besarnya 1% dari FCI (Aries & Newton, 1955, p. 182).

Total Insurance Cost = 1% x FCI

= 1% x $ 43.039.790,692

= $ 430.397,907

D-16

FIXED MANUFACTURING COST

Tabel D.12 Total Fixed Manufacturing Cost

No. Fixed Manufacturing Cost Total (US$)

1 Depreciation 4.303.979,069

2 Property Taxes 430.397,907

3 Insurance Cost 430.397,907

Total Fixed Manufacturing Cost 5.164.774,883

TOTAL MANUFACTURING COST

Tabel D.13 Total Manufacturing Cost

No. Manufacturing Cost US$

1 Direct Manufacturing Cost 56.159.837,672

2 Indirect Manufacturing Cost 4.446.184,829

3 Fixed Manufacturing Cost 5.164.774,883

Total Manufacturing Cost (US$) 65.770.797,383

3. General Expense

General expense adalah macam – macam pengeluaran yang berkaitan dengan

fungsi – fungsi perusahaan yang tidak termasuk manufacturing cost.

General Expense terdiri dari:

A. Administrasi

Biaya administrasi mencakup pengeluaran untuk gaji karyawan selain

karyawan proses yang terdiri dari:

1. Management Salaries

Tabel D.14 Management Salaries

No. Jabatan Jumlah Gaji/Bulan

(Rp)

Total Gaji/Tahun

(Rp)

1. Direktur 1 40.000.000 480.000.000

2. Manager Produksi 1 20.000.000 240.000.000

3. Manager Keuangan & Umum 1 20.000.000 240.000.000

4. Staf Ahli 3 15.000.000 540.000.000

5. Sekertaris 2 7.000.000 168.000.000

6. Kepala Bagian 3 15.000.000 540.000.000

7. Kepala Seksi 7 15.000.000 1.260.000.000

8. Karyawan Pemasaran 10 5.000.000 600.000.000

9. Karyawan Keuangan 8 5.000.000 480.000.000

10. Karyawan Personalia 6 5.000.000 360.000.000

11. Karyawan Humas 6 5.000.000 360.000.000

12. Karyawan Tata Usaha 8 5.000.000 480.000.000

13. Paramedis 3 4.200.000 151.200.000

D-17

14. Security 6 4.000.000 288.000.000

15. Sopir 8 3.800.000 364.800.000

16. Cleaning Service 15 3.500.000 630.000.000

Total Management Salaries (Rp) 7.182.000.000

Total Management Salaries (US$) $ 535.690,311

2. Legal Fee and Auditing

Untuk Legal Fee dan auditing disediakan = US$ 150.000

3. Office Supplies

Peralatan kantor setiap tahunnya disediakan sebesar US$ 30.000

TOTAL ADMINISTRATION COST

Tabel D.15. Administration Cost

No. Administration Total (US$)

1 Management Salaries 535.690,311

2 Legal Fee and Auditing 150.000,000

3 Office Supplies 30.000,000

Total Administration Cost 715.690,311

B. Sales Expense

Besarnya sales expense bervariasi, tergantung pada tipe produk, distribusi,

market, advertisement dan lain – lain. Secra umum besarnya diperkirakan 5 –

22% harga penjualan. Dalam perancangan ditentukan 5% dari harga

penjualan (Aries & Newton, 1955, p.185)

Total Sales Expense = 5% x MC

= 5% x $ 65.770.797,383

= $ 3.288.539,869

C. Research and Development Cost

Research and development cost besarnya antara 3,5 – 8% dari Manufacturing

cost.

Total Research and Development Cost = 5% x MC

= 5% x $ 65.770.797,383

= $ 3.288.539,869

D-18

D. Finance

Finance adalah pengeluaran untuk membayar bunga pinjaman modal.

Besarnya finance cost sebesar 2 – 4% dari Total Capital Investment.

Ditetapkan 3% (Aries & Newton, 1955, p. 187).

Total Finance Cost = 3% x TCI

= 3% x $ 77.957.949,114

= $ 2.338.738,473

TOTAL GENERAL EXPENSE (GE)

Tabel D.16. Total General Expense

No. General Expense Total (US$)

1 Administrasi 715.690,311

2 Sales Expense 3.288.539,869

3 Reseach and Development Cost 3.288.539,869

4 Finance 2.338.738,473

Total General Expense 9.631.508,523

TOTAL BIAYA PRODUKSI (PRODUCTION COST)

Tabel D.17. Total Biaya Produksi (Production Cost)

No. Production Cost Total (US$)

1 Total Manufacturing Cost 65.770.797,383

2 General Expense 9.631.508,523

Total Production Cost (US$) 75.402.305,906

4. Analisa Kelayakan

Untuk mengevaluasi kelayakan berdirinya suatu pabrik ada beberapa hal yang dapat

menjadi tolak ukur, antara lain:

a. Keuntungan / Profit

b. Percent Profit On Sales (POS)

c. Return On Investment (ROI)

d. Pay Out Time (POT)

e. Break Even Point (BEP)

f. Shut Down Point (SDP)

g. Discounted Cash Flow-Rate of Return (DCF-ROR)

D-19

A. Keuntungan / Profit

Kapasitas = 50.000 ton/tahun

Harga Produk = $ 1,790/kg

Total Penjualan Produk = $ 89.505.482,211

Biaya Produksi = $ 75.402.305,906

Keuntungan = Penjualan – Biaya Produksi

= $ 89.505.482,211 - $ 75.402.305,906

Keuntungan sebelum pajak = $ 14.103.176,305

Total Pajak = $ 2.820.635,261

Keuntungan setelah pajak = $ 14.103.176,305 - $ 2.820.635,261

= $ 11.282.541,044

B. Percent Profit On Sales (POS)

POS = keuntungan

total penjualan x 100%

POS sebelum pajak = keuntungan sebelum pajak


= $ 14.103.176,30

$ 89.505.482,211 x 100%

= 15,757%

POS setelah pajak = keuntungan setelah pajak


= $ 11.282.541,044

$ 89.505.482,211 x 100%

= 12,605%

C. Return On Investment (ROI)

Return on investment adalah tingkat keuntungan yang dapat dihasilkan dari

tingkat investasi yang dikeluarkan. Batas minimum Return On Investment

yang dapat diterima untuk indestri kimia dengan tingkat resiko rendah sebesar

11% (sebelum pajak) (Tabel 54, Aries & Newton,1955, p. 193).

ROI = keuntungan

Fixed Capital Investment x 100%

ROI sebelum pajak = keuntungan sebelum pajak


= $ 14.103.176,30

$ 43.039.790,692 x 100%

= 32,768%

D-20

ROI setelah pajak = keuntungan setelah pajak


= $ 11.282.541,044

$ 43.039.790,692 x 100%

= 26,214%

D. Pay Out Time (POT)

Pay out time adalah waktu pengambilan modal yang dihasilkan berdasarkan

keuntungan yang dicapai. Perhitungan ini diperlukan untuk mengetahui

dalam berapa tahun investasi yang dikeluarkan akan kembali. Adapun untuk

mengembalikan investasi tersebut digunakan 10% dari FCI yang dialokasikan

dari dana Depresiasi. Batas maksimum Pay Out Time yang dapat diterima

untuk industri kimia dengan resiko rendah yaitu 5 tahun (sebelum pajak)

(Tabel 55, Aeries & Newton, 1955, p. 196).

POT = Fixed Capital Investment

profit + depresiasi x 100%

POT sebelum pajak = Fixed Capital Investment

profit sebelum pajak + depresiasi x 100%

= $ 43.039.790,692

$ 14.103.176,30 + $ 4.303.979,069 x 100%

= 2,3 tahun

POT setelah pajak = Fixed Capital Investment

profit setelah pajak + depresiasi x 100%

= $ 43.039.790,692

$ 11.282.541,044 + $ 4.303.979,069 x 100%

= 2,8 tahun

E. Break Even Point (BEP)

Break even point adalah titik yang menunjukkan pada tingkat berapa biaya

dan penghasilan jumlahnya sama. Dengan Break Even Point kita dapat

menentukan tingkat berapa harga jual dan jumlah unit yang dijual secara

minimum dan berapa harga serta unit penjualan yang harga dicapai agar

mendapat keuntungan. Nilai BEP yang dapat diterima yaitu dibawah 60%

(Aries & Newton, 1955, p. 206).

BEP = Fa + 0,3 Ra

Sa -Va - 0,7 Ra ×100%

D-21

Dimana:

Fa : Fixed Manufacturing Cost pertahun

Ra : Regulated Cost pertahun

Sa : Sales pertahun

Va : Variabel Cost pertahun

1. Fixed Manufacturing Cost (Fa)

Tabel D.18 Fixed Manufacturing Cost

No. Fixed Manufacturing Cost Total (US$)

1 Depreciation 4.303.979,069

2 Property Taxes 430.397,907

3 Insurance Cost 430.397,907


2. Variable Cost (Va)

Tabel D.19 Variabel Cost

No. Variabel Cost Total (US$)

1 Raw material 44.268.321,720

2 Utilitas 3.407.261,903

3 Packaging and Product Transportation 3.580.219,288

4 Royalties and Patent 2.685.164,466


3. Regulated Cost (Ra)

Tabel D.20 Regulated Cost

No. Regulated Cost Total (US$)

1 Labor 1.154.620,721

2 Payroll overhead 173.193,108

3 Supervisory 171.850,526

4 Laboratorium 115.462,072

5 General expense 9.631.508,523

6 Annual maintenance 3.873.581,162

7 Plant supplies 581,037.174

8 Plant overhead 577.310,360


4. Sales (Sa)

Penjualan produk selama satu tahun = $ 89.505.482,211

D-22

BEP = Fa + 0,3 Ra

Sa -Va - 0,7 Ra ×100%

= $ 5.164.774,883 + 0,3 x $ 53.958.967,377

$ 89.505.482,211 - $ 53.958.967,377 - 0,7 x $ 16.278.563,646 ×100%

= 41,6%

F. Shut Down Point (SDP)

Shut down point adalah suatu titik atau saat penentuan suatu aktivitas

produksi dihentikan. Penyebabnya antara lain variable cost yang terlalu tinggi

atau bisa juga karena keputusan manajemen akibat tidak ekonominya suatu

aktivitas produksi (tidak menghasilkan keuntungan). Pada buku Aries &

Newton (1955) p. 207, SDP dirumuskan sebagai berikut:

SDP = 0,3 Ra

(Sa -Va - 0,7 Ra)×100%

= 0,3 x $ 53.958.967,377

($ 89.505.482,211 - $ 53.958.967,377 - 0,7 x $ 16.278.563,646)×100%

= 20,2 %

Berdasarkan perhitungan di atas, pabrik precipitated silica mempunyai

presentase kapasitas minimal 20,2% dari kapasitas produksi 50.000

ton/tahun. Apabila pabrik tidak mampu mencapai kapasitas minimal tersebut

maka lebih baik berhenti operasi atau tutup karena lebih murah menutup

pabrik dan membayar Fixed Cost daripada harus terus berproduksi.

Gambar D.2. Grafik Analisa Kelayakan Ekonomi

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

Mil

yar

Ru

pia

h /

Tah

un

Kapasitas Produksi / Tahun (%)

Keterangan

SDP : Shut Down Point

BEP : Break Event Point

Fa : Fixed Expense

Va : Variable Expense

Ra : Regulated Expense

Sa : Sales Expense

Annual Sales line

Ra

Va

S

Fa

BEP

SDP

D-23

G. Discounted Cash Flow-Rate Of Return (DCF-ROR)

Untuk mengetahui besarnya i (Rate of Return), maka digunakan metode

Discounted Cash Flow (DCF). Discounted Cash Flow adalah salah satu cara

untuk menganalisa kelayakan ekonomi pabrik dimana Discounted Cash Flow

didefinisikan sebagai prospek pertumbuhan suatu instrument investasi dalam

beberapa waktu ke depan.

Fixed capital investment (FCI) = $ 43.039.790,692

Working capital investment (WCI) = $ 28.462.189,818

Salvage value (SV) = 10% x FCI

= $ 4.303.979,069

Depresiasi = $ 4.303.979,069

Cash flow (CF) = keuntungan sesudah pajak + depresiasi + finance

= $ 11.282.541,044 + $ 4.303.979,069 + $ 2.338.783,473

= $ 17.925.258,586

Umur pabrik = FCI – SV

Depresiasi

= $ 43.039.790,692 – $ 4.303.979,069

$ 4.303.979,069

= 9 tahun

(FCI + WCI) (1 + i)n = {((1+i)n-1 + (1 + i)n-2 + ….. + 1) CF) + (WCI + SV)}

Dengan trial diperoleh harga i (rate of return) = 25%

Harga rate of return lebih besar dari suku bunga bank yaitu 6,25%

Tabel D.21 Resume Analisa Kelayakan Ekonomi

No. Parameter Hasil Perhitugan Tolak Ukur

1 Keuntungan (Profit) setelah pajak $ 11.282.541,044 -

2 Percent Profit On Sales (POS) setelah pajak 12,605 % -

3 Return On Investment (ROI) sebelum pajak 32,768 % Min. 11%

4 Pay Out Time (POT) sebelum pajak 2,3 tahun Maks. 5 tahun

5 Break Even Point (BEP) 41,6 % < 60%

6 Shut Down Point (SDP) 20,2 % -

7 Rate Of Return (ROR) 25% >6,25%

Berdasarkan resume analisa kelayakan pada tabel di atas, dapat diketahui bahwa pabrik

precipitated silica ini layak untuk didirikan.

6 9 8 10 1 7 11 NF-01 12 - eprints.unwahas.ac.ideprints.unwahas.ac.id/1048/8/File 9_LAMPIRAN.pdf ·...

Documents

Transcript of 6 9 8 10 1 7 11 NF-01 12 - eprints.unwahas.ac.ideprints.unwahas.ac.id/1048/8/File 9_LAMPIRAN.pdf ·...