Appendix

LAMPIRAN A

NERACA MASSA

Kapasitas produksi = 720 ton/tahun

1 tahun operasi = 300 hari = 720 jam

1 hari operasi = 24 jam

Basis perhitungan = 1 jam operasi

Kapasitas produksi dalam 1 jam opersi = tahun

ton720 x

ton

kg1000x

hari

tahun

300

1 x

jam

hari

24

1

= 100 kg/jam

= 50 kmol/jam

Berat molekul hidrogen = 2,0 kg/kmol

Kemurnian hidrogen yang dihasilkan adalah 99% = 99,99 % x 100 kg/jam

= 99,99 kg/jam

Impuritis terdiri air sebesar 0,01 % = 0,01 % x 100 kg/jam = 0,01 kg/jam

Komposisi gas alam

CH4 = 94,3996%

C2H6 = 3,1%

C3H8 = 0,5 %

i-C4H10 = 0,1%

n-C4H10 = 0,1%

C5H12 = 0,2 %

H2S = 0,0004 %

CO2 = 0,5 %

N2 = 1,1 %

(Spath and Mann,2000)

Universitas Sumatera Utara

Dengan menggunakan perhitungan neraca massa alur maju.

Asumsi :Kapasitas bahan baku (F) = 218,5 kg/jam

FinCH4 = 100

3996,94 x 218,5 kg/jam = 206,2631 kg/jam

Nin CH4 = 12,8825 kmol/jam

FinC2H6 = 100

1,3 x 218,5 kg/jam = 6,7735 kg/jam

NinC2H6 = 0,2256 kmol/jam

FinC3H8 = 100

5,0 x 218,5 kg/jam = 1,0925 kg/jam


Fini-C4H10 = 100

1,0 x 218,5 kg/jam = 0,2185 kg/jam

Nini-C4H10 = 0,00376 kmol/jam

Finn-C4H10 = 100

1,0 x 218,5 kg/jam = 0,2185 kg/jam

Ninn-C4H10 = 0,00376 kmol/jam

FinC5H12 = 100

2,0 x 218,5 kg/jam = 0,437 kg/jam


FinH2S = 100

0004,0 x 218,5 kg/jam = 0,000875 kg/jam

NinH2S = 0,000025 kmol/jam

FinCO2 = 100

5,0 x 218,5 kg/jam = 1,0925 kg/jam

NinCO2 = 0,02482 kmol/jam

FinN2 = 100

1,1 x 218,5 kg/jam = 2,4035 kg/jam

NinN2 = 0,08530 kmol/jam


A.1 Desulfurisasi (R-101)

Berfungsi menghilangkan sulfur yang terdapat didalam gas alam berisi katalis

ZnO. Diharapkan sulfur yang keluar dari reactor <0,5 ppm

CH4 CH4

C2H6 3 4 C2H6

C3H8 C3H8

i-C4H10 i-C4H10

n-C4H10 n-C4H10

C5H12 C5H12

H2S H2S

CO2 CO2

N2 N2

H2O

Konversi reaksi H2S 97,5% (freepatendonline.com)

r =

xNain .

r = )1(

975,0.000025,0

= 0,0000243

H2S + ZnO ZnS + H2O

Nin (kmol/jam) 0,000025 Nin

Bereaksi (- 0,0000243 ) (- 0,0000243) 0,0000243

0,0000243

( .r) +

Nout (kmol/jam) 0,0000007 (Nin – 0,0000243) 0,0000243 0,0000243

Jadi ZnO yang di butuhkan untuk menyerap H2S:

r =

xNain .

0,0000243 = )1(

975,0.

inNa = 0,0000249 kmol

Berat Molekul ZnO = 81,38 kg/kmol

R-101


Berat ZnO yang dibutuhkan = 0,0000249 kmol x 81,38 kg/kmol = 0,0020 kg

Sulfur yang diserap oleh ZnO menjadi ZnS = 0,0000243 kmol/jam

H2O yang terbentuk (N4 H2O) = 0,0000243 kmol/jam

F4 H2O = 0,0000243 kmol/jam x 18 kg/kmol

F4 H2O = 0,000437 kg/jam

(N4 H2S) = 0,0000007 kmol/jam

F4 H2S = 0,0000007 x 34,066 kg/kmol

F4 H2S = 0,00002384 kg/jam

Tabel L.A.1 Neraca Massa desulfurisasi

Komponen

Alur Masuk Alur 3

Alur Keluar Alur 4

F (kg/jam)

F (kg/jam)

CH4 206,2631 206,2631 C2H6 6,7735 6,7735 C3H8 1,0925 1,0925 i-C4H10 0,2185 0,2185 n-C4H10 0,2185 0,2185 C5H12 0,437 0,437 H2S 0,000875 0,00002384 CO2 1,0925 1,0925 N2 2,4035 2,4035 H2O 0 0,000437 218,5 218,5

A. 2. Mixing point 1

Berfungsi untuk mengontakan gas alam dengan steam

CH4 Steam CH4

C2H6 5 C2H6

C3H8 4 6 C3H8

i-C4H10 i-C4H10

n-C4H10 n-C4H10

C5H12 C5H12

H2S H2S

CO2 CO2

N2 N2

H2O H2O

X-101


Rasio penambahan steam 3 mol H2O/mol C

Total mol C dalam umpan (NinC total) = NinCH4 + NinC2H6 + NinC3H8 + Nini-C4H10

+ Ninn-C4H10 + NinC5H12 + NinCO2

= 12,8825 kmol/jam + 0,2256 kmol/jam + 0,02481 kmol/jam + 0,00376 kmol/jam

+ 0,00376 kmol/jam + 0,00606 kmol/jam + 0,02482kmol/jam

= 13,17131 kmol/jam

Steam yang masuk ke mixing point N5 H2O = Nin C total) x 3

N5 H2O = 13,17131 kmol/jam x 3

N5 H2O = 39,51393 kmol/jam

F5 H2O = 39,51393 kmol/jam x 18 kg/kmol

F5H2O = 711,25074 kg/jam

Tabel. L.A.2 Neraca Massa Mixing point

Komponen Neraca Massa Alur 4

Neraca Massa Alur 5

Neraca Massa Alur 6

F (kg/jam)

F (kg/jam)

F (kg/jam)

CH4 206,2631 0 206,2631 C2H6 6,7735 0 6,7735 C3H8 1,0925 0 1,0925 i-C4H10 0,2185 0 0,2185 n-C4H10 0,2185 0 0,2185 C5H12 0,437 0 0,437 H2S 0,00002384 0 0,00002384 CO2 1,0925 0 1,0925 N2 2,4035 0 2,4035 H2O 0,000437 711,2507 711,2511

Total 218,5 711,2507

929,7507 929,7507


A. 3. Reformer furnace

Berfungsi sebagai tempat terjadinya proses steam reforming yaitu bereaksinya

antara steam dan gas alam.

Gas proses terdiri dari CH4, C2H6, C3H8, i-C4H10,

n- C4H10, C5H10, H2S, CO, CO2 N2, H2O

5200C, 29 bar

320C ,1 bar

Udara pembakaran

Flue gas

Gas Pembakaran terdiri dari 9000C, 1bar

PSA off gas dan gas alam

420C,1bar

Gas proses

8500C, 27,5 bar

Neraca massa yang terdapat di reformer furnace

Terdapat 6 reaksi yang terjadi didalam reformer furnace.

Asumsi: konversi reaksi CH4, C2H6, C3H8, i-C4H10, n-C4H10, C5H12 adalah 99 %

Reaksi 1

r =

xCHN .47

r = )1(

99,0.8825,12

r = 12,7536

Ni

CH4 + H2O CO + 3H2

Nin 12,8825 39,51393

Reaksi (-1).12,7536 (-1). 12,7536 12,7536 (3). 12,7536 +

Nout 0,1289 26,76033 12,7536 38,2610

R-201


N8CH4 = 0,1289 kmol/jam

F8CH4 = 0,1289 x 16,011 kg/kmol = 2,06381 kg/jam

N8 CO = 12,7536 kmol/jam

F8 CO = 12,7536 kmol/jam x 28,011 kg/kmol = 357,2411 kg/jam

N8 H2 = 38,2610 kmol/jam

F8 H2 = 38,2610 kmol/jam x 2 kg/kmol = 76,522kg/jam

Reaksi 2

r =

xHCN .627

r = )1(

99,0.2256,0

r = 0,2233

Ni

C2H6 + 2H2O 2CO + 5H2

Nin 0,2256 26,76033

Reaksi (-1).0,2233 (-2).0,2233 (2). 0,2233 (5).0,2233 +

Nout 0,0023 26,31373 0,4466 1,1167

N8 C2H6 = 0,0023 kmol/jam

F8 C2H6 = 0,0023 x 30,022 kg/kmol = 0,06905 kg/jam



N8 H2 = 1,1167 kmol/jam


Reaksi 3

r =

xHCN .837


r = )1(

99,0.02481,0

r = 0,02456

Ni

C3H8 + 3H2O 3CO + 7H2

Nin 0,02481 26,31373

Reaksi (-1).0,02456 (-3).0,02456 (3).0,02456 (7).0,02456 +

Nout 0,00025 26,24005 0,07368 0,17193

N8 C3H8 = 0,00025 kmol/jam

F8 C3H8 = 0,00025 x 44,033 kg/kmol = 0,01101 kg/jam



N8 H2 = 0,17193 kmol/jam


Reaksi 4

r =

xHCiN .1047

r = )1(

99,0.00376,0

r = 0,00372 Ni

i-C4H10 + 4H2O 4CO + 9H2

Nin 0,00376 26,24005

Reaksi (-1).0,00372 (-4).0,00372 (4).0,00372 (9).0,00372 +

Nout 0,00004 26,22517 0,01488 0,03348

N8 i-C4H10 = 0,00004 kmol/jam

F8 i-C4H10 = 0,00004 x 58,044 kg/kmol = 0,00232 kg/jam




N8 H2 = 0,03348 kmol/jam

F8 H2 = 0,03348 kmol/jam x 2 kg/kmol = 0,06696 kg/jam

Reaksi 5

r =

xHCnN .1047

r = )1(

99,0.00376,0

r = 0,00372 Ni

n-C4H10 + 4H2O 4CO + 9H2

Nin 0,0014 26,22517

Reaksi (-1).0,00133 (-4).0,00372 (4).0,00372 (9).0,00372 +

Nout 0,00004 26,21029 0,01488 0,03348

N8 n-C4H10 = 0,00004 kmol/jam

F8 n-C4H10 = 0,00004 x 58,044 kg/kmol = 0,00232 kg/jam



N8 H2 = 0,03348 kmol/jam


Reaksi 6

r =

xN .7

r =)1(

99,0.00606,0

r = 0,00599

C5H12 + 5H2O 5CO + 11H2


Nin 0,00606 26,21029

Reaksi (-1).0,00599 (-5).0,00599 (5).0,00599 (11).0,00599 +

Nout 0,00007 26,18034 0,02995 0,06589

N8 n-C4H10 = 0,00007 kmol/jam

F8 n-C4H10 = 0,00007 x 72,055 kg/kmol = 0,00504kg/jam



N8 H2 = 0,06589 kmol/jam


H2 yang dihasilkan dari reformer furnace

F8 H2 = 76,522 kg/jam +2,2334 kg/jam +0,34386 kg/jam + 0,06696 kg/jam

+0,06696 kg/jam + 0,13178 kg/jam = 79,36496 kg/jam

F8 CO = 357,2411 kg/jam + 12,5097 kg/jam + 2,0638 kg/jam + 0,4168 kg/jam

+ 0,4168 kg/jam + 0,8389 kg/jam = 373,48718 kg/jam

Tabel. LA.3 Neraca Massa reformer furnace

Komponen

Alur Masuk Alur Keluar Alur 7 Alur 8

F (kg/jam)

F (kg/jam)

CH4 206,2631 2,06381 C2H6 6,7735 0,06905 C3H8 1,0925 0,011008 i-C4H10 0,2185 0,002321 n-C4H10 0,2185 0,002321 C5H12 0,437 0,005043 H2S 0,000023 0,000023 CO2 1,0925 1,0925 N2 2,4035 2,4035 H2O 711,5211 471,24612 CO 0 373,48718 H2 0 79,36496

Total 929,7507

929,7507


A. 4. Neraca Massa di high temperature shift

CH4 CH4

C2H6 C2H6

C3H8 9 10 C3H8

i-C4H10 i-C4H10

n-C4H10 n-C4H10

C5H12 C5H12

H2S H2S

CO2 CO2

H2O H2O

CO CO

H2 H2

Koversi reaksi CO 92% (Freepatentonline.com)

r =

xCON .9

r =)1(

92,0.33358,13

r = 12,26689

CO + H2O CO2 + H2

T= 3500C

Nin 13,33358 26,18034

Reaksi (-1). 12,26689 (-1). 12,26689 12,26689 12,26689 +

Nout 1,06669 13,91345 12,26689 12,26689

H2 yang dihasilkan di high temperature shift = 12,26689 kmol/jam x 2 kg/jam

F10 H2 = 24,53378 kg/jam

CO2 yang dihasilkan di high temperature shift = 12,26689 kmol/jam

x44,011kg/kmol

F10CO2 = 539,87809 kg/jam

R-202


Tabel. LA.4 Neraca Massa high temperature shift

Komponen


F (kg/jam)

F (kg/jam)

CH4 2,06381 2,06381 C2H6 0,06905 0,06905 C3H8 0,011008 0,011008 i-C4H10 0,002321 0,002321 n-C4H10 0,002321 0,002321 C5H12 0,005043 0,005043 H2S 0,00002384 0,00002384 CO2 1,0925 540,97059 N2 2,4035 2,4035 H2O 471,24612 250,4421 CO 373,48718 29,8849 H2 79,36496 103,89874 Total 929,7507 929,7507

A. 5. Neraca Massa di low temperature shift

CH4 CH4

C2H6 C2H6

C3H8 11 12 C3H8

i-C4H10 i-C4H10

n-C4H10 n-C4H10

C5H12 C5H12

H2S H2S

CO2 CO2

N2 N2

H2O H2O

CO CO

H2 H2

Koversi reaksi CO 92% (freepatentonline.com)

r =

xCON .7

r =)1(

92,0.06669,1

R-203


r = 0,98135

CO + H2O CO2 + H2

Nin 1,06669 13,91345

Reaksi (-1).0,98135 (-1). 0,98135 0,98135 0,98135 +

Nout 0,08534 12,9321 0,98135 0,98135

H2 yang dihasilkan di low temperature shift = 0,98135 kmol/jam x 2 kg/jam

F12 H2 = 1,9627 kg/jam

CO2 yang dihasilkan di high temperature shift = 0,98135 kmol/jam x 44,011

kg/kmol

F12CO2 = 43,19019 kg/jam

Tabel. LA.5 Neraca Massa di low temperature shift

Komponen


F (kg/jam)

F (kg/jam)

CH4 2,06381 2,06381 C2H6 0,06905 0,06905 C3H8 0,011008 0,011008 i-C4H10 0,002321 0,002321 n-C4H10 0,002321 0,002321 C5H12 0,005043 0,005043 H2S 0,00002384 0,00002384 CO2 540,97059 584,16078 N2 2,4035 2,4035 H2O 250,4421 232,7778 CO 29,8849 2,39045 H2 103,89874 105,86144 Total 929,7507 929,7507

A.6. Neraca Massa di knok out drum (KOD-301)

Berfungsi memisahkan antara gas dan air


CH4 H2S CH4 C2H6 CO2 C2H6 C3H8 N2 C3H8 i- C4H10 H2O

i-C4H10 15 n- C4H10 CO n-C4H10 C5H12 H2 C5H12 H2S 13 CO2 N2 H2O 14 CH4 H2S CO C2H6 CO2 H2 C3H8 N2 i- C4H10 H2O

n- C4H10 CO

C5H12 H2

Neraca massa dapat dihitung dengan menggunakan keseimbangan uap cair (vapor

liquid equilibrium, VLE). Algoritma perhitunganya sebagai berikut :

1. Menghitung tekanan uap masing – masing pada kondisi masuk knok out

drum (D-301).

Ln Pv = A - CKT

B

)(( (Reaklaitis, 1983)

Dimana:

Pv = Tekanan uap , Kpa

A, B, C = Konstanta Antoine untuk masing-masing komponen

T = Temperatur absolute, K

2. Trial fraksi uap aliran keluar knok out drum (KOD-302) sampai komposisi

uapnya 1.

c

i

F

Vki

ziki

1 )1(1 = 1 i = 1,2,3 …..C (Per 13-12, perry,s CEH)

Dimana :

Ki = konstanta keseimbangan uap cair komponen i

Zi = Fraksi mol komponen i

V/F = Fraksi uap aliran keluar

3. Menghitung mol uap dan liquid aliran keluar knok out drum (KOD-301)

KOD-301


Tabel. LA.6 Persamaan antoin untuk komponen tekanan uap murni pada T =

430C (316,15 K)

Komponen Kmol Zi A B C Pv

CH4 0,12889 0,001622521 13,584 968,13 -3,72 35891,739

C2H6 0,002299 0,000028940 13,8797 1582,18 -13,7622 5725,0009

C3H8 0,000249 0,0000031345 13,7097 1872,82 -25,1011 1453,31073

i-C4H10 0,0000399 0,0000005022 13,9836 2292,44 -27,8623 419,8712

n-C4H10 0,0000399 0,00000050227 13,8137 2150,23 -27,6228 583,4777

C5H12 0,0000699 0,00000087993 13,9778 2554,6 -36,2529 129,1068

H2S 0,0000004990,000000006281 14,5513 1964,37 -15,2417 3070,6974

CO2 13,27306 0,167086851 15,3768 1956,25 -2,1117 9446,503

N2 0,08530 0,001073792 13,4477 658,22 -2,854 84859,311

H2O 12,9321 0,162794703 16,5362 3985,44 -38,9974 8,774

CO 0,08534 0,001074296 13,6722 769,93 1,6369 1350101,051

H2 52,9307 0,66631387 12,7844 232,32 8,08 174299,43

Total 79,4380882

1,00


Dengan Trial and error didapat V/F = 0,9999

Temperatur 430C (316, 15 K) dan tekananya 24,4 bar (2440 kpa)

Tabel. LA.7 Komponen fraksi uap aliran keluar pada T = 1660C (439,15 K)

dan tekananya 24,4 bar (2440 kpa)

Komponen Kmol Zi Ki =(Pv/Pt) yi xi

CH4 0,12889 0,001622521 14,70973 0,001928854 0,000131128C2H6 0,002299 0,000028940 2,346312 3,20771E-05 1,36713E-05C3H8 0,000249 0,0000031345 0,595619 2,80949E-06 4,71692E-06

i-C4H10 0,0000399 0,0000005022 0,172078 2,76E-07 1,60392E-06n-C4H10 0,0000399 0,0000005022 0,23913 3,25693E-07 1,36199E-06C5H12 0,0000699 0,0000008799 0,052913 2,17267E-07 4,10614E-06H2S 0,0000004 0,0000000062 1,258483 5,21799E-09 4,14626E-09CO2 13,27306 0,167086851 3,871518 0,191259412 0,049401664N2 0,08530 0,001073792 34,77841 0,00128675 3,69985E-05H2O 12,9321 0,162794703 0,003596 0,003376301 0,938930307CO 0,08534 0,001074296 553,3201 0,001294476 2,33947E-06H2 52,9307 0,66631387 71,43419 0,800872061 0,011211327

Total 79,438088

1,00 1,000053564 1,00000000

Komponen Top (kmol/jam)

Top (kg/jam)

Bottom (kmol/jam)

Bottom (kg/jam)

CH4 0,127115 2,035239 0,001775 0,028419 C2H6 0,002114 0,063465 0,000185 0,005556 C3H8 0,000185 0,008153 6,38E-05 0,002811

i-C4H10 1,82E-05 0,001056 2,17E-05 0,00126 n-C4H10 2,15E-05 0,001246 1,84E-05 0,00107 C5H12 1,43E-05 0,001032 5,56E-05 0,004005 H2S 3,44E-07 1,17E-05 5,61E-08 1,91E-06 CO2 12,60435 554,7299 0,668713 29,43074 N2 0,084799 2,375734 0,000501 0,014031 H2O 0,222504 4,00508 12,7096 228,7727 CO 0,085308 2,389572 3,17E-05 0,000887 H2 52,77894 105,5579 0,151759 0,303519 Total 65,90537 671,1684 13,53272 258,565 929,7334


Tabel. LA.8 Neraca Massa di knok out drum (KOD-301)

Komponen Alur masuk Alur keluar

Alur 13 Alur 14 Alur 15

Kg/jam Kg/jam Kg/jam

CH4 2,06381 0,028419 2,035239

C2H6 0,06905 0,005556 0,063465

C3H8 0,011008 0,002811 0,008153

i-C4H10 0,002321 0,00126 0,001056

n-C4H10 0,002321 0,00107 0,001246

C5H12 0,005043 0,004005 0,001032

H2S 0,00002384 1,91E-06 1,17E-05

CO2 584,16078 29,43074 554,7299

N2 2,4035 0,014031 2,375734

H2O 232,7778 228,7727 4,00508

CO 2,39045 0,000887 2,389572

H2 105,86144 0,303519 105,5579

Subtotal 258,565 671,1684

Total 929,7507 929,7507


A. PSA (Pressure Swing Adsorpsi)

Berfungsi untuk memisahkan H2 dari impuritisnya

Asumsi:

H2 mengandung impurities berupa air sebanyak 0,1 %

Hidrogen (H2) yang masuk ke PSA 80 % mol maka diharapkan terkonversi

sebanyak 94,7 % H2 dengan kemurnian 99,9 % dan sedikit impuritis terikut

bersama-sama dengan hidrogen dan tidak dapat dihindarkan sebagian kecil

dari hidrogen ikut terserap oleh adsorben. Air yang masuk ke PSA (pressure

swing adsorpsi) harus < 0,5 %mol (freepatent, 2003) maka diharapkan air

akan diserap adsorben sebanyak 99,75%.

100 % CO2, CH4, CO2,CO, CH4, C2H6, C3H8, i-C4H10, n-C4H10, C5H12, H2S,

N2 di serap adsoben

F20 H2

H2O

CH4, C2H6, C3H8, i-C4H10, n-C4H10, CO2, CO, CH4, C2H6, C3H8, i-C4H10,

, C5H12, H2S, N2 F18 F19 n-C4H10, C5H12 , H2S, N2, H2O, H2

Konversi H2 = 94,7%

H2 yang dihasilkan 94,7 % (N20 H2) = 0,947 x 52,77893 kmol/jam

F20 H2 = 99,9 kg/jam

N20 H2O = 100

25,0 x 0,222496 kmol/jam = 0,000556 kmol/jam

F20 H2O = 0,01 kg/jam

Tabel L.A.12 Neraca Massa di PSA


Komponen Alur masuk Alur keluar Alur 15 Alur 16 Alur 17 Kg/jam Kg/jam Kg/jam

CH4 2,035238 2,035238 C2H6 0,063465 0,063465 C3H8 0,008153 0,008153 i-C4H10 0,001056 0,001056 n-C4H10 0,001246 0,001246 C5H12 0,001032 0,001032 H2S 0,00002384 0,00002384 CO2 554,7296 554,7296 N2 2,375733 2,375733 H2O 4,004934 3,9949 0,01 CO 2,389572 2,389572 H2 105,5579 5,59456 99,99 Subtotal 571,1679 100 Total 671,1679 671,1679

A. 9. Neraca Massa mixing point 2

Menghitung HHV ( heating value) PSA off gas yang diperoleh dari PSA

( pressure swing adsorpsi)

a. Komponen Carbon (C) PSA off gas

Komponen

mi Kg

Bmi Kg/kmol

BCi Kg/kmol

BCi/ Bmi

mi x BCi/ Bmi

CH4 2,035238 16,011 12,011 0,75017 1,52677 C2H6 0,063465 30,022 24,022 0,80014 0,05078 C3H8 0,008153 44,033 36,033 0,81831 0,006671i-C4H10 0,001056 58,044 48,044 0,82771 0,000874n-C4H10 0,001246 58,044 48,044 0,82771 0,00103 C5H12 0,001032 72,055 60,055 0,83346 0,000860H2S 1,46E-05 34,066 0 0 0 CO2 554,7296 44,011 12,011 0,2729 151,3857N2 2,375733 28,176 0 0 0 H2O 3,9949 18 0 0 0 CO 2,389572 28,011 12,011 0,42879 1,02468 H2 5,59456 2 0 0 0 Subtotal 571,1223 153,9973


b. Komponen Hidrogen (H) PSA off gas

Komponen mi Kg

Bmi Kg/kmol

BHi Kg/kmol

BHi/ Bmi

mi x BHi/ Bm

CH4 2,035238 16,011 4 0,2498 0,50840 C2H6 0,063465 30,022 6 0,1998 0,01268 C3H8 0,008153 44,033 8 0,18168 0,00148 i-C4H10 0,001056 58,044 10 0,17228 0,000181 n-C4H10 0,001246 58,044 10 0,17228 0,000214 C5H12 0,001032 72,055 12 0,1665 0,000171 H2S 1,46E-05 34,066 2 0,05870 0,000000857CO2 554,7296 44,011 0 0 0 N2 2,375733 28,176 0 0 0 H2O 3,9949 18 2 0,1111 0,4438 CO 2,389572 28,011 0 0 0 H2 5,59456 2 1 0,5 2,7972 Subtotal 571,1233 3,7641

c. Komponen Oksigen (O) off gas

Komponen mi Kg

Bmi Kg/kmol

BHi Kg/kmol

BHi/ Bmi

mi x BHi/ Bm

CH4 2,035238 16,011 0 0 0 C2H6 0,063465 30,022 0 0 0 C3H8 0,008153 44,033 0 0 0 i-C4H10 0,001056 58,044 0 0 0 n-C4H10 0,001246 58,044 0 0 0 C5H12 0,001032 72,055 0 0 0 H2S 1,46E-05 34,066 0 0 0 CO2 554,7296 44,011 32 0,72709 403,3383N2 2,375733 28,176 0 0 0 H2O 3,9949 18 16 0,88888 3,55066 CO 2,389572 28,011 16 0,57120 1,36492 H2 5,59456 2 0 0 0 Subtotal 571,1233 408,2538


d. Komponen Nitrogen (N) PSA off gas

Komponen mi Kg

Bmi Kg/kmol

BNi Kg/kmol

BHi/ Bmi

mi x BHi/ Bm

CH4 2,035238 16,011 0 0 0 C2H6 0,063465 30,022 0 0 0 C3H8 0,008153 44,033 0 0 0 i-C4H10 0,001056 58,044 0 0 0 n-C4H10 0,001246 58,044 0 0 0 C5H12 0,001032 72,055 0 0 0 H2S 1,46E-05 34,066 0 0 0 CO2 554,7296 44,011 0 0 0 N2 2,375733 28,176 14,008 0,5 1,1878 H2O 3,9949 18 0 0 0 CO 2,389572 28,011 0 0 0 H2 5,59456 2 0 0 0 Subtotal 571,1233 1,1878


e. Komponen Sulfur (S) PSA off gas

Komponen mi Kg

Bmi Kg/kmol

BHi Kg/kmol

BHi/ Bmi

mi x BHi/ Bm

CH4 2,035238 16,011 0 0 0 C2H6 0,063465 30,022 0 0 0 C3H8 0,008153 44,033 0 0 0 i-C4H10 0,001056 58,044 0 0 0 n-C4H10 0,001246 58,044 0 0 0 C5H12 0,001032 72,055 0 0 0 H2S 1,46E-05 34,066 32,066 0,94129 0,0000137CO2 554,7296 44,011 0 0 0 N2 2,375733 28,176 0 1 0 H2O 3,9949 18 0 0 0 CO 2,389572 28,011 0 0 0 H2 5,59456 2 0 0 0 Total 571,1233 0,0000137

HHV = 0,3491 Zc + 1,1783 ZH – 0,1034 ZO – 0,0151 ZN + 0,1005 ZS

HHV = 0,3491 x 153,9973 kg + 1,1783 x 3,7641 kg – 0,1034 x 408,2538 kg

– 0,0151 x 1,1878 kg + 0,1005 x 0,0000137 kg

= 53,7604 kg + 4,4352 kg – 42,2134kg – 0,01793 kg

+ 0,00000137 kg

= 15,9642 Mj/kg (Prins, M; 2005)

Jumlah gas alam yang ditambahkan 10 % dari HHV PSA off gas

= 10% x 15,9642 Mj/kg

= 0,1 x 15,9642 Mj/kg

= 1,59642 Mj/kg

=1,59642/15,9642

= 0,1 x dari HHV gas alam untuk basis 1 mol

Komposisi gas alam yang ditambahkan

CH4 : 94,3996 % = 0,943996 x 0,1 = 0,943996 kmol

C2H6 : 3,1% = 0,31 x 0,1 = 0,031 kmol

C3H8 : 0,5 % = 0,005 x 0,1 = 0,0005 kmol

i-C4H10 : 0,1 % = 0,001 x 0,1 = 0,0001kmol n-C4H10 : 0,1 % = 0,001 x 0,1 = 0,0001 kmol

C5H12 : 0,2 % = 0,002 x 0, 1 = 0,0002 kmol


H2S : 0,0004 % = 0,00004 x 0,1 = 0,000004 kmol

CO2 : 0,5 % = 0,005 x 0,1 = 0,0005 kmol

N2 : 1,1 % = 0,011 x 0,1 = 0,0011 kmol

Tabel L.A.13 Neraca Massa di mixing point 2

Komponen Neraca Massa

Alur 22

Neraca Massa

Alur 23

Neraca Massa

Alur 24 F

(kg/jam) F

(kg/jam) F

(kg/jam) CH4 2,035238 15,1143 17,1495 C2H6 0,063465 0,9306 0,9940 C3H8 0,008153 0,02201 0,03016 i-C4H10 0,001056 0,0058 0,0068 n-C4H10 0,001246 0,0058 0,0070 C5H12 0,001032 0,0144 0,01543 H2S 0,00002384 0,00013 0,000153 CO2 554,7296 0,0220 554,7516 N2 2,375733 0,03099 2,4067 H2O 3,9949 - 3,9949 CO 2,389572 - 2,389572 H2 5,59456 - 5,59456

Total 571,1679 16,1460 -

587,3139 587,3139


A. 10 Neraca Massa Pembakaran pada R-201

Dalam reaksi pembakaran terjadi reaksi antara hidrokarbon dan oksigen., ada 6

reaksi yang terjadi.

Asumsi : semua hidrokarbon yang digunakan dalam pembakaran direformer furnace

dapat rubah menjadi CO2 dan H2O.

O2 teoritis = 2r CH4 + 7/2 rC2H6 + 5r C3H8 + 6r i-C4H10 + 6r n-C4H10 + 8r C5H12

O2 teoritis = 2 x 1,0711 +7/2 x 0, 0331+ 5 x 0,0006 + 6 x 0,00011 + 6 x 0,00012

+ 8 x 0,0002

= 2,1422 kmol/jam + 0,11585 kmol/jam + 0,003 kmol/jam

+ 0,00066 kmol/jam + 0,00072 kmol/jam + 0,0048 kmol/jam

= 2,26723 kmol/jam

O2 teoritis dibuat berlebih 12% berlebih = 0,12 x 2,26723 = 0,27206 kmol/jam

Jadi O2 teoritis = 2,26723 kmol/jam + 0,27206 kmol /jam = 2,53929 kmol/jam

N30 O2 = 2,53929 kmol/jam

F30 O2 = 2,53929 x 32 = 81,2572 kg/jam

Udara terdiri dari 21% O2 dan 79% N2

N30 N2 = 2,53929 21,0

79,0 = 9,5525 kmol/jam

F30 N2 = 9,5525 x 28,176 = 269,1512 kg/jam

Reaksi 1

r =

xNain .

r = )1(

1.0711,1

r = 1,0711

CH4 + 2O2 CO2 + 2H2O

Nin 1,0711 2,53929

Reaksi (-1).1,0711 (-2). 1,0711 1,0711 (2). 1,0711 +


Nout 0 0,39709 1,0711 2,1422

Reaksi 2

r =

xNain .

r = )1(

1.033,0

r = 0, 0331

C2H6 + 2

7O2 2CO2 + 3H2O

Nin 0,0331 0,39709

Reaksi (-1).0,0331 (2

7). 0,0331 (2). 0,0331 (5).0,0331 +

Nout 0 0,28129 0,0662 0,1655

Reaksi 3

r =

xNain .

r = )1(

1.0006,0

r = 0,0006

C3H8 + 5O2 3CO2 + 4H2O

Nin 0,0006 0,28129

Reaksi (-1).0,0006 (-5).0,0006 (3).0,0006 (7).0,0006 +

Nout 0 0,27829 0,0018 0,0042

Reaksi 4

r =

xNain .

r = )1(

1.00011,0

r = 0,00011


i-C4H10 + 2

13O2 4CO2 + 5H2O

Nin 0,0001 0,27829

Reaksi (-1).0,0001 (-2

13).0,00011 (4).0,00011 (5).0,00011 +

Nout 0 0,277575 0,00044 0,00055

Reaksi 5

r =

xNain .

r = )1(

1.00012,0

r = 0,00012

n-C4H10 + 2

13O2 4CO2 + 5H2O

Nin 0,0001 0,277575

Reaksi (-1).0,00012 (-2

13).0,00012 (4).0,00012 (5).0,00012 +

Nout 0 0,27679 0,00048 0,0006

Reaksi 6

r =

xNain .

r =)1(

1.0002,0

r = 0,0002

C5H12 + 8O2 5CO2 + 6H2O

Nin 0,0002 0,27679

Reaksi (-1).0,0002 (-8).0,0002 (5).0,0002 (6).0,0002 +

Nout 0 0,27519 0,001 0,0012

Dalam pembakaran hidrokarbon dengan O2 dihasilkan karbon dioksida dan air

CO2 yang dihasilkan = 1,0711 kmo/jam + 0,0662 kmol/jam +0,0018 kmol/jam

+ 0,00044 kmol/jam + 0,00048 kmol/jam + 0,001 kmol/jam


= 1,14102 kmol/jam x 44,011 kg/kmol

F31CO2 = 50,2174 kg/jam

H2O yang dihasilkan = 2,1422 kmol/jam + 0,1655 kmol/jam + 0,0042 kmol/jam

+ 0,00055 kmol/jam + 0,0006 kmol/jam +

0,0012kmol/jam

F31H2O = 2,31425 kmol/jam x 18 kg/kmol = 41,6565 kg/jam

O2 yang bersisa = 0,27519 kmol/jam

F31O2 = 0,27519 kmol/jam x 32 kg/kmol = 8,75488 kg/jam

Tabel L.A.17 Neraca Massa di pembakaran di R-201

Komponen Neraca Massa

Alur 23

Neraca Massa

Alur 25

Neraca Massa

Alur 26 F

(kg/jam) F

(kg/jam) F

(kg/jam) CH4 17,1495 0 C2H6 0,9940 0 C3H8 0,03015 0 i-C4H10 0,006856 0 n-C4H10 0,00704 0 C5H12 0,01543 0 H2S 0,0001506 0,0001506 CO2 554,7516 604,969 N2 2,40672 269,1512 271,5579 H2O 3,96487 45,62137 O2 - 81,25728 8,75488 CO 2,389572 2,389572 H2 5,36233 5,36233

Total 939,1613 939,1613


LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan : 1 jam

Satuan operasi : kiloJoule/jam (kJ/jam)

Temperatur Basis : 25oC (298,15 K)

Kapasitas produksi : 720 ton / tahun

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas

Komponen a b c d e

CH4 18,3670 -7,36639E-02 2,90981E-04 -2,63849E-07 8,00679E-11

C2H6 33,6339 -1,55175E-02 3,76892E-04 -4,11770E-07 1,38890E-10

C3H8 47,2659 -1,31469E-01 1,17000E-03 -1,69695E-06 8,18910E-10

i-C4H10 52,9035 -1,07178E-01 1,38044E-03 -2, 06667E-06 1,00888E-09

n-C4H10 66,7088 -1,85523E-01 1,52844E-03 -2,18792E-06 1,04577E-09

C5H12 83,1454 -2,41925E-01 1,94653E-03 -2,80749E-05 1,35276E-09

H2S 14,5234 -1,76481E-02 6,76664E-05 -5,32454E-08 1,40695E-11

CO2 19,0223 7,96291E-02 -7,37067E-05 3,74572E-08 - 8,13304E-10

N2 29,4119 -3,00681E-03 5,45064E-06 5,13186E-09 -4,25308E-12

H2O 34,0471 -9,65064E-03 3,29983E-05 -2,04467E-08 4,30228E-12

CO 29,0063 2,492350E-03 - 1,86440E-05 4,79892E-08 - 2,87266E-10

H2 17,6386 6,70055E-02 -1,31485E-05 1,05883E-07 -2,91803E-11

(Reklaitis, 1983)

Cpg = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [J/mol K]

2

1

T

T

Cpg dT = [a(T2–T1) + b/2(T22–T1

2) + c/3(T23–T1

3) + d/4(T24–T1

4) + e/5(T25–T1

5)]


Tabel LB.2 Data Panas Reaksi Pembentukan (Kcal/mol)

Komponen Hf

CH4 -17,89

C2H6 -20,24

C3H8 -24,82

i-C4H10 -30,15

n-C4H10 -32,15

C5H12 -35,00

H2S -4,82

CO2 -94,05

N2 0,0

H2O -57,80

CO -26,42

H2 0,0

Sumber : : Reklaitis, 1983

Tabel LB.3 Data Air Pemanas dan Air Pendingin yang Digunakan

T

(oC) H (kJ/kg) λ (kJ/kg)

air

superheated

steam

25

90

388

600

104,8

377

-

-

-

3202,913

3681

(Reklaitis,1983)


LB. 1 . Kompresor 1(G-101)

Berfungsi untuk menaikan tekanan sebelum di umpankan ke desulfurisasi.

250C, 10 bar 550C, 30,2 bar Panas masuk pada 25 0C alur 1

Contoh perhitungan kapasitas panas

4CHCp = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [ J/mol°K ]

2

1

T

T4CHCp dT = [a(T2–T1) + b/2(T2

2–T12) + c/3(T2

3–T13) + d/4(T2

4–T14) + e/5(T2

5–

T15)]

4CHCp dT = 18,3670 (298,15-298,15) + )15,29815,298(2

0736639,0 22

+ 33 15,29815,298(3

0002909,0 ) +

)15,29815,298(4

000000263,0 44

+ )15,29815,298(5

80060000000000,0 55

= 0 kj/ kmol. K Dengan cara yang sama diperoleh kapasitas panas untuk komponen lainnya

Panas masuk Qin = N 15,288

15,298

Cp . dT

CH4(g) = (12,8825 kmol/jam ).( 0 kj/kmol .K ).( 298,15 – 298,15 K)

= 0 Kj/jam

Jumlah panas masuk ke kompresor = 0 kj/kmol

Panas keluar pada 55 0C alur 2

Panas keluar Qout = N 15,328

15,298

Cp . dT

G-101


CH4(g) = (12,8825 kmol/jam ).( 8743,0025 kj/kmol .K ).(328,15K – 298,15

K)

= 39421105,47 kj/jam

Tabel LB.4 Panas keluar Kompresor I

Komponen

Nout

dTC p

15,328

15,298

N dTC p15,328

15,298

CH4 12,8825 495,238269 191397,21C2H6 0,2256 1632,897713 11051,45172C3H8 0,2256 4,12E+02 3,07E+02i-C4H10 0,00376 3028,521918 341,6172724n-C4H10 0,00376 3041,134326 343,0399519C5H12 0,00606 -19578,90594 -3559,445099H2S 0,000025 424,0386778 0,318029008CO2 0,02482 900,6215144 670,6027796N2 0,0853 873,6629393 2235,703462

Total 202787,1863

dQ / dt = dQ / dt (2) – dQ / dt (1)

= 202787,1863 – 0 kj/jam

= 202787,1863 kj/jam

Tabel . LB. 5 Neraca panas Kompresor I

Alur masuk

(kJ/jam)

Alur keluar

(kJ/jam)

Umpan 0

Produk 202787,1863

dq/dt 202787,1863

Total 202787,1863 202787,1863


LB. 2. Heater 1 (E-101)

Fungsi : memanaskan suhu gas alam dari suhu 550C menjadi 3750C

Gas telah dimaanfaatkan

2000C

550C 3750C

CH4 CH4

C2H6 F2 F3 C2H6

C3H8 C3H8

i-C4H10 i- C4H12

n-C4H10 n- C4H12

C5H12 Gas proses yang berasal dari High temperature shift C5H12

H2S 4300C H2S

N2 N2

CO2 CO2

Panas masuk pada 55 0C alur 2

Contoh perhitungan kapasitas panas

4CHCp = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [ J/mol°K ]

2

1

T

T4CHCp dT = [a(T2–T1) + b/2(T2

2–T12) + c/3(T2

3–T13) + d/4(T2

4–T14) + e/5(T2

5–

T15)]

4CHCp dT = 18,3670 (328,15-298,15) + )15,29815,328(2

0736639,0 22

+ 33 15,29815,328(3

0002909,0 ) +

)15,29815,328(4

000000263,0 44

+ )15,29815,328(5

80060000000000,0 55

= 495,238269 kj/ kmol. K Dengan cara yang sama diperoleh kapasitas panas untuk komponen lainnya

E-101



15,298

Cp . dT

CH4(g) = (12,8825 kmol/jam ).( 495,238269 kj/kmol .K ).( 328,15 – 298,15

K)

= 191397,21Kj/jam

Tabel LB.6 Panas masuk Heater I

Komponen

Nout

dTC p

15,328

15,298

N dTC p15,328

15,298

CH4 12,8825 495,238269 191397,21C2H6 0,2256 1632,897713 11051,45172C3H8 0,2256 4,12E+02 3,07E+02i-C4H10 0,00376 3028,521918 341,6172724n-C4H10 0,00376 3041,134326 343,0399519C5H12 0,00606 -19578,90594 -3559,445099H2S 0,000025 424,0386778 0,318029008CO2 0,02482 900,6215144 670,6027796N2 0,0853 873,6629393 2235,703462

Total 202787,1863



15,298

Cp . dT

CH4(g) = (12,8825 kmol/jam ).( 8743,00252 kj/kmol .K ).(648,15K – 298,15

K)

= 39421105,47 kj/jam

Tabel LB.7 Panas keluar Heater I

Komponen

N3out

dTC p

15,648

15,298

N dTC p15,648

15,298

CH4 12,8825 8743,00252 39421105,47C2H6 0,2256 25837,9292 2040162,887C3H8 0,2256 37000 322000i-C4H10 0,00376 49368,6884 64969,1939n-C4H10 0,00376 49068,1868 64573,73385


C5H12 0,00606 -1004398,6 -2130329,413 H2S 0,000025 5775,58452 50,53636453CO2 0,02482 -2838,4947 -24658,00359 N2 0,0853 10363,7758 - 309410,5279

Total 40066868,22

dQ / dt = dQ / dt (2) – dQ / dt (1)

= 40066868,22 – 202787,1863

= 39842600,41 kj/jam Untuk memanaskan gas alam digunakan gas proses yang berasal dari high

temperatur shift pada 4300C, dari neraca massa diperoleh jumlah gas proses yang

keluar dari high temperatur shift (R-202) adalah 929,7507 kg/jam.

Tabel .LB 8 Neraca panas Heater 1 (E-101)

Alur masuk

(kJ/jam)

Alur keluar

(kJ/jam)

Umpan 202787,1863 -

Produk - 40066868,22

Gas yang berasal dari HTS 39842600,41

Total 40066868,22 40066868,22

LB.3 Desulfurisasi (R-101)

Berfungsi menghilangkan sulfur yang terdapat didalam gas alam

F3 F4

3750C, 30,2 bar 3610C, 30 bar

CH4 CH4

C2H6 C2H6

C3H8 C3H8

C4H10 C4H10

C4H10 C4H10

C5H12 C5H12

H2S H2S

CO2 CO2

R-101


N2 N2

Panas masuk desulfurisasi = panas keluar dari heater I = 40066868,22 Kj/jam



15,298

Cp . dT

CH4(g) = (12,8825 kmol/jam).( 8256,6197 kj/kmol .K ).(634,15 K – 298,15

K)

= 35738943,54 Kj/jam

Tabel LB.9 Panas keluar Desulfurisasi (R-101)

Komponen

N3out

dTC p

15,634

15,298

N dTC p15,634

15,298

CH4 12,8825 8256,619709 35738943,54C2H6 0,2256 24528,12047 - 1859270,777C3H8 0,2256 35600 296000i-C4H10 0,00376 59080,09271 74639,42593n-C4H10 0,00376 46602,39353 58875,59989C5H12 0,00606 -914190,7958 -1861438,731H2S 0,0000007 5504,428117 1,294641493 CO2 0,02482 -1609,069408 -13418,86651N2 0,0853 9938,754945 - 284852,6677 H2O 0,0000243 11741,78505 95,86932657

Total 36438309,86Panas reaksi

H2S + ZnO ZnS + H2O(g)

H2S yang bereaksi = 0,0000243 kmol/jam

ZnO yang bereaksi = 0,0000243 kmol/jam

ZnS yang terbentuk = 0,0000243 kmol/jam

H2O yang terbentuk = 0,0000243 kmol/jam

Hr(250C) = [0,0000243 x (-189535,2 kj/kmol) + (0,0000243 x (-241835,2 )]

– [ 0,0000243 x (-20157,24) + (0,0000243 x (348611,52 )]

= (-4,6057) + (-5,8765) - (-0,4898 + (-8,4712)


= - 18,4636 kj/jam

dq/ dt = Qout – Qin + Hr

= 36438309,86 - 40066868,22 + (-18,4636)

= -3628576,824 kj/jam

Tabel . LB. 10 Neraca panas Desulfurisasi (R-101)

Alur masuk

(kJ/jam)

Alur keluar

(kJ/jam)

Umpan 40066868,22

Produk 36438309,86

Hr -18,4636

dQ/dt -3628576,824

Total 36438291,4 36438291,4

LB. 4. Mixing point

Berfungsi untuk memcampur gas alam dengan steam

Superheated steam

3880C, 30 bar

F5

3610C, 30 bar 3710C, 30 bar

F4 F6

CH4 CH4 C2H6 C2H6 C3H8 C3H8 n-C4H10 n-C4H10

i-C4H10 i-C4H10

C5H12 C5H12 H2S H2S N2 N2 CO2 CO2 H2O H2O Panas masuk mixing point = panas keluar dari (R-101) + Panas masuk alur 5

Panas keluar dari desulfurisasi (R-101) = 36438309,86 kj/jam

X-101




15,`298

Cp . dT

H2O(g) = (39,51393 kmol/jam).(12736,4842 Kj/kmol.K).(661,15 K- 298,15

K)

= 182686483 Kj/jam



298

Cp . dT

CH4(g) = (12,8825 kmol/jam).( 8602,86703 kj/kmol .K ).(644,15 K-298,15

K)

= 38345946,38 Kj/jam

Tabel LB.11 Panas keluar Mixing point (X-101)

Komponen

Nout

dTC p

15,634

15,298

N dTC p15,634

15,298

CH4 12,8825 8602,867038 38345946,38C2H6 0,2256 25461,57322 1987469,298C3H8 0,2256 36914,36377 316882,4963 i-C4H10 0,00376 48655,38376 63298,70805n-C4H10 0,00376 48360,10418 62914,56114C5H12 0,00606 -978004,127 -2050639,933H2S 0,0000007 5697,745475 -21217,05012 CO2 0,02482 -2470,626676 -21217,05012 N2 0,0853 10242,22456 302286,9673 H2O 39,5139 12109,16984 165554471,5

Total 204561414,3

dQ / dt = Qout (6) – Qin (4) + Qin (5)

= 204561414,3 - (36438309,86 + 182686483)


= 204561414,3 - 219124792,9

= -14563378,6 kj/jam

Tabel .LB 12 Neraca panas Mixing point (X-101)

Alur masuk

(kJ/jam)

Alur keluar

(kJ/jam)

Umpan 219124792,9

Produk 204561414,3

dq/dt -14563378,6

Total 204561414,3 204561414,3

LB. 5.Heater 2 (E-102)

Berfungsi untuk memanaskan gas alam sebelum masuk ke reformer furnace

Super heated steam

600 0C, 30 bar

T = 3710C F6 F7 T = 5200C

P = 30 bar P = 29 bar

CH4 CH4 C2H6 C2H6 C3H8 C3H8 i-C4H10 kondensat i-C4H10

n-C4H10 124 0C, 10 bar n-C4H10

C5H12 C5H12 H2S H2S CO CO CO2 CO2 N2 N2 H2O H2O Panas keluar dari mixing point = panas masuk heater 2 = 204561414,3 Kj/jam

Panas keluar pada 520 0C alur 7 (E-102 )


15,298

Cp . dT

E-102



K)

= 91992334,3 Kj/jam

Tabel LB.13 Panas keluar Heater II (E-102)

Komponen

N3out

dTC p

15,793

15,298

N dTC p15,793

15,298

CH4 12,8825 14426,012 91992334,3C2H6 0,2256 40540,30633 4527217,088 C3H8 0,2256 58629,15497 720021,7208i-C4H10 0,00376 77109,53134 143516,2597n-C4H10 0,00376 76632,13112 142627,7224C5H12 0,00606 -2355550,474 -7065944,758H2S 0,0000007 8792,70948 3,046673835 CO2 0,02482 -27726,4866 -340644,8417N2 0,0853 14837,75857 626502,0991 H2O 39,5139 17728,97043 346768117,2

Total 437513749,9

dQ / dt = Qout (8) – Qin (7)

= 437513749,9 – 204561414,3 = 232952335,6 kj/jam

Digunakan steam pada 6000C, = 3681 kj/kg ((Reklaitis,1983)

Steam yang digunakan berasal dari waste heat boiler (WHB)

Jumlah steam yang dibutuhkan, m = 705,5203681

6,232952335

= 73712,212 kg/jam

Tabel . LB 14 Neraca panas Heater II (E-102)

Alur masuk

(kJ/jam)

Alur keluar

(kJ/jam)

Umpan 204561414,3

Produk 437513749,9

Steam 232952335,6


Total 437513749,9 437513749,9

LB. 6. Reformer furnace

Berfungsi sebagai tempat terjadinya proses steam reforming yaitu bereaksinya antara

steam dan gas alam.

Gas proses terdiri dari CH4, C2H6, C3H8, i- C4H10,

n- C4H10, C5H10, H2S, CO, CO2 N2, H2O

5200C, 29 bar

F7

320C, 1 bar

Udara pembakaran

Flue gas

Flue gas terdiri dari 9000C, 1 bar

PSA off gas dan gas alam

420C, 1 bar F8

Gas proses pada 8500C, 27, 5 bar

Panas keluar dari heater II = panas masuk (R-201) = 437513749,9Kj/jam

Panas keluar pada 850 0C alur 8 (R-201)


15,298

Cp . dT

CH4(g) = (12,882 kmol/jam ).(30954,6175 kj/kmol .K ).(1123,15 K – 298,15 K)

= 3291791,415 kj/jam

Tabel LB.15 Panas keluar Reformer furnace (R-201)

Komponen

N3out

dTC p

15,1123

15,298

N dTC p15,1123

15,298

CH4 0,1289 30954,61753 3291791,415C2H6 0,0023 79898,70374 151607,7903C3H8 0,00025 124738,1918 25727,25206i-C4H10 0,00004 162619,1163 5366,430838 n-C4H10 0,00004 161837,0284 5340,621938C5H12 0,00007 -9801645,9 -566045,0507

R-201


H2S 0,0000007 16939,5388 9,782583655CO2 0,02482 525958,3309 10769785,76N2 0,0853 25541,16371 1797395,543H2O 26,18034 31165,50121 673136819,7CO 13,3335 -66801,14144 -734821740,9H2 39,6824 79239,54337 2594142586

Total 2547938644

Panas Reaksi

Terdapat 6 reaksi:

Reaksi 1

CH4 (g) + H2O (g) Ni H2 (g) + CO (g)

Reaksi 2

C2H6 (g) +2H2O (g) Ni 5H2 (g) + 2CO (g)

Reaksi 3

C3H8 (g) + 3H2O (g) Ni 7H2 (g) + 3CO (g)

Reaksi 4

i-C4H10 (g) + 4H2O (g) Ni 9H2 (g) + 4CO (g)

Reaksi 5 Ni

i-C4H10 (g) + 4H2O (g) 9H2 (g) + 4CO (g)

Reaksi 6 Ni

C5H12 (g) + 5H2O (g) 11H2 (g) + CO (g)

Panas reaksi Standar : AHr = n.H0f produk - n.H 0f realtan

Reaksi 1

CH4 yang bereaksi = 12,7536 kmol/jam

H2O yang bereaksi = 12,7536 kmol/jam

H2 yang bereaksi = 12,7536 kmol/jam

CO yang bereaksi = 12,7536 kmol/jam

Hr1(250C) = [12,7536 x (0) + (12,7536 x (-110,54 x103 )] – [ 12,7536 x (-74,85 x

103)

+ (12,7536 x (-241,8352 x 103 )]

= (-1409782,944) - (-954606,96 + (-3084269,407)


= 2629093,423 kj/jam

Reaksi 2

C2H6 yang bereaksi = 0,2233 kmol/jam

H2O yang bereaksi = 2 x 0,2233 kmol/jam = 0,4466 kmol/jam

H2 yang bereaksi = 5 x 0,2233 kmol/jam = 1,1165 kmol/jam

CO yang bereaksi = 2 x 0,2233 kmol/jam = 0,4466 kmol/jam

Hr2(250C) = [1,1165 x (0) + (0,4466 x (-110,54 x103 )] – [ 0,2233 x (-84,684 x 103)

+ (0,4466 x (-241,8352 x 103 )]

= (-49367,164) - (-18909,9372 + (-108003,6003)

= 77546,3735 kj/jam

Reaksi 3


H2O yang bereaksi = 3 x 0,02456kmol/jam = 0,07368 kmol/jam



Hr3(250C) =[ 0,1719 x (0) + (0,07368 x (-110,54 x103 )] – [ 0,02456 x (-103,8468 x

103)

+ (0,07368 x (-241,835 x 103 )]

= (-8144,5872) - (- 2550,477 + (-17818,4028)

= 12224,2926 kj/jam

Reaksi 4

i-C4H10 yang bereaksi = 0,00372 kmol/jam




Hr4(250C)=[ 0,03348 x (0) + (0,01488 x (-110,54 x103 )] – [ 0,00372 x (-126,1476 x

103)

+ (0,03348 x (-241,835 x 103 )]

= (-1644,8352) - (- 469,2690 + (-8096,6358)

= 6921,0696 kj/jam

Reaksi 5

n-C4H10 yang bereaksi= 0,00372 kmol/jam





Hr5(250C)= [ 0,03348 x (0) + (0,01488 x (-110,54 x103 )]

– [ 0,00372 x (-134,5156 x 103)

+ (0,03348 x (-241,835 x 103 )]

= (- 1644,8352) - (- 500,3980 + (-8096,6358)

= 6952,1986 kj/jam

Reaksi 6




CO yang bereaksi = 5x 0,00599 kmol/jam = 0,02995 kmol/jam

Hr6(250C)= [0,06589 x (0) +(0,02995 x (-110,54 x103 )] – [0,00599 x (- 146,44 x

103)

+ (0,02995 x (- 241,835 x 103 )]

= (- 3310,673) - (- 877,1756 + (-7242,9582)

= 4809,4608 kj/jam

Panas Reaksi Standar

Hr = 2629093,423 + 77546,3735 +12224,2926 + 6921,0696 + 6952,1986

+ 4809,4608 = 2737546,818 kkal/jam

dq/dt = Qout - Qin + Hr

= 2547938644 - 437513749,9 + 2737546,818

= 2547938644 – 437518559,4

= 2113162441 kj/jam

Massa bahan bakar yang digunakan yang diperlukan adalah PSA off gas + gas alam

sebesar 10% dari HHV PSA off gas sebesar 587,3139 kg/jam


Tabel . 16 Neraca panas Reformer furnaces (R-201)

Alur masuk

(kJ/jam)

Alur keluar

(kJ/jam)

Umpan 437513749,9

Produk 2547938644

Hr 2737546,818

Flue gas 2113162441

Total 2550676191 2550676191

LB. 7. Waste Heat Boiler (WHB) (E-103)

Berfungsi untuk mendinginkan gas proses dari 8500C menjadi 3500C

Air proses

900C

F8 F9

8500C, 27,5 bar 3500C, 27,2 bar

CH4 CH4 C2H6 C2H6 C3H8 Super heated Steam C3H8 i-C4H10 6000C, 30 bar i-C4H10

n-C4H10 n-C4H10

C5H12 C5H12

H2S H2S CO2 CO2 CO CO H2O H2O H2 H2

Panas keluar dari R-201 = Panas masuk Waste Heat Boiler (WHB) (E-103)

= 2547938644 kj/jam



298

Cp . dT

CH4(g) = (0,1289 kmol/jam).( 4621,74322 kj/kmol .K).(635,15 K – 298,15

K)

= 193616,3778 Kj/jam

E-103


Tabel LB.16 Panas keluar Waste Heat Boiler (WHB) (E-103)

Komponen

Nout

dTC p

15,635

15,298

N dTC p15,635

15,298

CH4 0,1289 4621,74322 193616,3778C2H6 0,0023 23513,73212 17576,51476C3H8 0,00025 34100,15231 2770,637375 i-C4H10 0,00004 44957,39753 584,4461679 n-C4H10 0,00004 44689,73404 580,9665425 C5H12 0,00007 -847488,0535 -19280,35322H2S 0,0000007 5293,891146 1,204360236 CO2 0,02482 -753,4219506 -6077,478165N2 0,0853 9605,603114 266291,3323 H2O 26,18034 11339,03838 96479461CO 13,3335 4912,140976 21286210,3H2 39,6824 18067,32902 233010367,5

Total 351232102,5

Panas yang diserap air proses, dQ/dt = Qin – Qout

= 2547938644 - 351232102,5 = 2196706542 kj/jam

Air proses yang digunakan adalah air pada suhu 90 oC dengan tekanan 30 bar untuk

menghasilkan superheated steam pada suhu 600 oC yang bertekanan 30 bar

Massa air proses yang diperlukan adalah :

15,873

15,363

)600( CdTcpl

QinQoutm

o

= 2196706542 kJ/jam

(66726,2872 + 3681) kj/kg = 31199,9883 kg/jam


Tabel . LB 17 Neraca panas Waste Heat Boiler (WHB) (E-103)

Alur masuk

(kJ/jam)

Alur keluar

(kJ/jam)

Umpan 2547938644

Produk 351232102,5

Air pendingin -2196706542

Total 351232102,5 351232102,5

LB.8. High Temperatur Shift

Berfungsi untuk merubah CO menjadi CO2

Air pendingin

250C

350 0C, 27, 2 bar F9 F10 4300C, 26, 8 bar

CH4 CH4 C2H6 C2H6

C3H8 C3H8

i-C4H10 Air pendingin bekas i-C4H10

n- C4H10 900C n-C4H10

C5H12 C5H12

H2S H2S CO2 CO2 CO CO N2 N2 H2O H2O H2 H2

Panas keluar dari cooler 1 = panas masuk HTS (R-202) = 351232102,5 Kj/jam



15,298

Cp . dT

CH4(g) = (0,1289 kmol/jam ).(10763,0783 kj/kmol .K ).(703,15 K – 298,15

K)

= 561881,1236 kj/jam

R-202


Tabel LB.18 Panas keluar HTS (R-202)

Komponen

Nout

dTC p

15,635

15,298

N dTC p15,635

15,298

CH4 0,1289 10763,07835 561881,1236C2H6 0,0023 31179,61282 29043,80934C3H8 0,00025 45146,20781 4571,053541i-C4H10 0,00004 59459,09343 963,2373135n-C4H10 0,00004 59088,4428 957,2327733C5H12 0,00007 -1421410,903 -40296,99911 H2S 0,0000007 6875,482295 1,949199231CO2 0,02482 -9401,093354 -46799944,77N2 0,0853 12044,91532 416109,6669 H2O 13,9134 14301,43533 80587544,05 CO 1,06689 3355,0038 1449665,102 H2 51,9493 24594,59273 517457109,9

Total 553667605,4

Panas Reaksi

CO(g) + H2O (g) CO2 (g) + H2 (g)




CO2 yang bereaksi = 12,26689 kmol/jam


AHr =[ 12,26689 x (0) + (12,26689 x (- 393,5052 x103 )] – [12,26689 x (-110,54x

103)

+ (12,26689 x (- 241,835 x 103 )]

= (- 4827085,003) – (-1355982,02 + (-2966563,343)

= -504539,64 Kj/jam

dq/dt = Qout - Qin +Hr

dq/dt = 553667605,4 – (351232102,5 + (-504539,64)

= 553667605,4 - 350727562,9


= 201930963,3 kj/jam

Massa air pendingin yang diperlukan adalah :

kg/jam 1741847,771

kj/kg 272,2

kj/jam 3201930963,

C)H(25-C)H(90

Qin-Qoutm

00

Tabel . LB 19 Neraca panas HTS (R-202)

Alur masuk

(kJ/jam)

Alur keluar

(kJ/jam)

Umpan 351232102,5

Produk 553667605,4

rH -504539,64

Air pendingin 201930963,3

Total 553163065,8 553163065,8

LB. 9. Low Temperatur Shift

Berfungsi untuk merubah CO menjadi CO2

Air pendingin

250C

F11 F12

200 0C, 26,5 bar 2330C, 26, 1 bar

CH4 CH4 C2H6 C2H6

C3H8 Air pendingin bekas C3H8

i-C4H10 i-C4H10

n- C4H10 900C n-C4H10

C5H12 C5H12

H2S H2S CO2 CO2 CO CO N2 N2 H2O H2O H2 H2

R-203




298

Cp . dT


K)

= 79028,09442 kj/jam

Tabel LB.20 Panas masuk LTS (R-203)

Komponen

Nout

dTC p

15,437

15,298

N dTC p15,437

15,298

CH4 0,1289 3503,406602 79028,09442 C2H6 0,0023 11063,81379 4453,185048C3H8 0,00025 15961,31435 698,3075028i-C4H10 0,00004 21067,79414 147,474559 n-C4H10 0,00004 20992,31395 146,9461976C5H12 0,00007 -240770,2631 -2949,435722H2S 0,0000007 2640,067178 0,22638576CO2 0,02482 3672,993803 7900784,138N2 0,0853 5124,449865 76495,22536H2O 13,9134 5983,10024 14567921,7 CO 1,06689 4030,160553 752454,1486H2 51,9493 8253,633542 75034834,86

Total 98414014,88 Panas keluar pada 233 0C alur 12


298

Cp . dT

CH4(g) = (0,1289 kmol/jam ).( 4351,223 kj/kmol .K ).(506,15 K -298,15 K)

= 116661,5106 kj/jam


Tabel LB.21 Panas keluar LTS (R-203)

Komponen

Nout

dTC p

15,506

15,298

N dTC p15,506

15,298

CH4 0,1289 4351,223 116661,5106C2H6 0,0023 13573,102 6493,371874C3H8 0,00025 19632,619 1020,896172i-C4H10 0,00004 25910,496 215,5753229n-C4H10 0,00004 25795,943 214,6222429C5H12 0,00007 -332845,47 -4846,230077H2S 0,0000007 3189,989 0,464462402CO2 0,02482 3602,9983 9947099,971N2 0,0853 6101,4166 108253,7737H2O 12,9321 7140,7732 19207800,22CO 0,08533 4520,032 80224,42089H2 52,9072 10169,53 111962356,8

Total 141425495,4

Panas Reaksi

CO(g) + H2O (g) CO2 (g) + H2 (g)




CO2 yang bereaksi = 0,98135 kmol/jam


AHr = [0,98135 x (0) + (0,98135 x (- 393,5052 x103 )] – [0,98135 x (-110,54x 103)

+ (0,98135 x (- 241,835 x 103 )]

= (- 386166,328) – (-10847,8429 + (-237324,7773)

= -137993,7078 kj/jam

dq/dt = Qout - Q in + Hr

dq/dt = 141425495,4 – 98414014,88 + (-137993,7078) = 42873486,81 Kj/jam



kg/jam 1157507,299

kj/kg 272,2

kj/jam 142873486,8

C)H(25-C)H(90

Qin-Qoutm

00

Tabel . 22 Neraca panas LTS (R-202)

Alur masuk

(kJ/jam)

Alur keluar

(kJ/jam)

Umpan 98414014,88

Produk 141425495,4

rH -137993,7078

Air pendingin 42873486,81

Total 141287501,7 141287501,7

LB. 10. Cooler (E-104)

Berfungsi untuk mendinginkan gas proses dari 2330 C menjadi 43 0C

Air pendingin

250C

F12 F13

2330C 430C

CH4 CH4 C2H6 C2H6 C3H8 C3H8 i-C4H10 Air pendingin bekas i-C4H10

n-C4H10 900 n-C4H10

C5H12 C5H12

H2S H2S CO2 CO2 CO CO H2O H2O H2 H2

Panas yang keluar dari LTS (R-203) = Panas yang masuk ke cooler 1 = 141425495,4 kj/jam

E-104



panas keluar Qout = N 15,439

15,298

Cp . dT

CH4(g) = (0,1289 kmol/jam).( 292,720097 kj/kmol .K ).(316,15 K – 298, 15 K)

= 679,168 kj/jam

Tabel LB.23 Panas keluar cooler 1 (E-104)

Komponen

Nout

dTC p

15,316

15,298

N dTC p15,316

15,298

CH4 0,1289 292,7200978 679,168C2H6 0,0023 967,1492864 40,03998046C3H8 0,00025 1356,883024 6,105973608i-C4H10 0,00004 1787,597161 1,287069956n-C4H10 0,00004 1796,966999 1,293816239C5H12 0,00007 -10973,38098 -13,82646H2S 0,0000007 253,2521564 0,003190977CO2 0,02482 546,4818341 244,1462242N2 0,0853 524,04551 804,6194761H2O 12,9321 605,5606885 140961,0848CO 0,08533 483,1752211 742,1281491H2 52,9072 716,2051497 682063,3637

Total 825529,414

Panas yang diserap air pendingin, Q = Qout – Qin

= 825529,414 – 141425495,4 = - 140599966 kj/jam


kg/jam 516531,837

kj/kg 272,2

kj/jam 140599966

C)H(25-C)H(90

Qin-Qoutm

00


Tabel . 24 Neraca panas Cooler 1 (E-104)

Alur masuk

(kJ/jam)

Alur keluar

(kJ/jam)

Umpan 141425495,4

Produk 825529,414

Air pendingin - 140599966

Total 825529,414 825529,414

LB. 12 . PSA (pressure swing adsorpsi)

Berfungsi untuk memisahkan gas hidrogen yang diperoleh dari impuritisnya.

430C, 24,4 bar

F20

H2

H2O T = 43 0C P = 24,4 bar 42,20C, 1 bar CH4, C2H6, C3H8, n-C4H10, i-C4H10 F19 CH4, C2H6, C3H8, n-C4H10, i-C4H10,

C5H12

H2S, CO2, CO, H2O, H2 F18 H2S, CO2, CO, H2O, H2

Panas masuk pada 430C alur 18

Panas Masuk Qour = N 15,316

15,298

Cp . dT

CH4(g) = (0,12711 kmol/jam ).( 292,72009 kj/kmol .K ). (316,15 K–298,15

K)

= 669,7640741 kj/jam


Tabel LB.28 Panas Masuk PSA (D-401A/D)

Komponen

N15out

dTC p

15,316

15,298

N dTC p15,316

15,298

CH4 0,127115 292,7200978 669,7640741 C2H6 0,002114 967,1492864 36,80196465 C3H8 0,000185 1356,883024 4,52 i-C4H10 0,0000182 1787,597161 0,586 n-C4H10 0,0000215 1796,966999 0,695 C5H12 0,0000143 -10973,38098 -2,82 H2S 0,000000602 253,2521564 0,00274 CO2 12,60434 546,4818341 123984,7711 N2 0,084799 524,04551 799,8936337 H2O 0,222496 605,5606885 2425,226957 CO 0,085308 483,1752211 741,9368117 H2 52,77893 716,2051497 680409,7463

Total 809071,1186 Panas keluar pada 42,20C alur 16

Panas keluar Qour = N 35,315

15,298

Cp . dT

CH4(g) = (0,127115 kmol/ja ).(287,73464 kj/kmol .K ).(315,35 K- 298,15 K )

= 647,3844035 kj/jam

Tabel LB.29 Panas Keluar PSA alur 19 (D-401A/D)

Komponen

N19out

dTC p

35,315

15,298

N dTC p35,315

15,298

CH4 0,127115 287,7346499 647,3844035 C2H6 0,002114 950,7221845 35,57393256 C3H8 0,000185 17206,69537 56,34332397 i-C4H10 1,82E-05 1757,078909 0,566 n-C4H10 2,15E-05 582,3085833 0,222 C5H12 1,43E-05 -12247,93732 -3,10 H2S 6,02E-07 1463,61246 0,0156 CO2 12,60434 669,6000619 149385,6431 N2 0,084799 665,2893651 998,5609499 H2O 2,22E-01 595,4536016 2340 CO 0,085308 475,2006065 717,5299161 H2 2,72728 393,0230761 18972,34636

Total 173150,1228


Panas keluar pada 42,70C alur 20

Panas keluar Qour = N 85,315

15,298

Cp . dT

H2O(g) = (0,00055 kmol/jam).( 595,453601Kj/kmol.K). (315,85 K- 298,15

K)

= 5,95 Kj/jam

H2(g) = (49,995 kmol/jam).( 393,0230761 Kj/kmol.K). (315,85 K- 298,15

K)

= 353685,3964 Kj/jam

Tabel LB.30 Panas Keluar PSA alur 19 (D-401A/D)

Komponen

N20out

dTC p

85,315

15,298

N dTC p85,315

15,298

H2O 0,000555 595,4536016 5,95 H2 49,995 393,0230761 353685,3964

Total 353691,3464 dQ/dt = Q out – Qin

= (173150,1228 + 353691,3464) - 809071,1186

= - 282229,6494 kj/jam

Tabel . LB. 31 Neraca panas PSA (D-401A/D)

Alur masuk

(kJ/jam)

Alur keluar

(kJ/jam)

Umpan 809071,1186

Produk 526841,4692

dq/dt - 282229,6494

Total 526841,4692 526841,4692

LB. 13 . Kompresor 2(G-112)

Berfungsi untuk menaikan tekanan sebelum di masukan ke tangki produk.


42,70C, 24,4 bar 600C, 70 bar

Panas masuk pada 42,7 0C alur 19

Panas yang masuk ke kompresor 2 = Panas yang keluar dari PSA alur 19

= 353691,3464 kj/jam



15,298

Cp . dT

CH4(g) = (12,8825 kmol/jam ).( -1374,757768 kj/kmol .K ).(333,15K – 298,15 K)

= kj/jam

Tabel LB.32 Panas Keluar Kompresor 2

Komponen

N21out

dTC p

15,333

15,298

N dTC p15,333

15,298

H2O 0,000555 -1374,757768 -26,70466964 H2 49,995 -2721719,42 -5,07E+07

Total -233365672

dQ / dt = dQ / dt (2) – dQ / dt (1)

= -233365672 kj/jam - 353691,3464

= -233719363,3 kj/jam

Tabel . LB. 33 Neraca panas Kompresor 2

Alur masuk

(kJ/jam)

Alur keluar

(kJ/jam)

Umpan 353691,3464

Produk -233365672

dq/dt -233719363,3

Total -233365672 -233365672

G-101


LAMPIRAN C

SPESIFIKASI PERALATAN

LC.1 Tangki Penyimpanan gas alam (T-101)

Fungsi :Tempat penyimpanan gas alam

Jumlah : 3 unit

Tipe : Tangki berbentuk bola

Bahan : Carbonsteel (Brownell & Young,1959)

Kondisi operasi : 25oC. 10 bar

Laju alir bahan masuk = 234, 646 kg/jam

Kebutuhan = 15 hari

Faktor keamanan = 20%

A. Volume Tangki

Berat molekul rata – rata gas alam

94,3996% x 16,011 x 3,1% x 30,022 x 0,5% x 44,033 x 0,1 % x 58,044 x 0,1 % x

58,044

0,2% x 72,055 x 0,0004% 34,066 x 0,5 % x 44,011 x 1,1 % x 28,0176 = 17,0481

kg/kmol

ρgas = 33

av /9754,6K) K)(298,15 atm/kmolm (0,082

kg/kmol) 0481 (17, atm) (10

RT

BM Pmkg

Gas alam untuk kebutuhan per jam = 234,646 kg/jam

Gas alam dalam kmol = 0481,17

/646,234 jamkg = 13,7637 kmol/jam

Volume gas, Vgas = atm

KKmollatmjammol

P

RTn

10

15,298./.0821,0/37,1376

= 33,69 m3/jam Total volume gas dalam tangki = 33,69 m3 /jam×24 jam/hari×15 hari

= 12128,7395 m3 Direncanakan membuat 3 tangki dan faktor kelonggaran 20%, maka:(Perry dan

Green, 1999)

Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 12128,7395 m3


= 3

7395,121282,1 x

= 4851,4958 m 3

Diambil tinggi tangki; Hs = Dt

Volume tangki; Vt = 3

6

1Dt

4851,4958 m3 = DtDt3

4)14,3(

4

1 2

4851,4958 m3 = 1,0466Dt3

Diameter tangki; Dt = 16,673 m

Jari – jari tangki, R = 2

m 16,673 = 8,33 m = 327,952 in

Tinggi tangki; Hs = 16,673 m = 54,7041 ft

Tekanan operasi = 10 bar = 10 atm

Faktor keamanan untuk tekanan = 20 %

P desain = (1 + 0,2) (10+ 1)

= 11 atm

= 194,04 psia

Tebal tangki, ts = ncPSE

RxP

6,0

Dimana;

P = Tekanan disain

S = Tegangan yang diizinkan 18.750 psi

E = Efesiensi sambungan; 80%

n = Umur alat 10 tahun

c = laju kecepatan korosi 0,01 in/tahun

ts = tahuninxtahunx

x/01,010

194,04Psi6,00,8xpsi 18.750

in 327,952Psi 194,04

= 4,27 in

Digunakan silinder dengan ketebalan 4,27 in

Tebal tutup dianggap sama karena terbuat dari bahan yang sama.

Spesifikasi Tangki



Tinggi Tangki; HT = 16,673 m

Tebal silinder; ts = 4,27 in

Bahan konstruksi = Carbonsteel

Faktor korosi = 0,01 in/tahun

LC.2 Kompresor I(G-101)

Fungsi : Menaikkan tekanan gas alam sebelum diumpankan ke dalam

desulfurisasi (R-101).

Tipe : Reciprocating compressor

Jumlah : 1 unit dengan 2 tahap

Data perhitungan

Laju alir gas alam masuk = 218,5 kg/jam

ρgas = 33

av /9754,6K) K)(298,15 atm/kmolm (0,082

kg/kmol) 0481 (17, atm) (10

RT

BM Pmkg

nn

a

b

p

p

p

p1

1

a

b

p

p

2

1

1000

30201,737 (Geankoplis,2003)

P2 = 1,737 x 1000 kpa = 1737 kpa

1P

P

1-k

kP m N1078,2P

stN k/)1k(

1

21vlst

4ad (Peters, 2004)

Laju alir volumetrik gas, Q = 3/9754,6

/5,218

mkg

jamkgF

= 31,3243 m3/jam = 0,0087

m3/det

1

1000

1737

1-1,113

113,110003243,3121078,2P

)2 113,1/()1113,1(4

ad

Pad = 4,808 hp

P =

Pad = 75,0

4,808= 6,41 hp

dimana : Nst = jumlah tahap kompresi

mvl = laju alir gas volumetrik (m3/jam)

P1 = tekanan masuk = 10 bar = 1000 kPa

P2 = tekanan keluar = 17, 37 bar = 1737 kPa

η = efisiensi kompresor = 75 % (Walas, 1988)


k = rasio panas spesifik gas alam = 1,113 (Perry, 1997)

Digunakan kompresor dengan daya motor standar 6,5186 hp

Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan :

De = 0,363 (mvl)0,45( )0,13 (Peters, 2004)

= 0,363 (0,0087 m3/detik)0,45 (6,9754 kg/m3) 0,13

= 0,0549 m = 2,1630 in

b. perancangan Intercooler

Digunakan : 2-4 Shell and tube exchanger, OD tube1 3/4 in,

16

15 pitch triangular pitch, BWG 18, panjang

15 feet , 8 Pass

Fluida Panas (gas alam)

Temperatur masuk; T1 = 50oC = 122 oF

Temperatur keluar; T2 = 30oC = 86 oF

Fluida dingin (udara)



Dari Neraca panas; Panas yang dibutuhkan Q = 202787,1863 kj/jam = 192204,4114 Btu/jam

t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas Fluida dingin Selisih T1 = 122 oF Temperatur lebih tinggi t2 = 95oF t1 = 27 oF T2 = 86 oF Temperatur lebih rendah t1 = 85 oF t2 = 1 oF

T1 – T2 = 36F

Selisih t2 – t1 = 10F t2 – t1 = -26 oF

LMTD =

1

2

12

lnt

ttt

27

1ln

26= 10,94 oF

R = (T1 – T2) / (t2 – t1) = (122 – 86) / (95 – 85) = 3,6

S = (t2 – t1)/(T1- t1) = (95-85)/(122-85) = 5760F /6750F = 0,27

Fr = 0,97 (F igur 18 kern,1965)

t = 0,97 x 10,74 = 10,61 oF


Tc dan tc

1042

86122

2

TTT 21

c

F

902

9585

2

ttt 21

c

F

Dari Tabel 8 hal.840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas campuran gas dan

fluida dingin campuran 0,5 cP < (light organic), diperoleh UD = 100-200, faktor

pengotor (Rd) = 0,003

Diambil UD = 190 Btu/jam ft2 F

Luas perpindahan panas; A

A = tU

Q

D =

61,10190

4192204,411

x = 201,282 ft2

Luas permukaan luar (a”) = 0,1963 ft2/ft (Tabel 10 Kern, 1965)

Jumlah tube = llLxa

A =

1963,015

201,282

x= 67,094 buah

Dari tabel 9 Kern,1965 Nilai terdekat 62 tube dengan ID shell 10 in

Dipilih material pipa commercial steel 2 in Schedule 40 :

Diameter dalam (ID) = 2,067 in = 0,6300 ft

Diameter luar (OD) = 2,375 in = 0,7239ft

Luas penampang (A) = 0,0233 ft2 (Geankoplis,

2003)

LC.3 Heater I

Fungsi :Memanaskan feed dari 550C jadi 3750C

Jenis : Shell and tube exchanger

Digunakan : 2-4 Shell and tube exchanger, OD tube 3/4 in,

15/16 pitch triangular pitch, BWG 18, panjang

20 feet , 4 Pass

Fluida Panas (gas proses yang berasal dari higt temperature shift)

Laju alir bahan masuk W = 929,7507 kg/jam = 2049,7601 lbm/jam




Fluida dingin (gas alam)

Laju alir bahan masuk ; w = 218,5 kg/jam = 481,7125 lbm/jam

(Lampiran

A)

Temperatur masuk; t1 = 55oC = 131 oF

Temperatur keluar; t2 = 375oC = 707 oF

1. Dari Neraca panas; Panas yang dibutuhkan Q = 40066868,22 kj/jam = 3797591437 Btu/jam


Fluida Panas Fluida dingin Selisih T1 = 806 oF Temperatur lebih tinggi t2 = 707 oF t1 = 99 oF T2 = 392 oF Temperatur lebih rendah t1 = 131 oF t2 = 261 oF

T1 – T2 = 414F

Selisih t2 – t1 = 576F t2 – t1 = 162 oF

LMTD =

1

2

12

lnt

ttt

99

261ln

162= 167,1826 oF

R = (T1 – T2) / (t2 – t1) = (806 – 392) / (707 – 131) = 0,718

S = (t2 – t1)/(T1- t1) = (707-131)/(806-131) = 5760F /6750F = 0,853

Fr = 0,91 (F igur 18 kern,1965)

t = 0,91 x 167,1826 = 152,136 oF

3. Tc dan tc

5992

392806

2

TTT 21

c

F

4192

707131

2

ttt 21

c

F

Tabel LC.5 Viskositas bahan Heater I pada tc = 419oF

Komponen F (kg/jam) N (kmol) Xi ln Xi . ln CH4 206,2631 12,8825 0,97177753 0,0149 -4,2 -4,0814 C2H6 6,7735 0,2256 0,01701789 0,013 -4,3 -0,0731 C3H8 1,0925 0,02481 0,00187152 0,0102 -4,58 -0,0085 i-C4H10 0,2185 0,00376 0,00028363 0,0109 -4,51 -0,0012 n-C4H10 0,2185 0,00376 0,00028363 0,0109 -4,51 -0,0012 C5H12 0,437 0,00606 0,00045713 0,0099 -4,6 -0,0021 H2S 0,000875 0,000025 1,8858E-06 0,019 -3,96 -7,468E-06


CO2 1,0925 0,02482 0,00187227 0,02 -3,91 -0,0073 N2 2,4035 0,0853 0,00643451 0,024 -3,72 -0,0239 218,5 13,256635 1 -4,19913

Viskositas campuran dihitung dengan persamaan Heric-Brewer (Reid, 1977)

ln = ii lnμ X

ln = X1 ln 1 + X2 ln 2 + X3 ln 3 +...... maka viskositas campuran ln = -4,19913

= 0,015 Cp

Tabel LC.6 Viskositas bahan Heater I pada Tc = 599oF

Komponen F (kg/jam) N (kmol) Xi ln Xi . ln CH4 2,06381 0,1289 0,0021072 0,0155 -4,166 -0,008778584C2H6 0,06905 0,0023 3,7599E-05 0,014 -4,268 -0,000160474C3H8 0,011008 0,00025 4,0869E-06 0,015 -4,199 -1,71608E-05i-C4H10 0,002321 0,00004 6,539E-07 0,0165 -4,103 -2,68296E-06n-C4H10 0,002321 0,00004 6,539E-07 0,0165 -4,103 -2,68296E-06C5H12 0,005043 0,00007 1,1443E-06 0,014 -4,268 -4,88399E-06H2S 0,00002384 0,0000007 1,1443E-08 0,025 -3,688 -4,22028E-08CO2 540,97059 0,02482 0,00040575 0,027 -3,611 -0,001465148N2 2,4035 0,0853 0,00139444 0,03 -3,506 -0,004888923H2O 250,4421 13,9134 0,2274498 0,02 -3,912 -0,889783621CO 29,8849 1,06689 0,01744102 0,026 -3,649 -0,06364229H2 103,89874 51,9493 0,84924303 0,014 -4,268 -3,624569241 929,7507 61,1713 1 -4,593315734


ln = ii lnμ X

ln = X1 ln 1 + X2 ln 2 + X3 ln 3 +......

maka viskositas campuran ln = -4,5933

= 0,0101 cP


fluida dingin campuran 0,5 cP < (light organic), diperoleh UD = 100-200, faktor





A = tU

Q

D =

136,152190

7379759143,

x = 13137,799 ft2


Jumlah tube = llLxa

A =

1963,020

1313,7799

x= 3284,44 buah

a) Dari tabel 9 Kern,1965 Nilai terdekat 1258 tube dengan ID shell 39 in

b) Koreksi UD

A = L x Nt x a”

A = 20 x 1258x 0,1963 = 4938,908 ft2

UD = tAx

Q

=

136,152908,4938

7379759143,

x= 19,715 Btu/jam0Fft

Fluida panas; tube

4 Flow area = at =xn

Ntxat

144

'

at’ = 0,334 in2 (tabel 10)

at = 4144

334,01248

x

x = 0,7236 ft2

5. Kecepatan massa

Gt = at

w ( Pers 7.2, Kern 1965)

Gt = 7236,0

7601,2049 = 2832,7302 lb/jam ft2

6. Bilangan Reynold pada Tav = 599 0F

gas proses =0,0101 cp = 0,0252lbm/ft jam

(Gambar 15, Kern 1965)

7.ID = 0,652 in = 0,0543 ft

(tabel 10 kern, 1965)

8. Ret =

GtxDt

Ret = 0252,0

7302,28320543,0 x = 29316,5

7’ JH = 100 (Gambar 28, Kern 1965)


8’ pada Tav = 599 0F

Cp = 3,9 Btu/lbmoF

k = 0,178 (Geankoplis,1983) 3/1

k

Cp = 3/1

178,0

0062,09,3

x = 0,54

9’ xID

kxJH

s

ho

3/1

k

c ; s =1

= 120 x 54,00543,0

178,0x = 212,4

Fluida dindin; shell

(3) Flow area shell

T

's

s P144

BCDa

ft2 [Pers.(7.1), Kern]

Ds = Diameter dalam shell = 39 in

B = Baffle spacing = 4 in

PT = Tube pitch = 15/16 in = 0,9375 in

C = Clearance = PT – OD

= 0,9375 – 0,75 = 0,1875 in

2ft2166,009375144

0,7539

sa

5’ Gs = as

w

Gs =0,2166

7125,481 = 2223,7727 lb/jam ft2

6’ Bilangan Reynold

Pada Tav = 383 oF

gas alam = 0,015 cp = 0,036 lbm/ft2jam

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 3/4 in dan 16

15 triagular pitch,

de = 0,55 in

De = 0,55/12 = 0,0458 ft

Res =

GsxDes


Res = 036,0

7727,22230458,0 x = 2831,192

7’ JH = 50 (Gambar 28, Kern 1965)

8’ pada Tav = 383 0F

Cp = 0,69 Btu/lbmoF

k = 0,0196 (Geankoplis,1983) 3/1

k

Cp = 3/1

0196,0

036,069,0

x = 1,08

9’ xDe

kxJH

s

ho

3/1

k

c ; s =1

= 50 x 03,10458,0

0196,0x = 22,039

11. Clean Overall Coefficient UC

UC =hoxhio

hoxhio=

039,2241,212

039,2241,212

x

= 19, 967 Btu/jam Ft2 oF

12. Faktor pengotor; Rd

Rd = DC

DC

UxU

UU =

715,19 19,967

19,715- 19,967

x = 0,006

Jika Rd hitung 0,003 maka rancangan diterima

Fluida panas dalam tube Fluida dingin dalam shell

1. Untuk Ret =29316,5 1’ Untuk Res = 2831,192

f = 0,0029 ft2/in2 (Gbr 29 Kern, 1965) f = 0,0021 ft2/in2 ( Gbr 29 Kern 1965)

Tav = 383 oF tav = 5990F

s = 0,0032 s = 0,0144

t = 1 s =1

2. tsIDx

LnGtfPt

..1022,5

.10

2

2’ Nt+1= 1258 + 1 = 1259

= )1)(0032,0)(0543,0(1022,5

4202832,7302)(0029,010

2

x

x Ds = 39/12 = 3,25

= 0,2 Psi. 3’ ssDex

NDsGsfPs

..1022,5

)1(.10

2


Diizinkan sampai 2 psi untuk steam = )1)(0144,0)( 0,0458(1022,5

12595,3) 2223,7727(0021,010

2

x

x

= 1,3

Diizinkan sampai 10 Psi

LC.4 Desulfurisasi (R-101)

Fungsi : Menghilankan H2S dari gas alam

Jenis : Fixed Bed Reactor

Bahan konstruksi : Carbon steel SA – 299.

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Jumlah : 2 unit

Temperatur masuk = 375 oC = 648,15 K

Temperatur keluar = 361 oC = 634,15 K

Tekanan operasi = 3020 kPa

Laju alir massa = 218,5 kg/jam

Laju alir molar = 13256,635 mol/jam Densitas gas = 0,7 kg/m3

Waktu tinggal () reaktor = 13 menit = 0,216 jam

Laju alir volumetrik = 312,142 m3/jam

Perhitungan

Desain Reaktor

CAo = = = 560,43 mol/m3

a. Volume reaktor dan kebutuhan katalis

Diasumsikan aliran dalam reaktor adalah aliran plug flow, maka volume reaktor

dihitung dengan persamaan berikut:

(Levenspiel, 2002)

Dengan VR = volume reaktor

P RT

3020 kPa (8,314 kPa.m3/kmol.K)(648,15 K)

FA0

CA0 VR

τ


τ = waktu tinggal reaktan

CA0 = konsentrasi reaktan

FA0 = laju alir molar reaktan

maka:

VR = = = 5,1 m3

Katalis yang digunakan adalah ZnO dengan data :

Bentuk = serbuk

Bulk density = 881,0175 kg/m3 (WVU project, 1999)

Jumlah katalis yang diperlukan = 0,002 kg/jam x 24 jam/hari x 300hari = 14,4 kg

Volume katalis = 3/0175,881

4,14

mkg

kg = 0,01634 m3

Volume tangki direncanakan = VR + V Katalis

= 5,1 m3 + 0,01634 m3

= 5,116 m3

b. Diameter dan tinggi shell

- Tinggi silinder (Hs) : Diameter (D) = 4 : 3

- Tinggi tutup (Hh) : Diameter (D) = 1 : 4

- Volume shell tangki (Vs) :

3

2s

2

D3

πVs

3

4D

4

πHπRVs

D

- Volume tutup tangki (Ve) :

Vh = 32d

2 D24

D4

1D

6HR

3

2

(Brownell,1959)

- Volume tangki (V) :

Vt = Vs + 2Vh

= 3πD12

5

5,116 m3 = 1,3090 3D

D3 = 3,9085 m3

D = 1,573 m

τ. FA0

CA0 (0,216 jam)( 13256,635 mol/jam)

560,43 mol/m3


D = 61,95 in

Hs = D3

42,097 m

c. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 1,5 m

Tinggi tutup (Hd) = D4

1 0,395 m

Tinggi tangki = Hs + 2Hd = 2, 097+ 2(0,395) m = 2,88 m

d. Tebal shell tangki

Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon steel SA –

299.diperoleh data :

- Allowable stress (S) = 18.750 psia =129.276,75kPa

- Joint efficiency (E) = 0,8

- Corrosion allowance (C) = 0.125 in/tahun (Brownell,1959)

Tekanan operasi (P) = 3020 kPa

Faktor kelonggaran = 5%

Pdesign = (1,05) × (3020) = 3171 kPa

Tebal shell tangki:

in 2,15

in)0.125(10kPa) 1,2(3171kPa)(0,8) 752(129.279,

in) (61,95 kpa) (3171

nC1,2P2SE

PDt

xtahun

Tebal shell standar yang digunakan = 3 in (Brownell,1959)

e. Tebal tutup tangki

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell.

Tebal tutup atas yang digunakan = 3 in

Spesifikasi Reaktor

Diameter Reaktor; Dt = 1,5 m

Tinggi Reaktori; HT = 2,75 m


Tebal silinder; ts = 3 in



LC.5 Heater II (E-103)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran gas alam sebelum

diumpankan kedalam reaktor (R-201).

Tipe : 2-4 shell and tube exchanger

Dipakai : 3/4 in OD Tube 18 BWG, panjang 15 ft, 6 pass

Jumlah : 1 unit

Tabel LC.4 Komposisi bahan masuk ke Heater II

Komponen F (kg/jam) N (kmol) Xi Mr Mravg CH4 206,2631 12,8825 0,24412286 16,011 3,90865105C2H6 6,7735 0,2256 0,00427511 30,022 0,12834738C3H8 1,0925 0,02481 0,00047015 44,033 0,02070205i-C4H10 0,2185 0,00376 7,1252E-05 58,044 0,00413574n-C4H10 0,2185 0,00376 7,1252E-05 58,044 0,00413574C5H12 0,437 0,00606 0,00011484 72,055 0,00827456H2S 0,00002384 0,0000007 1,3265E-08 34,066 4,5188E-07CO2 1,0925 0,02482 0,00047034 44,011 0,02070005N2 2,4035 0,0853 0,00161643 28,176 0,04554458H2O 711,2511 39,51395 0,74878776 18 13,4781797 929,7507 52,7705607 1 17,6186713

Fluida panas (steam)

Laju alir steam masuk = 73712,212kg/jam = 162508,4592 lbm/jam

Temperatur awal (T1) = 600°C = 1112 °F

Temperatur akhir (T2) = 124°C = 255,2 °F

Fluida dingin (campuran gas)

Laju alir umpan masuk = 929,7507 kg/jam = 2049,76 lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 371°C = 699,8 °F

Temperatur akhir (t2) = 520°C = 968 °F

Panas yang diserap (Q) = 232952335,6 kJ/jam = 22079534,4 Btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas Fluida dingin Selisih T1 = 1112F Temperatur lebih tinggi t2 = 968F t1 = 144F T2 = 255,2F Temperatur lebih rendah t1 = 699,8F t2 = -444,6F


T1 – T2 = 856,8F

Selisih t2 – t1 = 268,2F t2 – t1 = -588,6F

465,463

144

444,6-ln

588,6-

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12

F

1,3268,2

856,8

tt

TTR

12

21

65,0 8,699 1112

268,2

tT

ttS

11

12

Dari Gambar 19, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,99

Maka t = LMTD = 458,830 oF

(2) Tc dan tc

6,6832

2,2551112

2

TTT 21

c

F

9,8332

9688,699

2

ttt 21

c

F

Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi:

- Diameter luar tube (OD) = 3/4in

- Jenis tube = 18 BWG

- Pass (n) = 6

- Pitch (PT) = 15/16 triangular pitch

- Panjang tube (L) = 20 ft Tabel LC.5 Viskositas bahan Heater II pada tc = 833,9oF

Komponen F (kg/jam) N (kmol) Xi ln Xi . ln CH4 206,2631 12,8825 0,24412286 0,022 -3,81 -0,930108082C2H6 6,7735 0,2256 0,00427511 0,021 -3,86 -0,016501928C3H8 1,0925 0,02481 0,00047015 0,0185 -3,98 -0,001871191i-C4H10 0,2185 0,00376 7,1252E-05 0,0195 -3,93 -0,00028002n-C4H10 0,2185 0,00376 7,1252E-05 0,0195 -3,93 -0,00028002C5H12 0,437 0,00606 0,00011484 0,0175 4,04 -0,00046394H2S 0,00002384 0,0000007 1,3265E-08 0,031 -3,47 -4,60295E-08CO2 1,0925 0,02482 0,00047034 0,0315 -3,45 -0,001622666N2 2,4035 0,0853 0,00161643 0,034 -3,38 -0,005463539H2O 711,2511 39,51395 0,74878776 0,025 -3,68 -2,755538961 929,7507 52,7705607 1 -3,712130393



ln = ii lnμ X


= 0,0244 cP

a. Dari Tabel 8 hal.840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida

dingin campuran 0,5 cP < (light organic), diperoleh UD = 100-200, faktor



Luas permukaan untuk perpindahan panas

2

2

7,126360,873200

/220795344ft

FFftjam

BtujamBtu

tU

QA

o

oD

Luas permukaan luar (a) = 0,1963 ft2/ft (Tabel 10, Kern, 1965)

Jumlah tube, 925,315/1963,020

7,12632

2

"

ftftft

ft

aL

ANt buah

b. Dari Tabel 9 hal.842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 306 tube dengan

ID shell 21,25 in

c. Koreksi UD

2

2

"t

ft356,1201

/ftft0,1963306ft 20

aNLA

Fftjam

Btu

Fft

jamBtu

tA

QU

ooD

22038,21

60,873356,1201

/220795344

Fluida panas : sisi tube, steam

(3) Flow area tube,

at = 0,334 in2 [Tabel 10, Kern]

n144

'tatN

ta

[Pers. (7.48), Kern]

2ft0,1182

6144

0,334306

ta


(4) Kecepatan massa

ta

WtG [Pers. (7.2), Ker

Gt = 1182,0

4592,162508 = 1374860,061 lbm/jam ft2

(5’) Bilangan Reynold

Pada Tc = 683,6F

= 0,029 cP = 0,0725 lbm/ft jam

Dari Tabel 10, Kern, untuk 3/4 in OD, 18 BWG, ID = 0,652 in = 0,0543 ft

μ

tGIDtRe

[Pers.(7.3), Kern]

777,1029722

0725,0

061,13748600543,0Re

t

Taksir jH dari Gbr.28, Kern, diperoleh jH = 400 pada

Res = 1029722,777

(6) Kondensasi steam,

hio = 1500 Btu/jam ft2 F

Fluida dingin : sisi shell, campuran

(3) Flow area shell

T

's

s P144

BCDa

ft2

[Pers.(7.1), Kern]

Ds = Diameter dalam shell = 21,25 in


PT = Tube pitch = 15/16 in = 0,9375 in


= 0,9375 – 0,75 = 0,1875 in

2ft17700,9375,0144

1,12525,21

sa

(4) Kecepatan massa


sa

wsG [Pers.(7.2), Kern]

2564,11580

177,0

76,2049

ftjam

lbG m

s

(5) Bilangan Reynold

Pada tc = 833,9F

= 0,0244 cP = 0,059 lbm/ft jam

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 3/4 in dan 15,16 triangular pitch,

de = 0,55 in

De = 0,55/12 = 0,045 ft

μsGeD

sRe

[Pers. (7.3), Kern]

634,8832059,0

564,11580045,0Re

s

Taksir jH dari Gbr.28, Kern, diperoleh jH = 70 pada Res = 8832,634 (7) Pada Tc = 833,9F

c = 0,594 Btu/lbm F [Gbr.3, Kern] k = 0,0198 [Tabel 5, Kern]

1,770,0198

0,590,594

k

μc 31

31

31

k

μckjH

sφ

h

Deo

77,1045,0

0198,070

s

oh

= 54,516 (9) Karena viskositas rendah, maka diambil s = 1 [Kern, 1965]

sφs

φ

hh o

o

ho = 54,516 1 = 54,516 (10) Clean Overall coefficient, UC

604,52516,541500

516,541500

oio

oioC hh

hhU Btu/jam ft2 oF [Pers.(6.38), Kern]

(11) Faktor pengotor, Rd

029,0038,21604,51

038,21604,52

DC

DCd UU

UUR [Pers.(6.13), Kern]

Rd hitung Rd batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.


PRESSURE DROP

Fluida panas dalam tube Fluida dingin dalam shell

1. Untuk Ret = 1029722,777 1’ Untuk Res = 8832,634

f = 0,000015 ft2/in2 (Gbr 29 Kern, 1965) f = 0,00021 ft2/in2 ( Gbr 29 Kern 1965)

Tav = 797 oF tav = 833,90F

s = 0,727 s = 0,0144

t = 1 s =1

2. tsIDx

LnGtfPt

..1022,5

.10

2

2’ Nt+1= 1248 + 1 = 1249

= )1)(728,0)(0543,0(1022,5

620)332939,834(00015,010

2

x

x Ds = 39/12 = 3,25

= 0,9 Psi. 3’ ssDex

NDsGsfPs

..1022,5

)1(.10

2

Diizinkan sampai 2 psi untuk steam = )1)(0144,0)( 0,045(1022,5

124925,3) 6306,9538(00021,010

2

x

x

= 1,002

Diizinkan sampai 10 Psi LC. 6 Waste Heat Boiler (E-103)

Fungsi : Menurunkan temperatur bahan sebelum dimasukkan ke

High Temperatur Shift (R-202)

Jenis : Ketel pipa api

Jumlah : 1 unit

Bahan : Carbon steel

Data :

Uap jenuh yang dihasilkan bersuhu 600 C

Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh

kalor laten steam 3681 kj/kg = 1581,7210Btu/lbm.

Total kebutuhan uap = 73712,212 kg/jam = 162540,71 lbm/jam

Perhitungan:

- Menghitung Daya WHB

H

,P,W

3970534

dimana: P = daya WHB, Hp


W = kebutuhan uap, lbm/jam

H = kalor laten steam, Btu/lbm

Maka,

970,334,5

1581,7210162540,71P

= 7680,1 Hp

- Menghitung Jumlah Tube

Luas permukaan perpindahan panas, A = P 10 ft2/Hp

= 7680,1 Hp 10 ft2/Hp

= 76801 ft2

Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:

- Panjang tube, L = 30 ft

- Diameter tube 24 in

- Luas permukaan pipa, a = 6,283 ft2/ft (Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube,

283,630

76801 '

aL

ANt = 407,45 407 buah

LC. 7 Reaktor (R-201)

Fungsi : tempat terjadi reaksi gas alam dengan steam

Jenis : plug flow reactor

Bentuk : Tungku pipa

Bahan konstruksi : Refractory dengan tube terbuat dari bahan chrome-nickel

(25 % Cr, 20 % Ni, 0,35 – 0,45 % C grade HK-40)

Jumlah : 1 unit

Reaksi yang terjadi:

Reaksi I : CH4 + H2O 3H2 + CO

Reaksi II : C2H4 + 2H2O 4H2 + 2CO

Reaksi III : C3H8 + 3H2O 7H2 + 3CO

Reaksi IV : i-C4H10 + 4H2O 9H2 + 4CO

Reaksi V :n-C4H10 + 4H2O 9H2 + 4CO

Reaksi VI :C5H12 + 5H2O 11H2 + 5CO




Tekanan operasi = 3000 kPa Tabel LC.4 Komposisi umpan masuk R-101

Komponen BM N F % berat BM*%berat kg/kmol kmol/jam kg/jam CH4 16,011 12,8825 206,2631 0,2218 3,5512398 C2H6 30,022 0,2256 6,7735 0,0072 0,2161584 C3H8 44,033 0,02481 1,0925 0,0011 0,0484363 i-C4H10 58,044 0,00376 0,2185 0,00023 0,01335012 n-C4H10 58,044 0,00376 0,2185 0,00023 0,01335012 C5H12 72,055 0,00606 0,437 0,0004 0,028822 H2S 34,066 0,0000007 0,000023 0,000000024 8,1758E-07 CO2 44,011 0,02482 1,0925 0,001175 0,05171293 N2 28,176 0,0853 2,4035 0,0025 0,00000625 H2O 18 39,51395 711,5211 0,7652 13,7736 Total 52,7705607 929,7507 17,6966767

Densitas campuran gas = 3kg/m 2707,015,793

15,273

4,22

6966,17

15,403

15,273

22,4

av BM xx

Cao = )15,793)(/ .314,8(

30003 KkmolKmkPa

kPa

RT

P = 0,454 kmol/jam

Waktu tinggal () reaktor = 120 dtk = 0,0333 jam (Kricfalussy et al,1996)

a. Volume reaktor



= (Levenspiel, Octave.2002)

Dengan VR = volume reaktor




Volume reaktor

V =3 8706,3

454,0

)7705,52.(0333,0 m

C

F

AO

AO

Katalis yang digunakan adalah Ni

CA0 VR

FA0


- Bentuk : silinder

- Dimensi : (50x20x4) mm

- Densitas katalis : 8900 kg/m3

- Berat katalis : 293211,4535 kg

- Volume katalis = 3/8900

4535,293211

mkg

kg= 32,945 m3

Volume total = 3,8706 m3 + 32,945 m3 = 36,815 m3

Direncanakan tube didalam reaktor ada 144 tube

Volume 1 tube = tube

Vr

144 =

144

815,36 3m = 0,2556 m3

c. Perancangan furnace Beban panas furnace, Q =2113162441 kj/jam = 2002883666 Btu/jam Dipilih tube dengan spesifikasi : OD = 4,18 in = 0,375 ft L = 98,42 ft Luas permukaan pada tube, A : A = L(OD) = 98,42 ft x 3,14 x 0,375 = 115,889 ft2

Jumlah tube, Nt :

Nt = Q / (12.000 x A)

= 2.002.883.666 / (12.000 x 115,889)

= 144,023 tube 144 tube

Luas permukaan ekivalen cold plane, ACp per tube :

M = jarak antar pusat tube

= 10 in

= 0,834 ft

ACp = M x L

= 0,834 ft x 13 ft

= 10,842 ft2

Ratio (M / OD) = 0,834 / 0,375

= 2,224

Dari fig. 19.12 Kern untuk single row, refractory backed didapat :


ACp = 2,52 x 1,43

= 3,614

ACp = 27 x 11,51

= 310,77 ft2

Permukaan refractory :

End walls = 10 x 4,794 x 1,71 = 81,9774 ft2

Side walls = 1,71 x 15 = 25,65 ft2

Bridge walls = 0,625 x 15 = 9,37 ft2

Floor dan arch = 10 x 3,795 x 15 = 569,25 ft2

T = 686,247 ft2

Luas efektif permukaan refractory, Ar :

Ar = T - ACp

= (686,247 – 310,77) ft2

= 375,477 ft2

ratio, ACp / Ar = 310,77 / 375,477

= 0,827

Mean been length, L = 15 : 3,795 : 1,71

8,77 : 2,21 : 1

jadi :

L = 2/3 3 volume

= 2/3 3 71,1795,315 xx

= 3,06 ft

Kesimpulan rancangan :

Jumlah tube yang direncanakan : 144

Luas permukaan ekivalen cold plane : 2,224 ft2

Mean bean length : 3,06 ft

LC.8 H igh Temperatur Shift (R-202)

Fungsi : Mengubah CO menjadi CO2

Jenis : catalytic fixed multibed reactor



+


Jumlah : 1 unit


CO (g) + H2O (g) CO2 (g) + H2 (g)

Air



Tekanan operasi = 2714,84 kPa



Waktu tinggal () reaktor = 0,2 detik = 5,55 x 10-5 jam


Perhitungan

Desain Reaktor

CAo = = = 516,5 mol/m3




V

= 0

0.

A

A

C

F (Levenspiel, 2002)

Dengan V = volume reaktor




maka:

V = = = 0,721 m3

Katalis yang digunakan adalah ferri (III) oksida dengan data :

Bentuk : silinder/pellet

Bulk density : 1282 kg/m3 (WVU project, 1999)

Berat katalis : 924,322 kg (asumsi)

Karbon Monoksida

Karbon dioksida

Hidrogen

P RT

2714,84 kPa (8,314 kPa.m3/kmol.K)(632,15 K)

τ. FA0

CA0 (5,55 x 10-5 jam)( 6717131,07 mol/jam)

516,5 mol/m3


Volume katalis = 3/1282

322,924

mkg

kg

= 0,721 m3

Volume total = volume reaktor + volume katalis

= 0,721 m3 + 0,721 m3

= 1,44 m3

Disain tube dan shell

Jumlah tube

Direncanakan:

Diameter tube (OD) = 12

1 in , 18 BWG

Flow area pertube (Ai) = 1,54 in2

Panjang tube = 13 ft = 155, 9052 in

Pitch (PT) = 18

7 triangular pitch , 1 pass

Volume satu tube = L x Ai

= 155,9052 in x 1,54 in2

= 240, 094 in3 = 0,00328 m3

Jumlah tube = tubesatuvolume

totalvolume

= 024,43900328,0

44,13

3

m

m

Dari tabel 9, Kern, D. Q, 1965 diperoleh nilai yang terdekat 307 buah dengan ID

shell 39 in dan jenis pitch 17/8 in triangular .

Diameter shell = 39 in = 0,99 m

Tekanan operasi = 2714,84 kPa

Faktor kelonggaran = 5 %

Maka, Pdesain = (1,05) (2714,84 kPa) = 2850,58 kPa

Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959)

Allowable stress = 18.750 psia =129.276,75kPa (Brownell,1959)


in 546,0

kPa) 81,2(2850,5kPa)(0,8) 752(129.276,

in) (39 kPa) (2850,58

1,2P2SE

PDt

Faktor korosi = 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,54 in + 1/8 in = 0,671 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1 in (Brownell,1959

LC.9 Low T emperatur Shift (R-203)

Fungsi : Mengubah CO menjadi CO2

Jenis : catalytic fixed multibed reactor



Jumlah : 1 unit


CO (g) + H2O (g) CO2 (g) + H2 (g)

Air






Waktu tinggal () reaktor = 0,2 detik = 5,55 x 10-5 jam


Perhitungan

Desain Reaktor

CAo = = = 673,65 mol/m3


Karbon Monoksida

Karbon dioksida

Hidrogen

P RT

2650 kPa (8,314 kPa.m3/kmol.K)(473,15 K)




V

= 0

0

A

A

C

F (Levenspiel, 2002)

Dengan V = volume reaktor




maka:

V = = = 0,553 m3

Katalis yang digunakan adalah tembaga oksida dengan data :

Bentuk : silinder/pellet

Bulk density : 1762 kg/m3 (WVU project, 1999)

Berat katalis : 974,386 kg

Volume katalis = 3/1762

386,974

mkg

kg = 0,553 m 3

Volume total = 0,553 m3 + 0,553 m3 = 1,106 m 3

Disain tube dan shell

Direncanakan:

Diameter tube (OD) = 12

1 in , 18 BWG

Flow area pertube (Ai) = 1,54 in2

Panjang tube = 13 ft = 155, 9052 in

Pitch (PT) = 18

7 triangular pitch , 1 pass

Volume satu tube = L x Ai

= 155,9052 in x 1,54 in2

= 240, 094 in3 = 0,00328 m3

τ. FA0

CA0

(5,55 x 10-5 jam)( 6717131,07 mol/jam) 673,65 mol/m3


Jumlah tube = tubesatuvolume

totalvolume

= 195,33700328,0

106,13

3

m

m

Dari tabel 9, Kern, D. Q, 1965 diperoleh nilai yang terdekat 307 buah dengan ID

shell 39 in dan jenis pitch 17/8 in triangular .

Diameter shell = 39 in = 0,99 m



Maka, Pdesain = (1,05) (2650 kPa) = 2782,5 kPa


Allowable stress = 18.750 psia =129.276,75kPa (Brownell,1959)

in 533,0

kPa) 1,2(2782,5kPa)(0,8) 752(129.276,

in) (39 kPa) (2782,5

1,2P2SE

PDt

Faktor korosi = 1/8 in

Maka tebal tube yang dibutuhkan = 0,533 in + 1/8 in = 0,658 in

Tebal tube standar yang digunakan = 1 in (Brownell,1959)

LC.10 Cooler

Fungsi : menurunkan temperatur bahan sebelum dimasukkan ke

Knok out drum

Jenis : 2-4 shell and tube exchanger

Jumlah : 1 unit

Dipakai : 3/4 in OD Tube 18 BWG, panjang = 15 ft, 4 pass

Fluida panas

Laju alir umpan masuk = 929,7507 kg/jam = 2049,7601 lbm/jam

Temperatur awal (T1) = 233°C = 451,4°F

Temperatur akhir (T2) = 43°C = 135 °F

Fluida dingin

Laju alir air pendingin = 516531,837 kg/jam = 1138952701 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 25 °C = 77°F

Temperatur akhir (t2) = 90°C = 194°F

Panas yang diserap (Q) = 140599966kJ/jam = 133396552,2 Btu/jam


(1) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas Fluida dingin Selisih T1 = 451,4F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 194F t1 = 257,4F T2 = 135F Temperatur yang lebih rendah t1 = 77F t2 = 58F

T1 – T2 = 316,4F Selisih t2 – t1 = 117F t2 – t1 = -199,4F

133,82

257,4

58ln

199,4-

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12

F

2,704117

316,4

tt

TTR

12

21

0,31277451,4

117

tT

ttS

11

12

Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,95

Maka t = FT LMTD = 0,95 133,82 = 127,129F

(2) Tc dan tc

2,2932

135451,4

2

TTT 21

c

F

5,1352

77194

2

ttt 21

c

F

Tabel LC.5 Viskositas bahan cooler II pada Tc =293,2 oF

Komponen N (kmol) Xi ln Xi . ln CH4 0,1289 0,00162265 0,0159 -4,144 -0,006724254C2H6 0,0023 2,8953E-05 0,0140 -4,268 -0,000123573C3H8 0,00025 3,1471E-06 0,013 -4,342 -1,36647E-05i-C4H10 0,00004 5,0354E-07 0,0129 -4,350 -2,19039E-06n-C4H10 0,00004 5,0354E-07 0,0129 -4,350 -2,19039E-06C5H12 0,00007 8,8119E-07 0,015 -4,199 -3,70012E-06H2S 0,0000007 8,8119E-09 0,02 -3,912 -3,44721E-08CO2 13,273 0,16708617 0,021 -3,863 -0,645453892N2 0,0853 0,00107379 0,0245 -3,709 -0,003982697H2O 12,9321 0,16279478 0,016 -4,135 -0,673156416CO 0,08533 0,00107417 0,0225 -3,794 -0,004075402H2 52,93072 0,66631444 0,012 -3,794 -2,527996973Total 1 -3,861534987


ln = ii lnμ X



= 0,0210 cP

Dalam perancangan ini digunakan cooler dengan spesifikasi:

- Diameter luar tube (OD) = 3/4 in

- Jenis tube = 18 BWG

- Pitch (PT) = 1 in triangular pitch

- Panjang tube (L) = 15 ft

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, cooler untuk fluida panas light organic

dan fluida dingin air, diperoleh UD = 75-150, faktor pengotor (Rd) = 0,003

Diambil UD = 140 Btu/jamft2F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2

oo2

D

ft338,6995F127,129

Fftjam

Btu150

Btu/jam2,133396552

ΔtU

QA

Luas permukaan luar (a) = 0,3271 ft2/ft (Tabel 10, hal. 843, Kern)

Jumlah tube, 067,1399/ftft 0,3271ft 15

ft40158,3493

aL

AN

2

2

"t

buah

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 1128 tube

dengan ID shell 39 in.

c. Koreksi UD

2

2

"t

ft396,3321

/ftft0,196311128ft 15

aNLA

Fftjam

Btu315,921

F127,129ft396,3321

Btu/jam2133396552,

ΔtA

QU

22D

Fluida dingin : air, tube

(3) Flow area tube, at = 1,04 in2 [Tabel 10, Kern]


n144

aNa

'tt

t


2ft 2,03664144

1,041128ta

(4) Kecepatan massa

ta

WtG [Pers. (7.2), Kern]

2ftjam

mlb95592422,17

2,0366tG

1138952701


Pada tc = 135,5 F

= 0,6 cP = 1,451 lbm/ft2jam [Gbr. 14, Kern]

Dari Tabel 10, Kern, untuk 3/4 in OD, 18 BWG, diperoleh

ID = 0,652 in = 0,0543 ft

μ

tGIDtRe

[Pers. (7.3), Kern]

84,209410701,451

5592422170,0543tRe

(6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 600

(7) Pada tc = 135,5°F

c = 0,47 Btu/lbm°F [Geankoplis,1983]

k = 0,365 Btu/jam.ft°F [Geankoplis,1983]

218,1375,0

451,147,0 31

31

k

c

(8) 3

1

k

μckjH

tφ

ih

ID

218,10.375

250tφ

ih

0,0543

= 2102,900


0,75

0,652 x 900,2102

OD

IDx

tφ

ih

tφ

ioh

= 1828,1210

(9) Karena viskositas rendah, maka diambil

t = 1 [Kern, 1965]

tφtφ

ioh

ioh

hio = 1828,1210

Fluida panas : shell, bahan

(3) Flow area shell

T

's

s P144

BCDa

ft2 [Pers. (7.1), Kern]

Ds = Diameter dalam shell = 39 in


PT = Tube pitch = 1,56 in


= 1 – 3/4 = 0,25 in

2ft0,4621144

60,2539sa

(4) Kecepatan massa

ss a

wG [Pers. (7.2), Kern]

2ftjam

mlb710,4436

0,462sG

2049,7601


Pada Tc = 293,2F

= 0,0210 cP 0,0525 = lbm/ft2jam [Gbr. 15, Kern]

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 3/4 in dan 1 tri. pitch, diperoleh de = 0,73in.

De =0,73/12 = 0,060 ft


μ

sGeDsRe

[Pers. (7.3), Kern]

224,77540,0525

6692,00160,060sRe

(6) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 90 (7) Pada Tc = 391,1F

c = 0,7575 Btu/lbmF[Geankoplis, 1983]

k = 0,383 [Geankoplis, 1983]

47,0383,0

0525,07575,0 31

31

k

c

(8) 3

1

k

c

D

kjH

h

es

o


331,5961,0380,060

0,38390

sφ

oh

(9) Karena viskositas rendah, maka diambil s = 1

sφsφ

ohoh

ho = 596,331 1 = 596,331

(10) Clean Overall coefficient, UC

FftBtu/jam654,449331,5961210,1828

331,5961210,1828

hh

hhU 2

oio

oioC

[Pers.

(6.38), Kern]

(11) Faktor pengotor, Rd

0009,0921,315654,449

921,315654,449

UU

UUR

DC

DCd


Rd hitung > Rd batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima.

Pressure drop

Fluida dingin : air, tube

(1) Untuk Ret = 20941070,84

f = 0,00014 ft2/in2 [Gbr. 26, Kern]


s = 1 [Gbr. 6, Kern]

t = 1

(2) tφsID105,22

nL2

tGftΔP

10


(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, 1950 pada

Gt = 5592422,179 diperoleh 2g'

2V=0,99

psi4,8

10,060105,22

4)15(95592422,170,000014tΔP

110

2

Pt yang diperbolehkan = 10 psia

Fluida panas : bahan, shell

(1) Untuk Res = 7754,224

f = 0,0007 ft2/in2 [Gbar. 29, Kern]

s =1

s = 0,0048

(2) B

L121N [Pers. (7.43), Kern]

30121N6

15

Ds = 39/12 = 3,25 ft

(3)

sφseD10105,22

1NsD2

sGfsΔP


psi120,0

10,9110105,22

302

0,0007sΔP

0,0048

3,254436,710

Ps yang diperbolehkan = 2 psi

LC. 11 Knock-out Drum (KOD-301)

Fungsi : Memisahkan gas dengan air setelah didinginkan pada 43 0C

.

Bentuk : Silinder horizontal


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-212 grade B

Jenis sambungan : Double welded butt joints

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi : Temperatur = 43°C

Tekanan = 24,4 bar

Tabel LC. 9 Komposisi Umpan Masuk pada Knock-out Drum II (KOD-301)

Senyawa N13 (kmol/jam) % mol F13 (kg/jam)

% berat Densitas (kg/m3)

BM

CH4 0,128889961 0,001622531 2,063657 0,00221 0.717 16,011 C2H6 0,002298998 2,89409E-05 0,069021 0,0000742 1.264 30,022 C3H8 0,000248999 3,13452E-06 0,010964 0,0000117 1.882 44,033 i-C4H10 3,99E-05 5,02E-07 0,002316 0,00000249 2.5 58,044 n-C4H10 3,99E-05 5,02E-07 0,002316 0,00000249 2.5 58,044 C5H12 6,99E-05 8,80E-07 0,005037 0,00000541 4,5898 72,055 H2S 7,00E-07 8,81E-09 0,0000238 0,000000025 1.434 34,066 CO2 13,27305361 0,167087786 584,1604 0,6283 1.977 44,011 N2 0,085299985 0,001073799 2,389764 0,00257 1.2506 28,176 H2O 12,93162989 0,162789775 232,7693 0,2503 0.804 18 CO 0,085339999 0,001074302 2,390459 0,00257 1.250 28,011 H2 52,93069349 0,666317839 105,8614 0,1138 0.0899 2 Total 79,43760533 929,7246

Laju alir mol gas, Ngas = 65,90535 kmol/jam Laju alir cairan, Fcairan = 258,5567 kg/jam = 570,022 lbm/jam

campuran gas = )(

273

4,22

%

KT

KBMmol

= 0,4507kg/m3 = 0,0281 bm/ft3

ρcairan = ( % berat CH4 x ρ CH4 ) + ( % berat C2H6 x ρ C2H6 ) +

( % berat C3H8 x ρ C3H8 ) + ( % berat i-C4H10 x ρ i-C4H10 ) +

( % berat n-C4H10 x ρ n-C4H10 ) + ( % berat C5H12 x ρ n-C5H12 ) +

( % berat H2S x ρ H2S ) + ( % berat CO2 x ρ CO2 ) +

( % berat N2 x ρ N2 ) + ( % berat H2O x ρ H2O ) +

( % berat CO x ρ CO ) + ( % berat H2 x ρ H2 )

= 1,4617 kg/m3 = 0,0912 lbm/ft3


KKmollatmjamkmol

P

RTn

0809,24

15,316./.0821,0/90535,65

= 71,0369 m3/jam = 0,6968 ft3/detik

Volume cairan, Vcairan = 1,4617

258,5567

F

= 176,8876 m3/jam = 1,7351 ft3/detik


Kecepatan linear yang diinzinkan :

114,0 gas

u

(Walas,1988; hal 615)

= 1 0,0281

1,461714,0 0,999 ft/detik

Untuk kecepatan linier pada tangki horizontal:

uhorizontal = 1,25 x u (Walas,1988; hal 618)

= 1,25 x 0,999 ft/detik = 1,2487 ft/detik

Diameter tangki:

D = 99,0)4/(

50

horizontal

=99,0)4/(2487,1

50

= 7,1781 ft

Tinggi kolom uap minimum = 5,5 ft (Walas,1988)

Waktu tinggal = 10 menit (Walas,1988; hal 612)

Tinggi cairan , L =2

3

2 )1781,7()4/(

det600det/7351,1

)4/( ft

ikikft

D

tVliquid

= 25,7387 ft

Panjang kolom ; L = Lcairan + Luap

= 25,7387 + 5,5

= 31,2387 ft

35,41781,7

2387,31

D

L

Karena L/D > 3 dan L/D < 5 maka spesifikasi tangki vertikal dapat diterima

(Walas,1988)

Perhitungan tebal shell tangki :

Tinggi cairan = 25,7387 ft = 7,8452 m

Tekanan operasi = 24,4 bar = 358,68 Psi

Tekanan hidrostatik :

PH = x g x l = 1,4617 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 7,8452 m

= 112,3798 Pa = 0,0163 Psi

P = 358,68 Psi + 0,0163 Psi = 358,6963 Psi



Maka, Pdesign = (1,05) (358,6963)

= 376,6311 Psi

Joint efficiency = 0,8 (Brownell, 1959)

Allowable stress = 17500 Psi (Brownell, 1959)

Faktor korosi (CA) = 0,015 in/tahun

n = 10 tahun

Tebal shell tangki:

in 1,327

)015,0(1011Psi)1,2(376,63,8)2(17500)(0

in/1ft) (12ft) (7,1781 ) Psi (376,6311

1,2P2SE

PDt

AnC

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,327 in

LC.12 Adsorber (D – 701)

Fungsi : Untuk menyerap gas yang tidak di inginkan yang terdapat pada gas H2


Bahan : stainless steel, SA – 240, Grade C, type 410

Jumlah : 4 unit

Kondisi Operasi :

- Temperatur (T) = 43 0C

- Tekanan ( P) = 24 bar

Densitas aktif sieve : 240,2745 kg/m3 (Anonimous, 2007)

Banyaknya aktif sieve : 642,5655 kg / jam (US patent 3,773,690)

ε carbon aktif : 0,36

Densitas karbon aktif : 470 kg/m3 (PT. Samator)

Banyaknya karbo aktif : 1298 kg / jam (US patent 3,773,690)

ε carbon aktif : 0,4

Densitas aktif alumina : 769 kg/m3 (PT. Samator)

Banyaknya aktif aktif : 261,271 kg / jam (US patent 3,773,690)

ε aktif alumina : 0,3

Waktu tinggal gas : 10 Menit = 0,1667 jam


Faktor kelonggaran : 20 % (Perry dan Green, 1999)

Perhitungan:

a. Volume Tangki

Volume aktif sieve, V1 = 3kg/m240,2745

24jam/hari10kg/jam 642,5655 xhari = 641,8314 m3

Vaktife sieve = aktifsiefe

m

-1

8314,641 3

= 1002,861 m3

Volume karbon aktif , V1 = 3kg/m470

24jam/hari10kg/jam 1298 xhari = 662,808 m3


m

-1

808,662 3

= 1104,68 m3

Volume karbon aktif , V1 = 3kg/m769

24jam/hari10kg/jam 261,271 xhari = 81,54 m3


m

-1

54,81 3

= 116,485 m3

Direncanakan membuat 4 tangki dan faktor kelonggaran 20%, maka :

Volume 1 PSA = 4

m 2224,026 x 1,2 3

= 667,2078 m3

. Diameter dan Tinggi Shell


- Tinggi tutup (Hd) : Diameter (D) = 1 : 4


3

2s

2

D3

πVs

3

4D

4

πHπRVs

D


Vh = 32d

2 D24

D4

1D

6HR

3

2

(Brownell,1959)



Vt = Vs + Vh

= 3D8

3

667,2078 m3 = 3D1,1781

D3 = 566,342 m3

D = 8,27 m

D = 30,25 in

Hs = D3

411,026 m


Diameter tutup = diameter tangki = 8,27 m = 325,730 in


1 2,06 m

Tinggi tangki = Hs + Hd = (11,026 + 2,06) m = 13,093 m


Direncanakan menggunakan bahan konstruksi stainless steel, SA – 240, Grade C,

type 410

diperoleh data :

- Allowable stress (S) = 16.250 lb/in2


- Corrosion allowance (C) = 0.0098 in/tahun

- Umur tangki (n) = 10 tahun

Volume PSA = 667,2078 m3

Tinggi bahan dalam tangki =1677,1489

2078,667 × 11,026 m = 4,94 m

Po = 2400 kPa

P = 2400 kPa + 100 kPa = 2500 kPa

Pdesign = 1,2 × 2500 = 3000 kPa


= 441 psia

Tebal shell tangki:

t = 0098,010)4416,0()85,0250.16(

25,30441x

xx

x

t = 1,498

Tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in

e. Tebal tutup tangki

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell.

Tebal tutup atas yang digunakan = 1,5 in.

LC.13 Kompresor I I (G-108)

Fungsi : Menaikkan tekanan gas hidrogen sebelum di alirkan ke

dalam tangki penyimpanan.

Tipe : Reciprocating compressor

Jumlah : 1 unit dengan 3 tahap

Data perhitungan

Laju alir gas masuk = 100 kg/jam

1P

P

1-k

kP m N1078,2P

stN k/)1k(

1

21vlst

4ad (Peters, 2004)

ρgas = 33

av /2K) K)(315,15 atm/kmolm (0,082

kg/kmol) (2 atm) (24,4

RT

BM Pmkg

dimana : Nst = jumlah tahap kompresi

mvl = laju alir gas volumetrik (m3/jam)

P1 = tekanan masuk = 24,4 bar = 2440 kPa

P2 = tekanan keluar = 70 bar = 7000 kPa

η = efisiensi kompresor = 75 % (Walas, 1988)

k = rasio panas spesifik gas hidrogen = 1,407 (Perry, 1997)

Laju alir volumetrik gas,Q = 3/2

/100

mkg

jamkgF

= 50 m3/jam = 0,01388 m3/det


1

2440

7000

1-1,407

407,124405031078,2P

)3 407,1/()1407,1(4

ad

Pad = 37,988 hp

P =

Pad = 75,0

37,988= 50,65 hp

Digunakan kompresor dengan daya motor standar 51 hp

Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan :

De = 0,363 (mvl)0,45( )0,13 (Peters, 2004)

= 0,363 (0,01388 m3/detik)0,45 (2 kg/m3) 0,13

= 0,0579 m = 2,28 in

b. perancangan Intercooler 1


16


15 feet , 1 Pass


Temperatur masuk; T1 = 67,7oC = 153,86 oF

Temperatur keluar; T2 = 47,7oC = 117,86 oF




Dari Neraca panas; Panas yang dibutuhkan Q = 316909239,3 kj/jam = 300370821,8Btu/jam


Fluida Panas Fluida dingin Selisih T1 = 153,86 oF

Temperatur lebih tinggi t2 = 95oF t1 = 58,86 oF

T2 = 117,86 oF Temperatur lebih rendah

t1 = 85 oF t2 = 32,86 oF

T1 – T2 = 36F Selisih t2 – t1 = 10F t2 – t1 =-26 oF


LMTD =

1

2

12

lnt

ttt

86,58

86,32ln

26= 44,827 oF

R = (T1 – T2) / (t2 – t1) = (36) / (10) = 3,6

S = (t2 – t1)/(T1- t1) = (95-85)/(153,86-85) = 5760F /6750F = 0,14

Fr = 0,99 (F igur 18 kern,1965)

t = 0,99 x 44,827 = 44,378 oF

Tc dan tc

86,1352

86,11786,153

2

TTT 21

c

F

902

9585

2

ttt 21

c

F


fluida dingin campuran 0,5 cP < (light organic), diperoleh UD = 100-200.



A = tU

Q

D =

378,44190

30037821,8

x = 3562,4363 ft2


Jumlah tube = llLxa

A =

1963,015

3562,4363

x= 1187,4787 buah


c. perancangan Intercooler 2


16


15 feet , 4 Pass


Temperatur masuk; T1 = 72,7oC = 162,86 oF

Temperatur keluar; T2 = 52,7oC = 126,86 oF





Dari Neraca panas; Panas yang dibutuhkan Q = 316909239,3 kj/jam = 300370821,8Btu/jam


Fluida Panas Fluida dingin Selisih T1 = 162,86 oF

Temperatur lebih tinggi t2 = 95oF t1 = 67,86 oF

T2 = 126,86 oF Temperatur lebih rendah

t1 = 85 oF t2 = 41,86 oF

T1 – T2 = 36F Selisih t2 – t1 = 10F t2 – t1 =-26 oF

LMTD =

1

2

12

lnt

ttt

86,67

86,41ln

26= 54,166 oF

R = (T1 – T2) / (t2 – t1) = (36) / (10) = 3,6

S = (t2 – t1)/(T1- t1) = (95-85)/(162,86-85) = 5760F /6750F = 0,12

Fr = 0,97 (F igur 18 kern,1965)

t = 0,97 x 54,166 = 52,541 oF

Tc dan tc

86,1442

86,12686,162

2

TTT 21

c

F

902

9585

2

ttt 21

c

F


fluida dingin campuran 0,5 cP < (light organic), diperoleh UD = 100-200.



A = tU

Q

D =

541,52190

30037821,8

x = 3008,960 ft2


Jumlah tube = llLxa

A =

1963,015

3008,960

x= 1002,9868 buah



Dipilih material pipa commercial steel 2 in Schedule 40 :

Diameter dalam (ID) = 2,067 in = 0,63 ft

Diameter luar (OD) = 2,375 in = 0,723ft

Luas penampang (A) = 0,02330 ft2

(McCabe, 1986)

LC.14 Tangki Produk (T-501)

Fungsi : Tempat penampungan H2

Jumlah : 2 unit

Tipe : Tangki berbentuk bola

Bahan : Carbonsteel (Brownell & Young,1959)

Kondisi operasi : 60oC.70 bar

Perhitungan:

Laju alir bahan masuk = 100 kg/jam

Lama penyimpanan = 7 hari


A. Volume Tangki

Hidrogen yang dihasikan per jam = 100 kg/jam

Hidrogen yang dihasikan dalam kmol = jamkmolkgkmol

jamkg/50

/2

/100

ρgas = 33

av /1263,5K) K)(333,15 atm/kmolm (0,082

kg/kmol) (2 atm) (70

RT

BM Pmkg = 320,0018

lbm/ft3


KKmollatmjamkmol

P

RTn

70

15,333./.0821,0/50

= 19,5368 m3/jam = 0,1916 ft3/detik

Total volume gas dalam tangki = 19,5368 m3 /jam×24 jam/hari×7 hari

= 3282,1824 m3

Direncanakan 2 buah tangki, sehingga:


Total massa bahan dalam tangki = 3m0912,16412

kg3282,1824

Faktor kelonggaran = 20 % (Perry dan Green, 1999)


= 1969,3094 m3

Diambil tinggi silinder; Hs = Dt

Volume tangki; Vt = 3

6

1Dt

1969,3094 m3 = DtDt3

4)14,3(

4

1 2

1969,3094 m3 = 1,0466Dt3


Jari – jari tangki, R = 2

m 12,3455 = 6,1727 m = 240,022 in

Tinggi tangki; Hs = 12,3455 m = 40,5055 ft

Tekanan disain; Pd = (1029 + 14,7) = 1252,44 Psi

Tebal silinder, ts = ncPSE

RxP

6,0

Dimana;

P = Tekanan disain

S = Tegangan yang diizinkan 18.750 psi

E = Efesiensi sambungan; 80%

n = Umur alat 10 tahun

c = laju kecepatan korosi 0,01 in/tahun

ts = tahuninxtahunx

x/01,010

1252,44Psi6,00,8xpsi 18.750

in 240,022Psi 1252,44

= 2,1 in

Digunakan silinder dengan ketebalan 21 in

Tebal tutup dianggap sama karena terbuat dari bahan yang sama.

Spesifikasi Tangki



Tebal silinder; ts = 21 in




LC.15 Tangki Penampungan sementara PSA off gas (T-401)

Fungsi :Tempat penampungan PSA off gas sebelum dialirkan sebagai

Bahan bakar

Jumlah : 2 unit

Tipe : Tangki silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan : Low Alloy Steels SA- 353 (Brownell &

Young,1959)

Kondisi operasi : 42,2oC. 1 bar

Perhitungan:

Laju alir bahan masuk = 571,1679 kg/jam

Kebutuhan perancangan = 1 hari


Tabel LC.1 Komposisi gas keluar dari PSA alur 19 (E-114)

Komponen BM N19 (kmol/jam) % mol % mol x BM

CH4 16,011 0,127115 0,00801 0,1283 C2H6 30,022 0,002114 0,00013 0,0039 C3H8 44,033 0,000185 0,000011 0,00051 i-C4H10 58,044 0,0000182 0,00000114 0,0000666 n-C4H10 58,044 0,0000215 0,00000135 0,0000787 C5H12 72,055 0,0000143 0,000000902 0,0000649 H2S 34,066 0,000000602 0,000000037 0,00000129 CO2 44,011 12,60434 0,7950 34,9887 N2 28,176 0,084799 0,00534 0,1507 H2O 18 0,222 0,0140 0,2520 CO 28,011 0,085308 0,005381 0,1507 H2 2 2,72728 0,1720 0,3440 Total 15,8531 36,0190

ρgas = 33

av /3933,1K) K)(315,35 atm/kmolm (0,082

kg/kmol) (36,0190 atm) (1

RT

BM Pmkg

A. Volume Tangki

PSA off gas untuk kebutuhan 1 hari yang dihasikan per jam = 571,1679 kg/jam

PSA off gas dalam kmol = jamkmolkmolkg

jamkg/8531,15

/0190,36

/1670,571


Volume gas, Vgas = 15,8531 kmol/jam x 22.4 L/ Kmol= 355,10 L/jam = 0,355 m3/jam Volume total = 0,355 m3/jam x 24jam/hari x 1hari = 8,522 m3 Faktor kelonggaran = 20 % (Perry dan Green, 1999)


= 1,2 x 8,522 m3

= 10,227 m 3

Volume silinder (Vs) = 4

1 Dt

2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2)

Vs = 8

3 Dt

3

Tutup tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor 2 : 1,

sehingga :

Tinggi head (Hh) = 1/4 D (Brownell dan Young, 1959)

Volume tutup (Vh) ellipsoidal = /4 D2Hh

= /4 D2(1/4 D)

= /16 D3

Vt = Vs + Vh (Brownell dan Young, 1959)

Vt = (3/8 D3) + (/16 D3)

Vt = 7/16 D3

7

10,227 16

7

Vt 16 (D) tangkiDiameter 33

= 1,95 m = 76,873 in

Tinggi silinder (Hs) = 3/2 D = 3/2 1,95 m = 2,925 m

Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1/4 D = 1/4 2,925 m = 0,7312 m

Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 3,656 m

B. Tekanan Desain

Tinggi bahan dalam tangki = Tinggi tangki

Tinggi tangki = 3,656 m

Tekanan Atmosfir = 1 atm

= 0,9869

Tekanan operasi = 1 bar = 0,9869 atm


Faktor keamanan untuk tekanan = 20 %

P desain = (1 + 0,2) (0,9869+ 0,9869)

= 2,368 atm

= 34,817 psia

C. Tebal dinding tangki (bagian silinder)

- Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun (Chuse dan Eber,1954)

- Allowable working stress (S) : 22.500 lb/in2 (Brownell dan Young, 1959)

- Efisiensi sambungan (E) : 0,8

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

)AC(0,6PSE

RP(d)silinder Tebal

(Peters dan Timmerhaus, 2004)

dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P = tekanan desain (psi)

R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2

S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan

in 0,116

100042,034,8176,080,0500.22

38,385 34,817d

Dipilih tebal silinder standar = 0,116 in

D. Tebal dinding head (tutup tangki)

- Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun (Chuse dan Eber, 1954)

- Allowable working stress (S) : 22.500 lb/in2 (Brownell dan Young, 1959)

- Efisiensi sambungan (E) : 0,8

- Umur alat (A) direncanakan :10 tahun

- )AC(0,2P2SE

DiP(dh) head Tebal

(Peters dan Timmerhaus, 2004)

dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in)

P = tekanan desain (psi)

Di = diameter tangki (in)

S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan


in 0,116

100042,034,8176,080,0500.22

38,385 34,817d

Dipilih tebal head standar = 0,116 in

Spesifikasi Tangki



Tebal silinder; ts = 0,116 in



LC. 16 Blower 1 (G-102)

Fungsi : Mengalirkan gas alam dan steam ke dalam heater sebelum

diumpankan kedalam reformer furnace .

Jumlah :1 unit

Jenis : blower sentrifugal

Bahan konstruksi : carbon steel

Kondisi operasi : 371 ºC dan 3000 kPa

Laju alir = 52,76 kmol/jam = 52760 mol/jam

Laju alir volum gas Q = Pa100000

K 644,15 Pa/mol.K xm 8,314 x mol/jam 52760 3

= 2825,5423 m3 /jam

Daya blower dapat dihitung dengan persamaan,

33000

Qefisiensi144P

(Perry, 1997)

Efisiensi blower, = 80

Sehingga,

33000

2825,54230,8144P

= 9,8 hp

Maka dipilih blower dengan tenaga 10 hp

LC. 17 Blower 2 (G-103)

Fungsi : Mengalirkan gas alam dan steam ke reformer furnaces .


Jumlah :1 unit




Laju alir = 52,76 kmol/jam = 52760 mol/jam


K 793,15 Pa/mol.K xm 8,314 x mol/jam 52760 3

= 3479,1258 m3 /jam


33000

Qefisiensi144P

(Perry, 1997)


Sehingga,

33000

3479,12580,8144P

= 12,14 hp


LC. 18 Blower 3 (G-104)

Fungsi : Mengalirkan gas sintesis untuk di umpankan ke High

Temperatur Shift.

Jumlah :1 unit




Laju alir = 39,6824 kmol/jam = 3968,24 mol/jam


K 623,15 Pa/mol.K xm 8,314 x mol/jam 3968,24 3

= 205,5893 m3 /jam


33000

Qefisiensi144P

(Perry, 1997)



Sehingga,

33000

205,58930,8144P

= 0,7176 hp


LC. 19 Blower 4 (G-105)

Fungsi : Mengalikan gas sintesis untuk di umpankan ke Low

Temperatur Shift.

Jumlah :1 unit







= 264,236 m3 /jam


33000

Qefisiensi144P

(Perry, 1997)


Sehingga,

33000

264,2360,8144P

= 0,9224 hp


LC. 20 Blower 5 (G-106)

Fungsi : Mengalikan gas sintesis untuk di umpan ke dalam cooler.

Jumlah :1 unit








= 222,7394 m3 /jam


33000

Qefisiensi144P

(Perry, 1997)


Sehingga,

33000

222,73940,8144P

= 0,777 hp


LC. 21 Blower 6(G-107)

Fungsi : Mengalirkan gas sintesis untuk di umpan ke dalam Knok

Out Drum.

Jumlah :1 unit







= 193,2549 m3 /jam


33000

Qefisiensi144P

(Perry, 1997)


Sehingga,

33000

193,25490,8144P

= 0,6746 hp


LC. 22 Blower 7 (G-109)


Fungsi :Mengalirkan gas sintesis untuk di umpan ke dalam PSA.

Jumlah :1 unit







= 173,2303 m3 /jam


33000

Qefisiensi144P

(Perry, 1997)


Sehingga,

33000

173,23030,8144P

= 0,604 hp


LC. 23 Blower 9 (G-110)

Fungsi :Mengalirkan PSA offgas dari tangki penampungan.

Jumlah :1 unit







= 41,5376 m3 /jam


33000

Qefisiensi144P

(Perry, 1997)



Sehingga,

33000

41,53760,8144P

= 0,145 hp

Maka dipilih blower dengan tenaga 0,5 hp

LC. 24 Blower 11 (G-111)

Fungsi : Mengalirkan gas alam yang sudah dicampur dengan PSA off

gas untuk pembakaran di reformer furnace.

Jumlah :1 unit




Laju alir (N21) = 16,90 kmol/jam = 16900,06 mol/jam


K 315 Pa/mol.K xm 8,314 x mol/jam 16900,06 3

= 442,59 m3 /jam


33000

Qefisiensi144P

(Perry, 1997)


Sehingga,

33000

442,590,8144P

= 1,54 hp


LC. 25 Blower 12 (G-112)

Fungsi : Mengalirkan gas alam yang sudah dicampur dengan PSA off

gas untuk pembakaran di reformer furnace.

Jumlah :1 unit








= 442,59 m3 /jam


33000

Qefisiensi144P

(Perry, 1997)


Sehingga,

33000

442,590,8144P

= 1,54 hp


LC. 26 Blower 13 (G-113)

Fungsi : Mengalirkan udara yang digunakan untuk pembakaran di

reformer furnace

Jumlah : 1 unit







= 306,6177 m3 /jam


33000

Qefisiensi144P

(Perry, 1997)


Sehingga,

33000

306,61770,8144P

= 1,07 hp



LAMPIRAN D

PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTILITAS

LD.1 Screening (SC)

Fungsi : menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis : bar screen

Jumlah : 1 Unit

Bahan konstruksi : stainless steel

Kondisi operasi :

Temperatur = 27 °C

Densitas air () = 994,212 kg/m3 (Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F) =211264,8493 kg/jam

Laju alir volume (Q) = 3kg/m994,212

s jam/36001kg/jam 3211264,849 = 0,059 m3/s

Dari tabel 5.1 Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater

Ukuran bar :

Lebar bar = 5 mm; Tebal bar = 20 mm;

Bar clear spacing = 20 mm; Slope = 30°

Direncanakan ukuran screening:

Panjang screen = 2 m

Lebar screen = 2 m

Misalkan, jumlah bar = x

Maka, 20x + 20 (x + 1) = 2000

40x = 1980

x = 49,5 50 buah

Luas bukaan (A2) = 20(50 + 1) (2000) = 2040000 mm2 = 2,04 m2

Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan Cd = 0,6 dan

30% screen tersumbat.

Head loss (h) = 22

2

22

2d

2

(2,04) (0,6) (9,8) 2

(0,059)

A C g 2

Q

= 1,18.10-5 m dari air

LD-1 Universitas Sumatera Utara

= 0,0118 mm dari air

2 0 0 0

2 0 0 0

2 0

Gambar LD.1 Sketsa sebagian bar screen , satuan mm (dilihat dari atas)

LD.2 Bak Sedimentasi (BS)

Fungsi : untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jumlah : 1 Unit

Jenis : beton kedap air

Kondisi operasi :

Temperatur = 27 oC

Tekanan = 1 atm

Densitas air () = 994,212 kg/m3 = 62,069 lbm/ft3 (Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F) = 211264,8493 kg/jam = 129,3784 lbm/s

Laju air volumetrik, /sft 2,0844lbm/ft 62,069

lbm/s 129,3784

ρ

FQ 3

3

= 125,0655 ft3/min

Desain Perancangan :

Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif (Kawamura, 1991).

Perhitungan ukuran tiap bak :

Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir adalah (Kawamura, 1991) :

0 = 1,57 ft/min atau 8 mm/s

Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi :


Kedalaman tangki 10 ft

Lebar tangki 2 ft

Kecepatan aliran ft/min6,2532ft2ft x 10

/minft 125,0655

A

Qv

3

t

Desain panjang ideal bak : L = K

0h

v (Kawamura, 1991)

dengan : K = faktor keamanan = 1,5

h = kedalaman air efektif ( 10 – 16 ft); diambil 10 ft.

Maka : L = 1,5 (10/1,57) . 6,2532

= 59,7439 ft

Diambil panjang bak = 60 ft = 18,2882 m

Uji desain :

Waktu retensi (t) : Q

Vat

min/ft 125,0655

ft 60) x 2 x (10 3

3

= 9,5949 menit

Desain diterima ,dimana t diizinkan 6 – 15 menit (Kawamura, 1991).

Surface loading : A

Q

=

= 7,7697 gpm/ft2

Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 – 10 gpm/ft2 (Kawamura, 1991).

Headloss (h); bak menggunakan gate valve, full open (16 in) :

h = K v2

= panjang x lebar x tinggi laju alir volumetrik

laju alir volumetrik luas permukaan masukan air

125,0655 ft3/min (7,481 gal/ft3) 2 ft x 60 ft


2 g

= 0,12 [6,2532 ft/min. (1min/60s) . (1 m/3,2808 ft) ]2

2 (9,8 m/s2)

= 0,0000514 m dari air.

LD.3 Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01)

Fungsi : Membuat larutan alum [Al2(SO4)3]

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C

Jumlah : 1 Unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 27C

Tekanan = 1 atm

Al2(SO4)3 yang digunakan = 50 ppm

Al2(SO4)3 yang digunakan berupa larutan 30 ( berat)

Laju massa Al2(SO4)3 = 10,56 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30 = 1363 kg/m3 = 85,0889 lbm/ft3 (Perry, 1999)


Faktor keamanan = 20

Perhitungan:

Ukuran Tangki

Volume larutan, 3l kg/m13630,3

hari30jam/hari24kg/jam10,56V

= 18,5942 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 18,5942 m3

= 22,3131 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3

33

23

2

πD8

3m 22,3131

D2

3πD

4

1m 22,3131

HπD4

1V


Maka: D = 2,6 m ; H = 3,9 m

Tinggi cairan dalam tangki = silindervolume

silindertinggixcairanvolume

= )3131,22(

)3,9)(5942,18( = 3,24 m = 10,6625 ft

Tebal Dinding Tangki

Tekanan hidrostatik, Phid = x g x l

= 1363 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,9 m

= 52093,86 Pa = 52,093 kPa

Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa

Poperasi = 52,093 kPa + 101,325 kPa = 153,418 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) (153,418 kPa)

= 161,0889 kPa


Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 0,09m 0,0024

kPa) 891,2(161,08kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) 2,6 kPa)((161,0889

1,2P2SE

PDt

Faktor korosi = 0,125 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,09 in + 0,125 in = 0,219 in

Daya Pengaduk

Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle : 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh :

Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 3,9 m = 1,3 m

E/Da = 1 ; E = 1,3 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ x 1,3 m = 0,325 m


W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 1,34 m = 0,26 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 3,9 m = 0,325 m

dengan :

Dt = diameter tangki

Da = diameter impeller

E = tinggi turbin dari dasar tangki

L = panjang blade pada turbin

W = lebar blade pada turbin

J = lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det

Viskositas Al2(SO4)3 30 = 6,7210-4 lbm/ftdetik ( Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

μ

DNρN

2a

Re (Geankoplis, 1997)

12447218,49

106,72

3,2808 x 1,3185,0889N

4

2

Re

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus :

c

5a

3T

g

ρ.D.nKP (McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999)

Hp 15,42 ft.lbf/det 550

1Hp x ft.lbf/det 8486,1749

.detlbm.ft/lbf 32,174

)lbm/ft (85,0889ft) 3,2808.(1,3put/det) (1 6,3P

2

353

Efisiensi motor penggerak = 80

Daya motor penggerak = 8,0

15,42= 19,28 Hp


LD.4 Tangki Pelarutan Soda Abu [Na2CO3] (TP-02)

Fungsi : Membuat larutan soda abu (Na2CO3)



Jumlah : 1 Unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 27°C

Tekanan = 1 atm

Na2CO3 yang digunakan = 27 ppm

Na2CO3 yang digunakan berupa larutan 30 ( berat)

Laju massa Na2CO3 = 5,7 kg/jam

Densitas Na2CO3 30 = 1327 kg/m3 = 82,845 lbm/ft3 (Perry, 1999)



Perhitungan Ukuran Tangki


hari30jam/hari24kg/jam7,5V

= 10,3089 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 10,3089 m3

= 12,3707 m3


33

23

2

πD8

3m 12,3707

D2

3πD

4

1m 12,3707

HπD4

1V

Maka: D = 3,2 m ; H = 4,8 m




= )3707,12(

)8,4)(3089,10( = 3,9 m = 13,123 ft



= 1327 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 4,8 m

= 62422,08 Pa = 62,422 kPa




Maka, Pdesign = (1,05) (165,747 kPa)

= 174,0343 kPa



Tebal shell tangki:

in 0,157m 0,003

kPa)431,2(174,03kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (3,2 kPa) (174,0343

1,2P2SE

PDt



Daya Pengaduk



Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:

Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 3,2 m = 1,06 m

E/Da = 1 ; E = 1,06 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ x 1,06 m = 0,265 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 1,06 m = 0,212 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 3,2 m = 0,265 m


dengan :






J = lebar baffle


Viskositas Na2CO3 30 = 3,6910-4 lbm/ftdetik (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

μ

DNρN

2a


32715258,48

103,69

x3,28081,06182,845N

4

2

Re

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus :

c

5a

3T

g

ρ.D.nKP ( McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999)

hp 12,99ft.lbf/det 550

1hp x ft.lbf/det 7148,035


)lbm/ft (82,845ft) 1,06.(3,2808put/det) 6,3.(1P

2

353



12,99= 16,24 Hp

LD.5 Clarifier (CL)

Fungsi : Memisahkan endapan (flok-flok) yang terbentuk karena

penambahan alum dan soda abu


Tipe : External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk : Circular desain

Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C

Data:

Laju massa air (F1) =211264,8493 kg/jam

Laju massa Al2(SO4)3 (F2) = 10,56 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3) = 5,7 kg/jam

Laju massa total, m = 211281,1093 kg/jam = 58,6891 kg/detik

Densitas Al2(SO4)3 = 2710 kg/m3 (Perry, 1999)

Densitas Na2CO3 = 2533 kg/m3 (Perry, 1999)

Densitas air = 994,212 kg/m3 (Perry, 1999)

Reaksi koagulasi:

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

Perhitungan:

Dari Metcalf & Eddy, 1984, diperoleh :

Untuk clarifier tipe upflow (radial):

Kedalaman air = 3-10 m

Settling time = 1-3 jam

Dipilih : kedalaman air (H) = 3 m, waktu pengendapan = 1 jam

Diameter dan Tinggi clarifier

Densitas larutan,

2533

5,7

2710

10,56

212,994

3211264,849 5,7 10,56 3211264,849

= 994,2827 kg/m3 = 0,9942 gr/cm3

Volume cairan, V = 3m212,496 994,2827

jam1kg/jam 3211281,109

V = 1/4D2H


D = m9,4933,14

212,4964)

πH

4V(

1/2

1/2

Maka, diameter clarifier = 9,49 m

Tinggi clarifier = 1,5 D = 14,23 m



= 994,2827 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3 m

= 29,2319 kPa




Maka, Pdesign = (1,05) (130,5569 kPa) = 137,0847 kPa


Allowable stress = 12650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 0,367m 0,009

kPa) 471,2(137,08kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (9,49 kPa) (137,0847

1,2P2SE

PDt



Desain torka yang diperlukan untuk operasi kontinu yang diperlukan untuk

pemutaran (turnable drive) : (Azad, 1976)

T, ft-lb = 0,25 D2 LF

Faktor beban (Load Factor) : 30 lb/ft arm (untuk reaksi koagulasi sedimentasi )

Sehingga : T = 0,25 [(9,49 m).(3,2808 ft/m) ]2.30

T = 7270,3145 ft-lb

Daya Clarifier


P = 0,006 D2 (Ulrich, 1984)

dimana: P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga,

P = 0,006 (9,49)2 = 0,540 kW = 0,7246 Hp

LD.6 Tangki Filtrasi (TF)

Fungsi : Menyaring partikel – partikel yang masih terbawa dalam air

yang keluar dari clarifier

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C

Jumlah : 1 Unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 27°C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air = 211264,8493 kg/jam

Densitas air = 994,212 kg/m3 = 62,1585 lbm/ft3 (Geankoplis, 1997)

Tangki filter dirancang untuk penampungan ¼ jam operasi.

Direncanakan volume bahan penyaring =1/3 volume tangki

Ukuran Tangki Filter

Volume air, 3a kg/m994,212

jam0,25 kg/jam 3211264,849V

= 53,1234 m3

Volume total = 4/3 x 53,1234 m3 = 70,8312 m3

Faktor keamanan 20 %, volume tangki = 1,05 x 70,8312 = 74,3727 m3

Volume silinder tangki (Vs) = 4

HsDi. 2

Direncanakan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 1

Vs = 4

.3 3Di

74,3727 m3 = 4

.3 3Di

Di = 3,1 m; H = 9,4 m


Tinggi penyaring = ¼ x 9,4 m = 2,3 m

Tinggi air = ¾ x 9,4 m = 7,05 m

Perbandingan tinggi tutup tangki dengan diameter dalam adalah 1 : 4

Tinggi tutup tangki = ¼ (3,1) = 0,775 m

Tekanan hidrostatis, Phid = x g x l

= 994,212 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 7,05 m

= 68690,1070 Pa

= 68,690 kPa




Maka, Pdesign = (1,05) (170,0151 kPa) = 178,5158 kPa



Tebal shell tangki :

in 0,25m 0,006

kPa) 58,6.(178,510kPa)(0,8) 4(87.218,71

m) (3,1 kPa) (178,5158

1,2P2SE

PDt



LD.7 Tangki Utilitas-01 (TU-01)

Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan



Kondisi penyimpanan : Temperatur 27°C dan tekanan 1 atm

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 27 oC

Laju massa air = 211264,8493 kg/jam = 129,378 lbm/s


Densitas air = 994,212 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3 (Geankoplis, 1997)

Kebutuhan perancangan = 3 jam

Perhitungan :


jam3kg/jam 3211264,849V

= 637,4843 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 637,4843 m3 = 764,981 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 5 : 6

33

23

2

πD10

3m 764,981

D5

6πD

4

1m 764,981

HπD4

1V

D = 9,3 m ; H = 11,16 m



= )981,764(

)16,11)( 4843,637(= 9,3 m = 30,511 ft



= 994,212 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 9,3 m

= 90612,4816 Pa

= 90,16 kPa

Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa

Poperasi = 90,16 + 101,325 kPa = 191,937 kPa

Faktor kelonggaran = 5 %.

Maka, Pdesign = (1,05)( 191,937) = 201,534 kPa



Tebal shell tangki:

1,2P2SE

PDt


in 0,42m 0,0107

kPa) 41,2(201,53kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (9,3 kPa) (201,534t

Faktor korosi = 0,125 in.

Tebal shell yang dibutuhkan = 0,42 in + 0,125 in = 0,548 in

LD.8 Tangki Utilitas - 02 (TU-02)

Fungsi : menampung air untuk didistribusikan ke domestik



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 27 C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air = 1100 kg/jam

Densitas air = 994,212 kg/m3 (Perry, 1997)



Perhitungan:


jam24kg/jam1100V

= 26,5536 m3


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H =2 : 3

33

23

2

πD8

3m 31,8644

D2

3πD

4

1m 31,8644

HπD4

1V

Maka, D = 3,0022 m

H = 4,5033 m


Tinggi air dalam tangki = )8644,31(

)5033,4)( 5536,26( = 3,7527 m



= 994,212 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,7527 m

= 36,5635 kPa

Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa

Poperasi = 36,5635 + 101,325 kPa = 137,8885 kPa

Faktor kelonggaran = 5 %.

Maka, Pdesign = (1,05)( 137,8885) = 144,783 kPa




in 0,1227m 0,0031

kPa) 31,2(144,78kPa)(0,8) 142(87.218,7

m)(3,0022 kPa) (144,783

1,2P2SE

PDt



LD.9 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-03)

Fungsi : Membuat larutan asam sulfat


Bahan konstruksi : Low Alloy Steel SA–203 grade A

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 27 °C

Tekanan = 1 atm


H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 5 ( berat)

Laju massa H2SO4 = 0,1049 kg/jam

Densitas H2SO4 = 1061,7 kg/m3 = 66,2801 lbm/ft3 (Perry, 1999)



Perhitungan :

Volume larutan, 3l kg/m1061,70,05

jam24hari30kg/jam 0,1049V

= 1,4227 m3



33

23

2

πD3

1m 1,7073

D3

4πD

4

1m 1,7073

HπD4

1V

Maka, D = 1,176 m ; H = 1,568 m

Tinggi larutan H2SO4 dalam tangki = silindervolume


= 7073,1

568,14227,1

= 1,3 m = 4,2867 ft



= 1061,7 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,3 m

= 13526,058 Pa = 13,52 kPa





Pdesign = (1,05) (114,851 kPa) = 120,5936 kPa


Allowable stress = 16250 psia = 112039,85 kPa (Brownell, 1959)


in 0,03m 0,0007

kPa) 361,2(120,59kPa)(0,8) 52(112039,8

m) (1,176 kPa)(120,5936

1,2P2SE

PDt



Daya Pengaduk Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller



Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 1.,176 m = 0,392 m

E/Da = 1 ; E = 0,392 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ x 0,392 = 0,098 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,392 m = 0,078 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 1,176 m = 0,098 m


Viskositas H2SO4 5 = 0,012 lbm/ftdetik (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

μ

DNρN

2a


9135,52594

0,012

)3,2808(0,392166,2801N

2

Re x

NRe < 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:


c

5a

3T

g

ρ.D.nKP (McCabe, 1999)

KT = 6,3 (McCabe, 1999)

Hp 9.10

ft.lbf/det 550

1Hp x ft.lbf/det 0049,0

.detlbm.ft/lbf 32,174 x 5259 9135,

)lbm/ft (66,2801ft) 3,2808.(0,392put/det) (1 6,3P

6

2

353



9.10 -6

= 1,12.10-5 Hp

LD.10 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)

Fungsi : Mengurangi kesadahan air

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 27 °C

Tekanan = 1 atm

Data :

Laju massa air = 184, 9251 kg/jam = 0,1132 lbm/detik

Densitas air =994,212 kg/m3 = 62,1985 lbm/ft3 (Geankoplis,1997)



Ukuran Cation Exchanger

Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar kation = 4 ft = 1,2192 m

- Luas penampang penukar kation = 12,6 ft2

Tinggi resin dalam cation exchanger = 2,5 ft = 0,7620 m

Tinggi silinder = 1,2 2,5 ft


= 3,0 ft

Diameter tutup = diameter tangki = 4 ft

Rasio axis = 2 : 1

Tinggi tutup = ft 12

4

2

1

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi cation exchanger = 3,0 ft + 2(1) ft = 5 ft



= 994,212 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7620 m

= 7424,3775 Pa = 7,4243 kPa


Poperasi = 7, 4243 kPa + 101,325 kPa = 108,7493 kPa


Pdesign = (1,05) (108,7493 kPa) = 114,1868 kPa



Tebal shell tangki:

in 0,0393m 0,0009

kPa) 681,2(114,18kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (1,2192 kPa) (114,1868

1,2P2SE

PDt



LD.11 Tangki Pelarutan NaOH (TP-04)

Fungsi : Tempat membuat larutan NaOH



Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 grade C

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 27 °C

Tekanan = 1 atm

Laju alir massa NaOH = 1,5601 kg/hari = 0,065 kg/jam

Waktu regenerasi = 24 jam

NaOH yang dipakai berupa larutan 4% (% berat)

Densitas larutan NaOH 4% = 1518 kg/m3 = 94,7689 lbm/ft3 (Perry, 1999)



Perhitungan :

Volume larutan, (V1) =)kg/m8(0,04)(151

jam/hari) hari)(24kg/jam)(30 (1,56013

= 18,499 m3

Volume tangki = 1,2 x 18,499 m3 = 22, 1988 m3

Volume silinder tangki (Vs) = 4

HsDiπ 2

(Brownell,1959)

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 2

Maka : Vs = 4

HsDiπ 2

= 22,1988 m3

Di = 2,6 m

Hs = 3/2 x Di = 3,9 m



= 3

3

m1988,22

m) )(3,9m499,18( = 3,25 m



= 1518 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,25 m

= 48,348 kPa





Pdesign = (1,05) (149,6733 kPa) = 157,156 kPa



Tebal shell tangki:

in0,11m 002,0

kPa)61,2(157,15kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) 2,6 ( kPa) (157,156

1,2P2SE

PDt



Daya Pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 2,6 m = 0,86 m

E/Da = 1 ; E = 0,86 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ x 0,86 m = 0,215 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,86 m = 0,147 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 2,6 m = 0,215 m

dengan :






J = lebar baffle



Viskositas NaOH 4% = 4,302 . 10-4 lbm/ft.det (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

μ

DNρN

2a


21753636,09

10302,4

0,861 94,7662N

4

2

Re

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

5a

3T

g

ρ.D.nKP ( McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999)

Hp 032,6ft.lbf/det 550

1hpx t.lbf/det 027,3318


)lbm/ft (94,7662ft) 3,2808 x .(0,86put/det) 6,3.(1P

2

353

f



6,032= 7,540 Hp

LD.12 Tangki Penukar Anion (anion exchanger) (AE)

Fungsi : Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk : Silinder tegak dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 grade C

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 27 oC

Tekanan = 1 atm

Laju massa air =184, 9251 kg/jam

Densitas air = 994,212 kg/m3 (Geankoplis, 1997)




Ukuran Anion Exchanger

Dari Tabel 12.3, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar anion = 8 ft = 2,4384 m

- Luas penampang penukar anion = 50,3 ft2

Tinggi resin dalam anion exchanger = 2,5 ft

Tinggi silinder = 1,2 2,5 ft

= 3 ft = 0,9144 m


Rasio axis = 2 : 1

Tinggi tutup = m 0,60964384,22

1

2

1

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi anion exchanger = 0,9144 + 2(0,6096) = 2,4384 m



= 994,212 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7620 m

= 7424,3775 Pa = 7,4243 kPa




Pdesign = (1,05) (108,7493 kPa) = 114,1868 kPa




in 0,0294m 0,0007

kPa) 681,2(114,18kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (0,9144 kPa) (114,1868

1,2P2SE

PDt




LD.13 Deaerator (DE)

Fungsi : Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 Grade C

Jumlah : 1 Unit

Kondisi operasi : Temperatur = 90 oC

Tekanan = 1 atm

Kebutuhan Perancangan : 24 jam

Laju alir massa air = 31384, 9134 kg/jam

Densitas air () = 996,24 kg/m3 = 62,1936 lbm/ft3 (Perry, 1999)


Perhitungan :


jam24kg/jam 9134,31384V

= 757,6234 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 757,6234m3 = 909,1476 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

33

23

2

πD8

3m 909,1476

D2

3πD

4

1m 909,1476

HπD4

1V

Maka: D = 9,1 m ; H = 13,65 m

Tinggi cairan dalam tangki = 65,13 909,1476

757,6234x = 11,375 m


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = m 2,275 m 9,1 4

1x (Brownell,1959)


Tinggi tangki total = 13,65 x 2(2,275) = 18,2 m

Tebal tangki


= 994,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 11,375 m

= 110832,902 Pa = 110,832 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa

P = 110,832 kPa + 101,325 kPa = 212,157 kPa


Pdesign = (1,05) (212,157 kPa) = 222,765 kPa



Tebal shell tangki:

in 0,57m 0,0145

kPa) 51,2(222,76kPa)(0,8) 142(87.208,7

m) 9,1 ( kPa) (222,765

1,2P2SE

PDt



LD.14 Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO)2] (TP-05)

Fungsi : Membuat larutan kaporit [Ca(ClO)2]



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 27 C

Tekanan = 1 atm

Ca(ClO)2 yang digunakan = 2 ppm

Ca(ClO)2 yang digunakan berupa larutan 70 ( berat)

Laju massa Ca(ClO)2 = 0,003 kg/jam


Densitas Ca(ClO)2 70 = 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3 (Perry, 1997)



Perhitungan :


hari9024jam/harikg/jam0,003V

= 0,0072 m3


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

33

23

2

πD8

3m0,0087

D2

3πD

4

1m0,0087

HπD4

1V

Maka, D = 0,194 m ; H = 0,291 m

Tinggi cairan dalam tangki = )0087,0(

)291,0)(0072,0(= 0,2408 m

Tebal tangki :


= 1272 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,2408 m

= 3,002 kPa


P operasi = 3,002 kPa + 101,325 kPa = 104,327 kPa


Pdesign = (1,05) (104,2115 kPa) = 109,5434 kPa




Tebal shell tangki:

in 0,0057m 0,0001

kPa) 341,2(109,54kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (0,194 kPa) (109,5434

1,2P2SE

PDt



Daya Pengaduk :




Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,194 m = 0,064 m

E/Da = 1 ; E = 0,064

L/Da = ¼ ; L = 1/4 x 0,064 m = 0,016 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,064 m = 0,0128 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 0,194 m = 0,016 m

dengan :






J = lebar baffle


Viskositas kalporit = 6,719710-4 lbm/ftdetik (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

2

ReaDN

N (Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1983)


2384,5210

107194,6

2099,014088,794

2

Re

N

NRe < 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

cRe

5a

3T

gN

ρ.D.nKP

KT = 6,3

hp 10.2

ft.lbf/det 550

1hp x

).detlbm.ft/lbf )(32,17(5210,2384

)lbm/ft (79,4088ft) .(0,2099put/det) 6,3.(1P

9

2

353



10.2 9

= 2,5.10-9 Hp

Maka daya motor yang dipilih 1/20 Hp

LD.15 Menara Pendingin Air /Water Cooling Tower (CT)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 90 C

menjadi 25 C

Jenis : Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–53 Grade B

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Suhu air masuk menara (TL2) = 90 C = 194 F

Suhu air keluar menara (TL1) = 25 C = 77 F

Suhu udara (TG1) = 28 C = 82,4F

Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, Tw = 75 F.

Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,022 kg uap air/kg udara kering. Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,85 gal/ft2menit

Densitas air (90 C) = 965,34 kg/m3 (Perry, 1999)

Laju massa air pendingin = 1.415.378,018 kg/jam = 3120390,701 lb/jam

Laju volumetrik air pendingin = 1466,196 m3/jam

Kapasitas air, Q = 1466,196 m3/jam 264,17 gal/m3 / 60 menit/jam

= 6455,4183 gal/menit



Luas menara, A = 1,2 x (kapasitas air/konsentrasi air)

= 1,2 x (6455,4183 gal/menit) /(1,85 gal/ft2. menit)= 4187,29 ft2

Diambil performance 90% maka daya 0,03 Hp/ft2 dari gambar 12-15 Perry, 1997

Daya untuk fan = 0,03 Hp/ft2 x 4187,29 ft2 = 129,618 Hp

Kecepatan rata-rata udara masuk = 4-6 ft/detik diambil 5 ft/dtk

Daya yang diperlukan = 0,03 hp/ft2 4187,29 ft2 = 125,61 hp

Karena sel menara pendingin merupakan kelipatan 6 ft (Ludwig, 1977), maka

kombinasi yang digunakan adalah:

Panjang = 6 ft

Lebar = 6 ft

Tinggi = 6 ft

LD.16 Tangki Bahan Bakar (TB-01)

Fungsi : Menyimpan bahan bakar solar



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur : 30 °C

Tekanan : 1 atm

Laju volume solar = 335,7004 L/jam

Densitas solar = 0,89 kg/L (Perry, 1997)


Perhitungan :

a. Volume Tangki

Volume solar (Va) = 335,7004 L/jam x 7 hari x 24 jam/hari

= 56397,6672 L = 56,397 m3

Direncanakan membuat 1 tangki dan faktor kelonggaran 20%, maka :


Volume 1 tangki, Vl = 1,2 x 56397 m3 = 67,677 m3

b. Diameter dan Tinggi Shell


- Tinggi tutup (Hd) : Diameter (D) = 1 : 4


3

2s

2

D3

πVs

3

4D

4

πHπRVs

D


Vh = 32d

2 D24

D4

1D

6HR

3

2

(Brownell,1959)


Vt = Vs + Vh

= 3D8

3

67,677 m3 = 3D1,1781

D = 3,85 m

D = 151,883 in

Hs = D3

45,1 m




1 0,962 m

Tinggi tangki = Hs + Hd = (5,1 + 0,962) m = 6,06 m


Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA –283 Grade C

diperoleh data :


- Allowable stress (S) = 12650 psia = 87218,714 kPa


- Corrosion allowance (C) = 0.125 in/tahun (Brownell,1959)

Volume cairan = 56,397 m3

Tinggi cairan dalam tangki =3

3

m67,677

m 56,397 × 6,06 m = 5,049 m

Tekanan Hidrostatik :

PHidrostatik = × g × l

= 890,0712 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 5,049 m = 44,049 kPa

Po = 101,325 kPa

P = 44,049 kPa + 101,325 kPa = 145,375 kPa

Pdesign = 1,2 × 145,375 = 174,4488 kPa

Tebal shell tangki:

in 29,0

in0.125 kPa) 881,2(174,44kPa)(0,8) 2(94802,95

in) (151,883 kPa) (174,4488

nC1,2P2SE

PDt

LD.17 Ketel Uap (KU)

Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis : Ketel pipa air

Jumlah : 1 Unit

Bahan konstruksi : Carbon steel

Data :

Uap jenuh yang digunakan bersuhu 388 C

Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh

kalor laten steam 3202,913 kj/kg = 1377,013 Btu/lbm.

Total kebutuhan uap = 924,6259 kg/jam =2038,46 lbm/jam


Perhitungan:

Menghitung Daya Ketel Uap

H

,P,W

3970534

dimana: P = daya ketel uap, Hp

W = kebutuhan uap, lbm/jam

H = kalor laten steam, Btu/lbm

Maka,

3,9705,34

1377,013 46,2038

P = 83,85 Hp

Menghitung Jumlah Tube

Luas permukaan perpindahan panas, A = P 10 ft2/Hp

= 83,85 Hp 10 ft2/Hp

= 838,523 ft2

Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:

- Panjang tube, L = 30 ft

- Diameter tube 3 in

- Luas permukaan pipa, a = 0,917 ft2/ft (Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube,

917,030

838,532 '

aL

ANt = 30,48 31 buah

LD.18 Pompa Screening (PU-01)

Fungsi : Memompa air dari sungai ke bak sedimentasi

Jenis : Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi : Commercial Steel

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm

Temperatur = 27 oC

Laju alir massa (F) = 211264,8493 kg/jam = 129,3782lbm/s


Densitas () = 994,212 kg/m3 = 62,1258 lbm/ft3

Viskositas () = 0,8007 cP = 0,0005 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik, 3

m

m

ft/lb 62,1258

/seclb 129,3782

ρ

FQ 2,0825 ft3/s

Desain pompa : Asumsi aliran turbulen

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (2,0825)0,45 (62,1258)0,13

= 8,28 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :

Ukuran nominal : 8 in

Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 7,981 in = 0,6650 ft

Diameter Luar (OD) : 8,625 in = 0,718 ft

Inside sectional area : 0,3474 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A = 2

3

ft 0,3474

/sft2,0825 = 5,9945 ft/s

Bilangan Reynold : NRe = Dv

= lbm/ft.s0,0005

ft)50ft/s)(0,66 )(5,9945lbm/ft (62,1585 3

= 495570,1406 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997)

Pada NRe = 495570,1406 dan /D = 0,00069

Dari Fig.2.10-3 Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,004

Friction loss :

1 Sharp edge entrance= hc = 0,552

12

1

2 v

A

A


= 0,55 174,3212

5,994501

2

= 0,3071 ft.lbf/lbm

2 elbow 90° = hf = n.Kf.cg

v

.2

2

= 2(0,75) 174,3212

5,99452

= 0,8376 ft.lbf/lbm

1 check valve = hf = n.Kf.cg

v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

5,99452

= 1,1 ft.lbf/lbm

Pipa lurus 100 ft = Ff = 4fcgD

vL

.2.

. 2

= 4(0,0035)

174,32.2.0,6650

5,9945.100 2

= 1,175 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit = hex = cg

v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

5,994501

2

= 0,5584 ft.lbf/lbm

Total friction loss : F = 3,978 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = P2 = 101,325 kPa = 2116,2281 lbf/ft²

Z = 50 ft

Maka :

0Wft.lbf/lbm 3,9780ft 50.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s2

2

Ws = - 53,9781 ft.lbf/lbm

P Effisiensi pompa , = 75 %

Ws = - x Wp

-53,9781 = -0,75 x Wp

Wp = 71,9708 ft.lbf/lbm


Daya pompa : P = m x Wp

= ft.lbf/lbm 71,9708lbm/s360045359,0

3211264,849 x

slbfft

hp

/.550

1

= 16,9299 Hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 17 Hp

LD.19 Pompa Sedimentasi (PU-02)

Fungsi : Memompa air dari bak sedimentasi ke klarifier



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan masuk = 101,325 kPa

Tekanan keluar = 130,5989 kPa

Temperatur = 27 oC

Laju alir massa (F) = 211264,8493kg/jam = 129,3782 lbm/s




m

m

ft/lb 62,1258

/seclb 129,3782

ρ

FQ 2,0825 ft3/s


Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (2,0825)0,45 (62,1258)0,13

= 8,28 in









3

ft 0,3474

/sft2,0825 = 5,9945 ft/s


= lbm/ft.s0,0005

ft)50ft/s)(0,66 )(5,9945lbm/ft (62,1585 3

= 495570,1406 (Turbulen)


Pada NRe = 495570,1406 dan /D = 0,00069


Friction loss :


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

5,994501

2

= 0,3071 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(0,75) 174,3212

5,99452

= 0,4188 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

5,99452

= 1,1 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,0035)

174,32.2.0,6650

5,9945.30 2

= 0,3526 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

5,994501

2

= 0,5584 ft.lbf/lbm




02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 101,325 kPa = 2116,2281 lbf/ft²

P2 = 130,5989 kPa = 2727,6295 lbf/ft²

Z = 30 ft

Maka :

0Wft.lbf/lbm 7369,262,1586

)2281,1162(2727,6295ft 30

.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s2

2



Ws = - x Wp

-42,9918 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 8227,56lbm/s360045359,0

6211264,843 x

slbfft

hp

/.550

1

= 13,3665 Hp


LD.20 Pompa Alum (PU-03)

Fungsi : Memompa alum dari tangki pelarutan alum ke klarifier



Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :



Temperatur = 27 oC


Densitas alum () = 1363 kg/m3 = 85,0898 lbm/ft3 (Othmer, 1967)

Viskositas alum () = 6,72 10-4 cP = 4,5158.10-7 lbm/ft.s (Othmer, 1967)


m

m

ft/lb 85,0898

/seclb 0,0064

ρ

FQ 7,6.10-5 ft3/s


Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (7,6.10-5)0,45 (85,0898)0,13

= 0,0545 in


Ukuran nominal : 0,125 in






3

ft 0,0004

/sft 5-7,6.10 = 0,19 ft/s


= lbm/ft.s4,5158.10

ft)24ft/s)(0,02 )(0,19lbm/ft (85,08987-

3

= 801944,7026 (Turbulen)


Pada NRe = 163068,2817 dan /D = 0,0021



Friction loss :


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

19,001

2

= 3.10-4 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(0,75) 174,3212

0,192

= 4,2.10-4 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

19,0 2

= 0,0011 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,006)

174,32.2.0,0224

0,19.30 2

= 0,0180 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

19,001

2

= 5,6.10-4 ft.lbf/lbm



02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 153,418 kPa = 3204,2188 lbf/ft²

P2 =130,5569 kPa = 2727,1614lbf/ft²

Z = 20 ft

Maka :


0Wft.lbf/lbm 02038,085,0898

)2188,3204(2727,1641ft 20

.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s2

2



Ws = - x Wp

-25,6568 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 1691,34lbm/s360045359,0

10,56 x

slbfft

hp

/.550

1

= 4.10-4 Hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,05 Hp

LD.21 Pompa Soda Abu (PU-04)

Fungsi : Memompa soda abu dari tangki pelarutan soda abu ke klarifier



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :



Temperatur = 27 oC


Densitas soda abu () = 1327 kg/m3 = 82,8423 lbm/ft3 (Othmer, 1967)

Viskositas soda abu () = 3,69 10-4 cP = 2,4797.10-7 lbm/ft.s (Othmer, 1967)


m

m

ft/lb 82,8423

/seclb 0,0034

ρ

FQ 4,2.10-5 ft3/s



Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (4,2.10-5)0,45 (82,8423)0,13

= 0,074 in








3-5

ft 0,0004

/sft 4,2.10 = 0,105 ft/s


= lbm/ft.s2,4797.10

ft)24ft/s)(0,02 )(0,105lbm/ft (82,84237-

3

= 785760,7356 (Turbulen)


Pada NRe = 785760,7356 dan /D = 0,0021


Friction loss :


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

105,001

2

= 9,4.10-5 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(0,75) 174,3212

0,1052

= 1,2.10-4 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

0,1052

= 3,4.10-4 ft.lbf/lbm



vL

.2.

. 2

= 4(0,006)

174,32.2.0,0224

0,105.30 2

= 0,0055 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

105,001

2

= 1,7.10-4 ft.lbf/lbm



02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

Tekanan keluar

P1 = 165,747 kPa = 3461, 197 lbf/ft²

P2 =130,5569 kPa = 2727,1614lbf/ft²

Z = 20 ft

Maka :

0Wft.lbf/lbm 00622,082,8423

)197,34611614,2727(ft 20

.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s2

2



Ws = - x Wp

-28,866 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 4891,38lbm/s360045359,0

5,7 x

slbfft

hp

/.550

1

= 2,4.10-4 Hp



LD.22 Pompa Klarifier (PU-05)

Fungsi : Memompa air dari klarifier ke tangki filtrasi



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :



Temperatur = 27 oC





m

m

ft/lb 62,1258

/seclb 129,3782

ρ

FQ 2,0825 ft3/s


Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (2,0825)0,45 (62,1258)0,13

= 8,28 in








3

ft0,3474

/sft2,0825 = 5,9945 ft/s



= lbm/ft.s0,0005

ft)50ft/s)(0,66 )(5,9945lbm/ft (62,1585 3

= 495577,3658 (Turbulen)


Pada NRe = 495577,3658 dan /D = 0,00069


Friction loss :


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

5,994501

2

= 0,3071 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75) 174,3212

5,99452

= 1,2566 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

5,99452

= 1,1 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,0035)

174,32.2.0,6650

5,9945.50 2

= 0,5878 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

5,994501

2

= 0,5584 ft.lbf/lbm



02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2


P1 = 130, 5569 kpa = 2727,1614 lbf/ft²

P2 = 170,0151 kPa = 3551,3911lbf/ft²

Z = 50 ft

Maka :

0Wft.lbf/lbm 8099,362,1586

2727,1614)(3551,3911ft 50

.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s2

2



Ws = - x Wp

-67,1313 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 5084,89lbm/s360045359,0

3211264,849 x

slbfft

hp

/.550

1

= 21,055 Hp


LD.23 Pompa Filtrasi (PU-06)

Fungsi : Memompa air dari tangki filtrasi ke menara air



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :



Temperatur = 27 oC


Densitas () = 994,212kg/m3 = 62,1258 lbm/ft3




m

m

ft/lb 62,1258

/seclb 129,3782

ρ

FQ 2,0825 ft3/s


Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (2,0825)0,45 (62,1258)0,13

= 8,28 in








3

ft0,3474

/sft2,0825 = 5,9945 ft/s


= lbm/ft.s0,0005

ft)50ft/s)(0,66 )(5,9945lbm/ft (62,1585 3

= 495577,3658 (Turbulen)


Pada NRe = 495577,3658 dan /D = 0,00069


Friction loss :


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

5,994501

2

= 0,3071 ft.lbf/lbm



v

.2

2

= 3(0,75) 174,3212

5,99452

= 1,2566 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

5,99452

= 1,1 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,0035)

174,32.2.0,6650

5,9945.30 2

= 0,3526 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

5,994501

2

= 0,5584 ft.lbf/lbm



02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 170,0151 kPa = 3554,0573 lbf/ft²

P2 = 191,937 kPa = 4009,3107 lbf/ft²

Z = 30 ft

Maka :

0Wft.lbf/lbm 5747,362,1586

3554,0573)(4009,0573ft 30

.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s2

2



Ws = - x Wp

-40,9521 = -0,75 x Wp




= ft.lbf/lbm 4,60295lbm/s360045359,0

3211264,849 x

slbfft

hp

/.550

1

= 12,8444 Hp


LD.24 Pompa H2SO4 (PU-07)

Fungsi : Memompa H2SO4 dari tangki H2SO4 ke tangki kation



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :



Temperatur = 27 oC


Densitas H2SO4 () = 1061,7 kg/m3 = 66,2801 lbm/ft3 (Othmer, 1967)

Viskositas H2SO4 () = 5,2 cP = 0,012 lbm/ft.s (Othmer, 1967)


m

m

ft/lb 66,2801

/seclb 0,000064

ρ

FQ 9,7 x 10-8 ft3/s

Desain pompa : Asumsi aliran laminar

Di,opt = 3,9 (Q)0,36 ()0,18 (Walas,1988)

= 3,9 (9,7 x 10-8)0,45 (0,012)0,18

= 1,7 x 10-7 in









3-8

ft 0,00040

/sft10 x 9,7 = 0,0002425 ft/s


= lbm/ft.s0,012

ft)24ft/s)(0,02 5)(0,000242lbm/ft (66,2801 3

= 0,030 (laminer)

Untuk laminar, f = ReN

16 (Geankoplis, 1997)

=0,030

16

= 533,333


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

0002425,001

2

= 5,02 x 10-10 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(0,75) 174,3212

0002425,0 2

= 6,8 x 10-9 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

0002425,0 2

= 1 x 10-9 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(533,33) 174,32.2.0,0224

0,0002425.30 2

= 0,000174 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

0002425,001

2

=9,1 x 10-10 ft.lbf/lbm




02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 =114,851 kPa = 2399,3326 lbf/ft²

P2 = 108,7493 kPa = 2271,8863 lbf/ft²

Z = 20 ft

Maka :

0Wft.lbf/lbm 0001740,062,1586

)3326,23996084,2271(ft 20

.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s2

2



Ws = - x Wp

-17,9453 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 9271,23lbm/s360045359,0

1049 0, x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0000027 Hp


LD.25 Pompa Kation (PU-08)

Fungsi : Memompa air dari tangki kation ke tangki anion



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :



Temperatur = 27 oC


Laju alir massa (F) = 184, 9251 kg/jam = 0,1132lbm/s




m

m

ft/lb 62,1258

/seclb 0,1132

ρ

FQ 0,00182 ft3/s


Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (0, 00182)0,45 (62,1258)0,13

= 0,3901 in


Ukuran nominal : 3/8 in






3

ft 0,00133

/sft0,00182 = 1,3684 ft/s


= lbm/ft.s0,0005

ft)10ft/s)(0,04 )(1,3684lbm/ft (62,1585 3

= 6974,7306 (Turbulen)


Pada NRe = 89123,3832 dan /D = 0,0011


Friction loss :



12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

3684,101

2

= 0,016 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75) 174,3212

3684,1 2

= 0,0673 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

3684,1 2

= 0,0581 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,003)

174,32.2.0,0410

1,3684.20 2

= 0,1708 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

3684,101

2

= 0,029 ft.lbf/lbm



02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 108,7493 kPa = 2271,8863 lbf/ft²

P2 = 108,7493 kPa = 2271,8863 lbf/ft²

Z = 20 ft

Maka :

0Wft.lbf/lbm 2739,062,1586

)8863,2712(2271,8863ft 20

.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s2

2




Ws = - x Wp

-20,2739 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 031,27lbm/s360045359,0

184,9251 x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0055 Hp


LD.26 Pompa NaOH (PU-09)

Fungsi : Memompa NaOH dari tangki NaOH ke tangki anion



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :



Temperatur = 27 oC

Laju alir massa (F) = 1,5601 kg/jam = 0,000955lbm/s

Densitas NaOH () = 1518 kg/m3 = 94,7662 lbm/ft (Othmer, 1967)

Viskositas NaOH () = 0,00043 cP = 2,8909.10-7 lbm/ft.s (Othmer, 1967)


m

m

ft/lb 94,7662

/seclb 0,000955

ρ

FQ 0,00001 ft3/s


Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (0,00001)0,45 (94,7662)0,13

= 0,0396 in









3

ft 0,0004

/sft0,00001 = 0,025 ft/s


= lbm/ft.s10.8909,2

ft)24ft/s)(0,02 )(0,025lbm/ft (94,76627

3

= 183572,8389 (Turbulen)


Pada NRe = 1248924,4082 dan /D = 0,0021


Friction loss :


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

025,001

2

= 0,000005 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(0,75) 174,3212

025,0 2

= 0,0000072 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

025,0 2

= 0,00001 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,006)

174,32.2.0,0224

0,025.30 2

= 0,0003 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1


= 174,3212

025,001

2

= 0,000009 ft.lbf/lbm



02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 149,6733 kPa = 3126,0097 lbf/ft²

P2 = 108,7493 kPa = 2271,3348 lbf/ft²

Z = 20 ft

Maka :

0Wft.lbf/lbm 000331,094,7662

)3348,2712(3126,0097ft 20

.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s2

2



Ws = - x Wp

-10,9815 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 6420,14lbm/s360045359,0

1,5601 x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,000025 Hp


LD.27 Pompa Kaporit (PU-10)

Fungsi : Memompa kaporit dari tangki kaporit ke tangki utilitas TU-02




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :



Temperatur = 27 oC

Laju alir massa (F) =0,003 kg/jam = 1,83.10-7 lbm/s

Densitas kaporit () = 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3 (Othmer, 1967)

Viskositas kaporit () = 6,7197.10-4 cP = 4,5156.10-7 lbm/ft.s (Othmer, 1967)


m

m-7

ft/lb 79,4088

/seclb 1,83.10

ρ

FQ 2,3.10-8 ft3/s

Desain pompa : Asumsi aliran laminar

Di,opt = 3,9 (Q)0,36 ()0,18 (Walas,1988)

= 3,9 (2,3.10-)0,36 (6,7197.10-4)0,18

= 0,0017 in








3-8

ft 0,0004

/sft 2,3.10 = 5,750.10-5 ft/s


= lbm/ft.s10.5156,4

ft)24ft/s)(0,02 )(5,750.10lbm/ft (79,40887

-53

= 226,5004 (Laminar)




=226,5004

16

= 0,07064

Friction loss :


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

)(5,750.1001

2-5

= 2,82.10-11 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(0,75) 174,3212

)(5,750.10 2-5

= 3,8.10-11 ft.lbf/lbm


v

.2

2

=1(2,0) 174,3212

)(5,750.10 2-5

= 1,027.10-10 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,0819) 174,32.2.0,0224

5,750.10.302-5

= 2,3.10-8 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

)(5,750.1001

2-5

= 5,13.10-11 ft.lbf/lbm

Total friction loss : F = 1,18.10-10 ft.lbf/lbm


02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2


P1 = 104,327 kPa = 2179, 2534lbf/ft²

P2 =137,8885 kPa = 2880,3088 lbf/ft²

Z = 20 ft

Maka :

0Wft.lbf/lbm 1,18.1079,4088

)2534,1792(2880,3088ft 20

.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s

8-2

2



Ws = - x Wp

-28,8284 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 4386,38lbm/s360045359,0

0,003 x

slbfft

hp

/.550

1

= 1,28.10-7 Hp


LD.28 Pompa Utilitas (PU-11)

Fungsi : Memompa air dari tangki utilitas TU-02 ke distribusi ke

Berbagai kebutuhan



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :



Temperatur = 27 oC

Laju alir massa (F) = 1100 kg/jam = 0,6736 lbm/s





m

m

ft/lb 62,1258

/seclb 0,6736

ρ

FQ 0,0108 ft3/s


Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (0,0109)0,45 (62,1258)0,13

= 0,8705 in





Diameter Luar (OD) : 1,315 in = 0,1096ft



3

ft 0,006

/sft0,0108 = 1,8 ft/s


= lbm/ft.s0,0005

ft)74ft/s)(0,08 )(1,8lbm/ft (62,1585 3

= 35203,5907 (Turbulen)


Pada NRe = 35203,5907 dan /D = 0,0005


Friction loss :


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

8,101

2

= 0,0276 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

8,1 2

= 0,1007 ft.lbf/lbm



vL

.2.

. 2

= 4(0,0055)

174,32.2.0,0874

1,8.20 2

= 0,2534 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

8,101

2




02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 201,534 kPa = 4209,7794 lbf/ft²

P2 = 101,325 kPa = 2116,2281 lbf/ft²

Z = 30 ft

Maka :

0Wft.lbf/lbm 4320,062,1586

)2281,2116(4209,7794ft 30

.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s2

2



Ws = - x Wp

-64,1197 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 4929,85lbm/s360045359,0

1100 x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,1047 Hp



LD.29 Pompa Anion (PU-12)

Fungsi : Memompa air dari tangki anion ke deaerator



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :



Temperatur = 27 oC

Laju alir massa (F) =184, 9251 kg/jam = 0,1132 lbm/s




m

m

ft/lb 62,1258

/seclb 0,1132

ρ

FQ 0,00182 ft3/s


Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (0,00182)0,45 (62,1258)0,13

= 0.3902 in








3

ft 0,00211

/sft0,00182 = 0,8625 ft/s



= lbm/ft.s0,0005

ft)18ft/s)(0,05 )(0,8625lbm/ft (62,1585 3

= 5563,1327 (Turbulen)


Pada NRe = 5563,1327 dan /D = 0,0008


Friction loss :


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

8625,001

2

= 0,0063 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 2(0,75) 174,3212

8625,0 2

= 0,0173 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

8625,0 2

= 0,0231 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,006)

174,32.2.0,0518

0,8625.20 2

= 0,1071 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

8625,001

2

= 0,0115 ft.lbf/lbm




02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 114,1868 kPa =2385,211 lbf/ft²

P2 =222,765 kPa =4663,7630 lbf/ft²

Z = 20 ft

Maka :

0Wft.lbf/lbm 1653,062,1586

)211,3852(4663,7630ft 20

.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s2

2

Ws = -56,8223 ft.lbf/lbm


Ws = - x Wp

-56,8223 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 1289,71lbm/s360045359,0

184,9251 x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,015Hp


LD.30 Pompa Cooling Tower (PU-13)

Fungsi : Memompa air dari cooling tower ke proses



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm

Temperatur = 25 oC

Laju alir massa (F) =1415378,018 kg/jam = 866,775lbm/s





m

m

ft/lb 62,1258

/seclb 866,775

ρ

FQ 13,9519 ft3/s


Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (13,9519)0,45 (62,1258)0,13

= 2,1883 in





Diameter Luar (OD) : 24 in = 1,999 ft



3

ft 5,94

/sft13,9519 = 2,348 ft/s


= lbm/ft.s0,0005

ft)5ft/s)(1,88 )(2,348lbm/ft (62,1585 3

= 550413,1303 (Turbulen)


Pada NRe = 550413,1303 dan /D = 0,0002


Friction loss :


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

348,201

2

= 0,0471 ft.lbf/lbm



v

.2

2

= 2(0,75) 174,3212

348,2 2

= 0,1285 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

348,2 2

= 0,1713 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)

174,32.2.1,885

2,348.50 2

= 0,0454 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

348,201

2

= 0,0856 ft.lbf/lbm



02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 101,325 kPa = 2116,2281 lbf/ft²

P2 = 101,325 kPa = 2116,2281 lbf/ft²

Z = 20 ft

Maka :


ft/s 32,1740 s2

2



Ws = - x Wp

-20,4779 = -0,75 x Wp




= ft.lbf/lbm 3039,27lbm/s360045359,0

81415378,01 x

slbfft

hp

/.550

1

= 43,029 Hp


LD.31 Pompa Deaerator 1 (PU-14)

Fungsi : Memompa air dari deaerator ke waste heat boiler



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :


Tekanan keluar = 3000 kPa

Temperatur = 90 oC





m

m

ft/lb 62,1258

/seclb 19,1068

ρ

FQ 0,3075 ft3/s


Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (0,3075)0,45 (62,1258)0,13

= 3,923 in









3

ft 0,0884

/sft0,3075 = 3,4785 ft/s


= lbm/ft.s0,0005

ft)55ft/s)(0,33 )(3,4785lbm/ft (62,1585 3

= 145082,7907 (Turbulen)


Pada NRe = 145082,7907 dan /D = 0,0001


Friction loss :


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

4785,301

2

= 0,1034 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(0,75) 174,3212

4785,3 2

= 0,1410 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

4785,3 2

= 0,3760 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,004)

174,32.2.0,3355

3,4785.30 2

= 0,2691 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

4785,301

2

= 0,188 ft.lbf/lbm




02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 222,762 kPa =4663,7630 lbf/ft²

P2 = 3000 kPa = 65656,64 lbf/ft²

Z = 40 ft

Maka :

0Wft.lbf/lbm 0775,147,933ft 20.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s2

2



Ws = - x Wp

-955,547 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 73,1272lbm/s360045359,0

31199,9883 x

slbfft

hp

/.550

1

= 44,21 Hp


LD.32 Pompa Deaerator 2 (PU-15)

Fungsi : Memompa air dari deaerator ke ketel uap KU



Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :


Tekanan keluar = 3000 kPa

Temperatur = 90 oC

Laju alir massa (F) = 184, 9251 kg/jam = 0,1132lbm/s




m

m

ft/lb 62,1258

/seclb 0,1132

ρ

FQ 0,001822 ft3/s


Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (0,001822)0,45 (62,1258)0,13

= 0,39 in








3

ft 0,00040

/sft0,001822 = 4,555 ft/s


= lbm/ft.s0,0005

ft)33ft/s)(0,08 )(4,555lbm/ft (62,1585 3

= 47169,7857 (Turbulen)


Pada NRe = 68893,144 dan /D = 0,0005



Friction loss :


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

555,401

2

= 0,1773 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 2(0,75) 174,3212

555,4 2

= 0,4836 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

555,4 2

= 0,6434 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)

174,32.2.0,0833

4,555.30 2

= 2,247 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

555,401

2

= 0,322 ft.lbf/lbm



02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 222,762 kPa = 4663,7630 lbf/ft²

P2 = 3000 kPa =65656,64 lbf/ft²

Z = 40 ft

Maka :

0Wft.lbf/lbm 8733,347,933ft 40.sft.lbm/lbf 32,174

ft/s 32,1740 s2

2

Ws = - 977,3433 ft.lbf/lbm



Ws = - x Wp

-977,3433 = -0,75 x Wp

Wp = 1303, 1244 ft.lbf/lbm


= ft.lbf/lbm 1244,1303lbm/s360045359,0

184,9251 x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,2682 Hp


LD.33 Pompa Bahan Bakar 1 (PU-16)

Fungsi : Memompa bahan bakar solar dari TB-01 ke ketel uap KU



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm

Temperatur = 30 oC





m

m

ft/lb 55,5656

/seclb 0,04543

ρ

FQ 0,00081 ft3/s


Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (0,00081)0,45 (55,5656)0,13

= 0,26 in







Inside sectional area : 0,00211ft2


3

ft 0,00211

/sft0,00081 = 0,3857 ft/s


= lbm/ft.s0,0007

ft)185ft/s)(0,05 )(0,3857lbm/ft (55,5656 3

= 1587,5318 (Laminer)



=1587,5318

16

= 0,01

Friction loss :


12

1

2 v

A

A

= 0,55 174,3212

3857,001

2

= 0,0012 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75) 174,3212

3857,0 2

= 0,005 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2,0) 174,3212

3857,0 2



vL

.2.

. 2

= 4(0,01)

174,32.2.0,05185

0,3857.20 2

= 0,0356 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1


= 174,3212

3857,001

2




02

1 1212

21

2

2

sWFPP

zzgvv

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 101,325 kPa = 2116,2281 lbf/ft²

P2 = 101,325 kPa = 2116,2281 lbf/ft²

Z = 20 ft

Maka :


ft/s 32,1740 s2

2

Ws = -20,0464 ft.lbf/lbm


Ws = - x Wp

-20,0464 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 7285,26lbm/s360045359,0

73,8794 x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0022 Hp



LD.34. Menara Air (MA) Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan.


Bahan konstruksi : Carbon steel SA – 53 Grade B.

Data:

Kondisi penyimpanan : Temperatur = 270C

Tekanan = 1 atm





Perhitungan:

Ukuran Menara Air

Volume air, Va = = 1274,9686 m3


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 5 : 6

V = ¼πD2H

= ¼πD2(6D/5)

= 0,3(πD3)/3

D = (10V/π)1/3

= (10 x 1529,9623/3,14)1/3

= 14,74 m

H = 8,97 m

Tinggi cairan dalam tangki = x 8,97 m = 7,475 m

Tebal Dinding Menara Air

Tekanan hidrostatik

P = × g × l

= 994,212 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 7,475 m

= 72,82 kPa


P = 72,82 kPa + 101,325 kPa = 174,145 kPa

211264,8493 kg/jam x 6 jam 994,212 kg/m3

1274,9686 1529,9623

3


Faktor kelonggaran = 5%

Maka, Pdesign = (1,05) × (162,4731 kPa) = 182,852 kPa


Allowable stress = 12.750 psia = 87.908,19 kPa (Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:

t =

=

= 0,019 m = 0,74 in

Faktor korosi = 1 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,3032 in + 1 in = 1,3032 in

Tebal shell standar yang digunakan =1 ½ in (Brownell,1959)

PD 2SE – 1,2P

(182,852 kPa)(14,74 m) (2)(87.218,714 kPa)(0,8) – 1,2(182,852 kPa)


LAMPIRAN E

PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan pabrik pembuatan Hidrogen ini digunakan

asumsi sebagai berikut: 1 Pabrik beroperasi selama 300 hari dalam setahun.

2 Kapasitas maksimum adalah 720 ton/tahun.

3 Perhitungan didasarkan pada harga alat terpasang (HAT)

4 Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dolar terhadap rupiah, yaitu:

US$ 1 = Rp 9.445,- (Kompas, 3 Desember 2009)

1. Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

1.1. Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

Biaya Tanah Lokasi Pabrik Luas tanah seluruhnya = 9350 m2

Biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 100.000/m2. Harga tanah seluruhnya =9350 m2 Rp 100.000/m2 = Rp 935.000.000,- Biaya perataan tanah diperkirakan 5% Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 935.000.000,- = Rp 46.750.000,- Maka total biaya tanah (A) adalah Rp 981.750.000,-

Harga Bangunan Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan

No

Nama Bangunan

Luas (m2)

Harga (Rp/m2)

Jumlah (Rp)

1 Pos Keamanan 20 200.000 4.000,0002 Parkir 150 300.000 45.000.0003 Taman 200 30.000 6.000.0004 Areal Bahan Baku 800 600.000 480.000.0005 Ruang Kontrol 50 700.000 35.000.0006 Areal Proses 2000 1.500.000 3.000.000.000

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan......................... ................. (lanjutan)

No

Nama Bangunan

Luas (m2)

Harga (Rp/m2)

Jumlah (Rp)

7 Areal Produk 400 600.000 240.000.000


8 Perkantoran 220 700.000 154.000.0009 Laboratorium 80 700.000 56.000.00010 Poliklinik 40 300.000 12.000.00011 Kantin 80 200,000 16.000.00012 Ruang Ibadah 40 300.000 12.000.00013 Gudang Peralatan 40 200.000 8.000.00014 Bengkel 70 700.000 49.000.00015 Gudang Bahan 50 300.000 15.000.00016 Unit Pengolahan Air 780 700.000 546.000.00017 Pembangkit Listrik 150 850.000 127.500.00018 Unit Pengolahan Limbah 680 300.000 204.800.00019 Area Perluasan 1500 30.000 45.000.00020 Jalan 1000 60.000 6.000.00021 Areal antar Bangunan 1000 30.000 30.000.000

TOTAL 9350 - 5.091.300.000 Total biaya bangunan (B) = Rp 5.091.300.000

Perincian Harga Peralatan Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan

persamaan berikut (Timmerhaus et al, 2004) :

y

x

m

1

2yx I

I

X

XCC

dimana: Cx = harga alat pada tahun 2009 Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia X1 = kapasitas alat yang tersedia X2 = kapasitas alat yang diinginkan Ix = indeks harga pada tahun 2009 Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2009 digunakan metode regresi koefisien korelasi:

2

i2

i2

i2

i

iiii

ΣYΣYnΣXΣXn

ΣYΣXYΣXnr

(Montgomery, 1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift

No. Tahun (Xi)

Indeks (Yi)

Xi.Yi

Xi²

Yi²

1 1989 895 1780155 3956121 801025

2 1990 915 1820850 3960100 837225

3 1991 931 1853621 3964081 866761


4 1992 943 1878456 3968064 889249

5 1993 967 1927231 3972049 935089

6 1994 993 1980042 3976036 986049

7 1995 1028 2050860 3980025 1056784

8 1996 1039 2073844 3984016 1079521

9 1997 1057 2110829 3988009 1117249

10 1998 1062 2121876 3992004 1127844

11 1999 1068 2134932 3996001 1140624

12 2000 1089 2178000 4000000 1185921

13 2001 1094 2189094 4004001 1196836

14 2002 1103 2208206 4008004 1216609

Total 27937 14184 28307996 55748511 14436786

Sumber: Tabel 6-2 Timmerhaus et al (2004)

Data : n = 14 ∑Xi = 27937 ∑Yi = 14184

∑XiYi = 28307996 ∑Xi² = 55748511 ∑Yi² = 14436786 Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE–2, maka diperoleh harga koefisien korelasi:

r ])14184()14436786)(14[(])27937()55748511)(14[(

)14184)(27937()28307996)(14(22

= 0,98 1

Harga koefisien yang mendekati 1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier.

Persamaan umum regresi linier, Y = a + b X dengan: Y = indeks harga pada tahun yang dicari (2009)

X = variabel tahun ke n – 1 a, b = tetapan persamaan regresi

Tetapan regresi ditentukan oleh :

2i

2i

iiii

ΣXΣXn

ΣYΣXYΣXnb

a 22

2

Xi)(Xin.

Xi.YiXi.XiYi.

Maka :

b = 8088,163185

53536

)27937()55748511)(14(

)14184)(27937()28307996)(14(2


a = 8,325283185

103604228

)27937()55748511)(14(

)28307996)(27937()55748511)(14184(2

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y = a + b X Y = 16,8088X – 32528,8

Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2009 adalah: Y = 16,809(2009) – 32528,8 Y = 1240,481

Perhitungan harga peralatan menggunakan adalah harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Timmerhaus et al (2004). Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Timmerhaus et al, 2004)

Contoh perhitungan harga peralatan:

a. Tangki Penyimpanan Gas alam (T-101) Kapasitas tangki, X2 = 4851,4958 m3 dengan tekanan operasi10 bar. Dari

Gambar LE.1 diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 37,8 m³ dengan tekanan operasi ≥ 310 kPa pada tahun 2002 adalah (Cy) US$ 8.500. Dari Tabel 6-4, Peters, 2004, faktor eksponen (m) untuk tangki penyimpanan adalah 0,49. Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki

Pelarutan (Timmerhaus et al, 2004). Indeks harga tahun 2009 (Ix) adalah 1240,481. Maka estimasi harga tangki untuk

(X2) 4851,4958 m3 adalah :

Cx = US$ 8.500 49,0

8,37

4958,4851×

1103

1240,481

Cx = Rp 974.888.307,-/unit


Tabel L. E. 3. Estimasi Harga Peralatan Proses

Kode Nama Alat Unit Ket*) Harga/unit

(Rp.) Harga Total (Rp.)

T-101 Tangki Bahan Gas Alam 3 I 974.888.307 2.924.664.921

T-501 Tangki Produk Hidrogen 2 I 626.743.192 1.253.486.385

T-401 Tangki Penampung PSA offgas 1 I 250.430.932 250.430.932

G-101 Kompresor 1 1 I 129.822.573 129.822.573

E-101 Heater 1 1 I 1.635.856.506 1.635.856.506

R-101 Desulrurisasi 2 I 1.868.360.353 3.736.720.706

E-102 Heater 2 1 I 2.119.230.721 2.119.230.721

R-201 Reformer furnaces 1 I 5.469.793.672 5.469.793.672

E-103 Waste Heated Boiler 1 I 1.347.750.416 1.347.750.416

R-202 High Temperatur Shift 1 I 662.451.579 662.451.579

R-203 Low Temperatur Shift 1 I 575.562.869 575.562.869

E-104 Cooler 1 1 I 1.573.475.952 1.573.475.952

KOD-301 Knok Out Drum 1 1 I 95.369.262 95.369.262

E-105 Cooler 1 1 I 3.064.631.075 3.064.631.075

KOD-302 Knok Out Drum 2 1 I 95.369.262 95.369.262

D-401 Pressure Swing Adsorpsi 4 I 355.055.479 1.420.221.917

G-111 Kompresor 2 1 I 31.669.145 31.669.145

G-102 Blower 1 1 NI 7.614.101 7.614.101

G-103 Blower 2 1 NI 17.386.002 17.386.002

G-104 Blower 3 1 NI 19.697.901 19.697.901

G-105 Blower 4 1 NI 3.608.434 3.608.434

G-106 Blower 5 1 NI 4.202.849 4.202.849

G-107 Blower 6 1 NI 3.477.098 3.477.098

G-108 Blower 7 1 NI 3.477.098 3.477.098

G-109 Blower 8 1 NI 2.857.310 2.857.310

G-110 Blower 9 1 NI 3.257.085 3.257.085

G-112 Blower 10 1 NI 1.367.085 1.367.085

G-113 Blower 11 1 NI 5.710.233 5.710.233


G-114 Blower 12 1 NI 4.579.653 4.579.653

G-115 Expander 1 NI 14.403.449 14.403.449

Harga Total 26.478.146.191

Impor 26.400.911.342

Non impor 77..234.849

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah

No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit (Rp) Harga Total (Rp)

1 SC 1 NI 20.572.688 20.572.6882 BS 1 NI 6.000.000 6.000.0003 CL 1 I 165.933.295 165.933.2954 TF 1 I 86.446.071 86.446.0715 CE 1 I 92.062.715 92.062.7156 AE 1 I 92.062.715 92.062.7157 CT 1 I 465.958.738 465.958.7388 DE 1 I 215.568.446 215.568.4469 KU 1 I 96.213.706 96.213.70610 PU – 01 1 NI 20.257.972 20.257.97211 PU – 02 1 NI 18.541.682 18.541.68212 PU – 03 1 NI 2.959.429 2.959.42913 PU – 04 1 NI 2.959.429 2.959.42914 PU – 05 1 NI 21.721.018 21.721.01815 PU – 06 1 NI 18.541.682 18.541.68216 PU – 07 1 NI 5.033.476 5.033.47617 PU – 08 1 NI 21.374.094 21.374.09418 PU – 09 1 NI 1.384.228 1.384.22819 PU – 10 1 NI 1.384.228 1.384.22820 PU – 11 1 NI 6.327.147 6.327.14721 PU – 12 1 NI 1.384.228 1.384.22822 PU – 13 1 NI 1.384.228 1.384.22823 PU – 14 1 NI 7.953.308 7.953.30824 PU – 15 1 NI 6.327.147 6.327.147

25 PU – 16 1 NI 27.725.999 27.725.999

26 PU – 17 1 NI 27.932.380 27.932.380

27 PU – 18 1 NI 6.327.147 6.327.147

28 PU – 19 1 NI 1.384.228 1.384.228

29 PU – 20 1 NI 1.384.228 1.384.228Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah (lanjutan) No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit (Rp) Harga Total (Rp)


30 TP – 01 1 NI 47.520.116 47.520.116

31 TP – 02 1 NI 33.951.842 33.951.842

32 TP – 03 1 NI 10.980.115 10.980.115

33 TP - 04 1 NI 47.381.283 47.381.283

34 TP - 05 1 NI 539.525 539.525

35 TU - 01 1 NI 351.604.972 540.646.512

36 TU – 02 1 NI 58.221.402 540.646.512

37 TB 1 NI 89.443.388 162.652.137

38 Inst. Lumpur Aktif 1 NI 991.757.793 991.757.793

39 T. Penampung 1 NI 20.000.000 20.000.000

40 T. Aerasi 1 NI 40.000.000 40.000.000

41 Generator 2 NI 75.000.000 150.000.000

Harga Total 4.029.181.487

Impor 1.214.245.686

Non Impor 2.814.935.801*)Keterangan : I: untuk peralatan impor, N.I: untuk peralatan non impor.

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered):

Total = 1,43 x (Rp. 26.400.911.342,- + Rp. 1.214.245.686,-) + 1,21 x (Rp77.234.849.,- + Rp2.814.935.801.)

= Rp. 42.989.201.037

Biaya pemasangan diperkirakan 10 dari total harga peralatan (Timmerhaus, 2004),

sehingga total harga peralatan ditambah biaya pemasangan adalah:

= 0,1 x (Rp. 42.989.201.037) = Rp 4.298.920.103,- Harga peralatan + biaya pemasangan (C): = Rp 4.298.920.103,-+ Rp 42.989.201.037,- = Rp 47.288.121.140,-

Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 10 dari total harga

peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,10 Rp 42.989.201.037

= Rp 4.298.920.104,-

Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 40 dari total harga peralatan


(Timmerhaus et al, 2004).

Biaya perpipaan (E) = 0,40 Rp 42.989.201.037 = Rp. 17.195.680.415,-

Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 dari total harga peralatan


Biaya instalasi listrik (F) = 0,10 Rp 42.989.201.037

= Rp 4.298.920.104,-

Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 10 dari total harga peralatan


Biaya insulasi (G) = 0,1 Rp 42.989.201.037

= Rp 4.298.920.104,-

Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 5 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya inventaris kantor (H) = 0,05 Rp 42.989.201.037

= Rp 2.149.460.052,-

Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 3 dari total

harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I )

= 0,03 Rp 42.989.201.037

= Rp 1.289.676.031,-

Sarana Transportasi Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana transportasi ( J ) seperti pada tabel berikut .

Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi No. Jenis Kendaraan Unit Tipe Harga/ Unit Harga Total


(Rp) (Rp)

1 Dewan komisaris 1 Senia 200.000.000 200.000.0002 Direktur 1 Senia 200.000.000 200.000.0003 Manajer 4 Avaza 150.000.000 600.000.0004 Bus karyawan 2 BUS 150.000.000 300.000.0005 Truk 2 Truk 120.000.000 240.000.0006 Mobil pemadam kebakaran 2 Truk tangki 250.000.000 500.000.000

Total 2.040.000.000

Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J

= Rp 88.932.747.948,-

1.2. Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

Pra Investasi Diperkirakan 7 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Pra Investasi (K) = 0,07 x Rp 42.989.201.037,-

= Rp 3.009.244.073,-

Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 10 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,10 Rp 42.989.201.037 ,-

= Rp 4.298.920.104,-

Biaya Legalitas Diperkirakan 4 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya Legalitas (M) = 0,04 Rp 42.989.201.037,- = Rp 1.719.568.041 ,-

Biaya Kontraktor Diperkirakan 5 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya Kontraktor (N) = 0,05 Rp 42.989.201.037,- = Rp. 2.149.460.052,-

Biaya Tak Terduga Diperkirakan 10 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004) .

Biaya Tak Terduga (O) = 0,10 Rp 42.989.201.037 ,-

= Rp 4.298.920.104,-


Total MITTL = K + L + M + N + O = Rp 15.476.112.373,-

Total MIT = MITL + MITTL

= Rp 88.932.747.948,- + Rp 15.476.112.373 ,- = Rp 104.408.860.321 ,-

2. Modal Kerja Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (= 90 hari).

2.1. Persediaan Bahan Baku

2.1.1 Bahan baku proses 1. Gas Alam

Kebutuhan = 234,646 kg/jam Harga = $0,65/kg = Rp. 6145,750/kg (www.kanwilpajakkhusus.depkeu.go.id) Harga total = 90 hari 24 jam/hari 234,646 kg/jam x Rp 6145,750/kg

= Rp. 3.114.883.414,- 5 Katalis Nikel

Kebutuhan = 293211,4535 kg Harga = Rp. 1.854.657,-/kg (www.advance-scientific.net, 2009) Harga total = 293211,4535 kg x Rp. 1.854.657,-/kg

= Rp 5.438.070.000,- 3. Katalis ferri oksida

Kebutuhan = 613,975 kg Harga = Rp. 355.000,-/kg (www.Teknikal Repotl, 2009) Harga total = 613,975 kg x Rp. 355.000,-/kg = Rp 217.961.125,-

4. Katalis crom oksida Kebutuhan = 843,8218 kg (www.Teknikal Repotl, 2009) Harga = Rp. 300.000,-/kg Harga total = 843,8218 kg x Rp. 300.000,-/kg = Rp 253.146.540,-

5. Katalis ZnO Kebutuhan = 4493,1892 kg Harga = Rp.20.024,-/kg (www.Teknikal Repotl, 2009) Harga total = 4493,1892 kg x Rp.20.024,-/kg = Rp 89.971.620,-

6. Kebutuhan karbon aktif dan lain-lain Kebutuhan = 2201,8365 kg Harga = Rp.6000,-/kg (www.Teknikal Repotl, 2009) Harga total = 2201,8365 kg x Rp.6000,-/kg = Rp 13.211.019,-


2.1.2 Persediaan bahan baku utilitas 1. Alum, Al2(SO4)3

Kebutuhan = 10,56 kg/jam Harga = Rp 2.100 ,-/kg (PT. Bratachem 2009) Harga total = 90 hari 24 jam/hari 10,56 kg/jam Rp 2.100,- /kg

= Rp 47.900.160,- 2. Soda abu, Na2CO3

Kebutuhan = 5,7 kg/jam Harga = Rp 3500,-/kg (PT. Bratachem 2009) Harga total = 90 hari 24 jam/hari 5,7 kg/jam Rp 3500,-/kg

= Rp 43.092.000,- 3. Kaporit

Kebutuhan = 0,003 kg/jam Harga = Rp 11.500,-/kg (PT. Bratachem 2009) Harga total = 90 hari 24 jam/hari 0,003 kg/jam Rp 11.500,-/kg

= Rp 74.520,- 4. H2SO4

Kebutuhan = 0,1049 kg/jam Harga = Rp 35000,-/kg (PT. Bratachem 2009) Harga total = 90 hari 24 jam x 0,1049 kg/hari Rp 35000,-/kg

= Rp 7.930.440,-

5. NaOH

Kebutuhan = 0,065 kg/jam Harga = Rp 5250,-/kg (PT. Bratachem 2009) Harga total = 90 hari 24 jam 0,065 kg/jam Rp 5250,-/kg

= Rp 737.100,- 6. Solar

Kebutuhan = 335,7004 ltr/jam Harga solar untuk industri = Rp. 4850,-/liter (PT.Pertamina, 2009) Harga total = 90 hari 24 jam/hari 335,7004 ltr/jam Rp. 4850,-/liter

= Rp 3.516.797.390,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) adalah = Rp 12.743.775.328 ,-

2.2. Kas

2.2.1. Gaji Pegawai Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai


Jabatan JumlahGaji/bulan

(Rp) Jumlah Gaji/bulan

(Rp) Dewan Komisaris 1 13.000.000 13.000.000Direktur 1 10.000.000 10.000.000Staf Ahli 1 8.500.000 8.500.000Sekretaris 2 2.000.000 4.000.000Manajer Produksi 1 6.000.000 6.000.000Manajer Teknik 1 6.000.000 6.000.000Manajer Umum dan Keuangan 1 6.000.000 6.000.000Manajer Pembelian dan Pemasaran 1 6.000.000 6.000.000Kepala Seksi Proses 1 5.000.000 5.000.000Kepala Seksi Laboratorium R&D 1 5.000.000 5.000.000Kepala Seksi Utilitas 1 5.000.000 5.000.000Kepala Seksi Mesin 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Listrik 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Instrumentasi 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Keuangan 1 5.000.000 5.000.000Kepala Seksi Administrasi 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Personalia 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Humas 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Keamanan 1 2.500.000 2.500.000Kepala Seksi Pembelian 1 3.000.000 3.000.000Kepala Seksi Penjualan 1 3.000.000 3.000.000Karyawan Produksi 49 1.500.000 73.500.000Karyawan Teknik 20 1.500.000 30.000.000Karyawan Umum dan Keuangan 13 1.500.000 19.500.000Karyawan Pembelian dan Pemasaran 15 1.500.000 22.500.000Dokter 1 3.000.000 3.000.000Perawat 2 1.000.000 2.000.000Petugas Keamanan 12 1.000.000 12.000.000Petugas Kebersihan 10 800.000 8.000.000Supir 5 1.000.000 5.000.000

Total 150 284.500.000 Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp 284.500.000 ,- Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp 853.500.000,-

2.2.2. Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 1 dari gaji pegawai = 0,01 Rp 853.500.000,-

= Rp 8.535.000,-

2.2.3. Biaya Pemasaran Diperkirakan 1 dari gaji pegawai = 0,01 Rp 853.500.000 ,-


= Rp 8.535.000 ,-

2.2.4. Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang-Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut: Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan

(Pasal 2 ayat 1 UU No.20/00).

Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU

No.20/00).

Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp.

30.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).

Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak

dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut :

Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Hidrogen

Nilai Perolehan Objek Pajak

- Tanah Rp 935.000.000,-

- Bangunan Rp 5.091.300.000,-

Total NJOP Rp 6.026.300.000,- Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak (Rp. 30.000.000,- ) Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak Rp 5.996.300.000,- Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP) Rp. 299.815.000 ,-

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas No. Jenis Biaya Jumlah (Rp)

1. Gaji Pegawai 853.500.000 2. Administrasi Umum 8.535.000

3. Pemasaran 8.535.000

4. Pajak Bumi dan Bangunan 299.815.000

Total 1.170.375.050

2.3. Biaya Start-Up Diperkirakan 10 dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004).


= 0,10 Rp104.408.860.321 ,- = Rp10.440.886.032 ,-

2.4. Piutang Dagang

HPT12

IPPD

dimana: PD = piutang dagang IP = jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan) HPT = hasil penjualan tahunan

Penjualan : 1. Harga jual Hidrogen = US$ 20 /kg (www.Teknikal Repotl, 2009)

Produksi Hidrogen = 720.000 kg/tahun Hasil penjualan Hidrogen tahunan = (720.000 kg x US$ 20/kx Rp. 9455,-/US$

= Rp 136.152.110.000 ,-

Piutang Dagang = 12

1 Rp 136.152.110.000 ,-

= Rp 11.300.625.130,-

Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja

No. Jumlah (Rp)

1. Bahan baku proses dan utilitas 12.743.775.328 2. Kas 1.059.625.050

3. Start up 10.440.886.032

4. Piutang Dagang 11.300.625.130

T l35.544.911.540

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp104.408.860.321 ,- + Rp35.544.911.540 ,-

= Rp 139.953.771.861,- Modal ini berasal dari: - Modal sendiri = 60 dari total modal investasi = 0,6 Rp139.953.771.861,-

= Rp 83.972.263.117,-

- Pinjaman dari Bank = 40 dari total modal investasi = 0,4 Rp139.953.771.861,-

= Rp 55.981.508.744,-


3. Biaya Produksi Total

3.1. Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

3.1.1. Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji

yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga (P)

Gaji total = (12 + 2) Rp 284.500.000,- = Rp 3.983.000.000,-

3.1.2. Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 15 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2009). Bunga bank (Q) = 0,15 Rp 55.981.508.744,-

= Rp 8.397.226.312,-

3.1.3. Depresiasi dan Amortisasi Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa

manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui penyusutan (Rusdji, 2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight line method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan sesuai dengan Undang-undang Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Pasal 11 ayat 6 dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000

Kelompok Harta

Berwujud

Masa

tahun)

Tarif

(%)

Beberapa Jenis Harta

Bukan Bangunan

1.Kelompok 1

2. Kelompok 2

3. Kelompok 3

4

8

16

25

12,5

6,25

esin kantor, perlengkapan, alat perangkat/

tools industri.

obil, truk kerja

esin industri kimia, mesin industri mesin

Bangunan

Permanen

20

5 ngunan sarana dan penunjang

Sumber : Waluyo, 2000 dan Rusdji,2004

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

n

LPD

dimana: D = depresiasi per tahun P = harga awal peralatan L = harga akhir peralatan


n = umur peralatan (tahun)

Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UU RI No. 17 Tahun 2000

Komponen Biaya (Rp) Umur

(tahun) Depresiasi (Rp)

Bangunan 5.091.300.000 20 254.565.000Peralatan proses dan utilitas 47.288.121.140 16 2.955.507.571Instrumentrasi dan pengendalian proses 4.298.920.104 4 1.074.730.026Perpipaan 17.195.680.415 4 1.117.719.227Instalasi listrik 4.298.920.104 4 1.074.730.026Insulasi 4.298.920.104 4 1.074.730.026Inventaris kantor 2.149.460.052 4 537.365.013Perlengkapan keamanan dan kebakaran 1.289.676.031 4 322.419.007,8

Sarana transportasi 2.040.000.000 8 255.000.000

TOTAL 8.666.765.897

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami

penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung

(MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi.

Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan menerapkan taat azas (UU RI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004).

Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 20 dari MITTL. sehingga : Biaya amortisasi = 0,20 Rp 15.476.112.373,- = Rp 3.095.222.475 ,- Total biaya depresiasi dan amortisasi (R)

= Rp8.666.765.897 ,- + Rp 3.095.222.475 ,- = Rp 11.761.988.372,-

3.1.4. Biaya Tetap Perawatan 1. Perawatan mesin dan alat-alat proses


Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%, diambil 5% dari harga peralatan terpasang di pabrik (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya perawatan mesin = 0,05 Rp 47.288.121.140,- = Rp 2.364.406.057,-

2. Perawatan bangunan

Diperkirakan 5 dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan bangunan = 0,05 Rp 5.091.300.000,-

= Rp 254.565.000,- 3. Perawatan kendaraan

Diperkirakan 5 dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan kendaraan = 0,05 Rp2.040.000.000,- = Rp102.000.000,-

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol

Diperkirakan 5 dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan instrumen = 0,05 Rp 4.298.920.104,- = Rp 214.946.005,2 ,-

5. Perawatan perpipaan

Diperkirakan 5 dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan perpipaan = 0,05 Rp 17.195.680.415,- = Rp 859.784.020,8,-

6. Perawatan instalasi listrik

Diperkirakan 5 dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan listrik = 0.05 Rp 4.298.920.104,- = Rp 214.946.005,2,-

7. Perawatan insulasi

Diperkirakan 5 dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan insulasi = 0,05 Rp 4.298.920.104,-

= Rp 214.946.005,2,- 8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 5 dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan inventaris kantor = 0,05 Rp 2.149.460.052,- = Rp 107.473.002,6,-

9. Perawatan perlengkapan kebakaran

Diperkirakan 5 dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,05 Rp1.289.676.031,- = Rp.64.483.801,55 ,-


Total biaya perawatan (S) = Rp 4.397.549.898,-

3.1.5. Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Biaya tambahan industri ini diperkirakan 5 dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004).

Plant Overhead Cost (T) = 0,05 x Rp 104.408.860.321,- = Rp 5.220.443.016,-

3.1.6. Biaya Administrasi Umum Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp 8.535.000 ,- Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = 4 Rp 8.535.000,-

= Rp 34.140.000,-

3.1.7. Biaya Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran selama 3 bulan adalah Rp 8.535.000,- Biaya pemasaran selama 1 tahun = 4 Rp 8.535.000 ,-

= Rp 34.140.000 ,-

Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran, sehingga : Biaya distribusi = 0,5 x Rp 34.140.000,-

= Rp 17.700.000 ,- Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp.51.210.000,-

3.1.8. Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan Diperkirakan 5 dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya laboratorium (W) = 0,05 x Rp 5.220.443.016,- = Rp 261.022.150,8,-

3.1.9. Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01 x Rp104.408.860.321 ,- = Rp 1.044.088.603.,-

3.1.10. Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik. adalah 0,31 dari modal investasi tetap langsung

(Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2009).

= 0,0031 Rp104.408.860.321 ,- = Rp 323.667.467,-

2. Biaya asuransi karyawan.

Premi asuransi = Rp. 351.000,-/tenaga kerja (PT. Prudential Life Assurance, 2009)


Maka biaya asuransi karyawan = 150 orang x Rp. 351.000,-/orang = Rp. 52.650.000,-

Total biaya asuransi (Y) = Rp 376.317.467 ,-

3.1.11. Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp 299.815.000,-

Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z = Rp 35.826.800.819,-

3.2. Variabel

3.2.1. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas tahunan

Rp 12.743.775.328 ,-

= Rp12.743.775.328,- × 90

300 = Rp 42.054.458.582

3.2.2. Biaya Variabel Tambahan 1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan

Diperkirakan 1 dari biaya variabel bahan baku Biaya perawatan lingkungan = 0,01 Rp 42.054.458.582,-

= Rp 420.544.585,8 ,- 2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi

Diperkirakan 5 dari biaya variabel bahan baku Biaya variabel pemasaran = 0,01 Rp 42.054.458.582 ,-

= Rp 420.544.585,8,- Total biaya variabel tambahan = Rp 841.089.171,6,-

3.2.3. Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5 dari biaya tetap

= 0,05 Rp 35.826.800.819 ,- = Rp1.791.340.041 ,-

Total biaya variabel = Rp 43.845.798.623 ,- Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 35.826.800.819,- + Rp 43.845.798.623,- = Rp. 79.672.599.442,-


4. Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

4.1. Laba Sebelum Pajak (Bruto) Laba atas penjualan = total penjualan – total biaya produksi

= Rp136.152.110.000 – Rp79.672.599.442,- = Rp 56.479.510.558 ,-

4.2. Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan

Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (Rusjdi, 2004): Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 .

Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan

pajak sebesar 15 .

Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 .

Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:

- 10 Rp 50.000.000 = Rp 5.000.000,-

- 15 (Rp100.000.000- Rp 50.000.000) = Rp 7.500.000,-

- 30 (Rp.56.479.510.558 – Rp 100.000.000) = Rp 16.913.853.167 ,-

Total PPh = Rp 16.926.353.167 ,-

4.3. Laba setelah pajak Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh = Rp.56.479.510.558 ,- – Rp 16.926.353.167,-

= Rp 39.553.157.391,-

5. Analisa Aspek Ekonomi

5.1. Profit Margin (PM)

PM = penjualantotal

pajaksebelumLaba 100

PM = x 100%

= 41,48 %

5.2. Break Even Point (BEP)

BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya

100

Rp136.152.110.000 Rp. 56.479.510.558

Rp136.152.110.000 - Rp 43.845.798.623 Rp 39.553.157.391


BEP = x 100%

= 42,84 % Kapasitas produksi pada titik BEP = 42,84 % x 720 ton/tahun = 308,448 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = 42,84 % x Rp 136.152.110.000, = Rp 58.327.563.924 ,-

5.3. Return on Investment (ROI)

ROI = investasi modal Total

pajak setelah Laba 100

ROI = x 100%

= 28,26 %

5.4 Pay Out Time (POT) POT = x 1 tahun

POT = 3,5 tahun

5.5. Return on Network (RON)

RON = sendiriModal

pajaksetelahLaba 100

RON = x 100%

RON = 47,10 %

5.6. Internal Rate of Return (IRR) Internal rate of return merupakan presentase yang menggambarkan

keuntungan rata - rata bunga pertahun dari semua pengeluaran dan pemasukan. Apabila IRR ternyata lebih besar dari bunga rill yang berlaku. maka pabrik akan menguntungkan. tetapi bila IRR lebih kecil dari bunga rill yang berlaku maka pabrik dianggap rugi.

Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut:

- Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 tiap tahun

- Masa pembangunan disebut tahun ke nol

- Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun

- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10

- Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan.

Dari Tabel LE.12, diperoleh nilai IRR = 45,43

Rp. 139.953.771.861 Rp 39.553.157.391

Rp 83.972.263.117 Rp 39.553.157.391

0,2826 1


Tabel LE.11 Data perhitungan BEP

% Kapasitas Biaya tetap Biaya variabel Total biaya produksi Penjualan

0 35.826.800.819 0 35.826.800.819 0

10 35.826.800.819 4.384.579.862 40.211.380.681 13.615.211.000

20 35.826.800.819 8.769.159.725 44.595.960.544 27.230.422.000

30 35.826.800.819 13.153.739.587 48.980.540.406 40.845.633.000

40 35.826.800.819 17.538.319.449 53.365.120.268 54.460.844.000

50 35.826.800.819 21.922.899.312 57.749.700.131 68.076.055.000

60 35.826.800.819 26.307.479.174 62.134.279.993 81.691.266.000

70 35.826.800.819 30.692.059.036 66.518.859.855 95.306.477.000

80 35.826.800.819 35.076.638.898 70.903.439.717 108.921.688.000

90 35.826.800.819 39.461.218.761 75.288.019.580 122.536.899.000

100 35.826.800.819 43.845.798.623 79.672.599.442 136.152.110.000


-

20.000.000.000

40.000.000.000

60.000.000.000

80.000.000.000

100.000.000.000

120.000.000.000

140.000.000.000

160.000.000.000

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

kapasitas produksi (%)

har

ga

(Rp

)

biaya tetap

biaya variabel

biaya produksi

penjualan

Gambar LE. 4 Grafik BEP


Tabel LE 12. Data Perhitungan IRR

Thn Laba sebelum

pajak Pajak

Laba Sesudah pajak

Depresiasi Net Cash Flow P/F

pada i = 45%

0 - - - - -139.953.771.861 1

1 56.479.510.558

16.926.353.167

39.553.157.391 11.761.988.372

51.315.145.763 0,6897

2

62.127.461.614

18.620.738.484

43.506.723.130 11.761.988.372

55.268.711.502 0,4756

3

68.340.207.775

20.484.562.333

47.855.645.443 11.761.988.372

59.617.633.815 0,3280

4

75.174.228.553

22.534.768.566

52.639.459.987 11.761.988.372

64.401.448.359 0,2262

5

82.691.651.408

24.789.995.422

57.901.655.986 11.761.988.372

69.663.644.358 0,1560

6

90.960.816.549

27.270.744.965

63.690.071.584 11.761.988.372

75.452.059.956 0,1076

7

100.056.898.204

29.999.569.461

70.057.328.743 11.761.988.372

81.819.317.115 0,0742

8

110.062.588.024

33.001.276.407

77.061.311.617 11.761.988.372

88.823.299.989 0,0512

9

121.068.846.826

36.303.154.048

84.765.692.778 11.761.988.372

96.527.681.150 0,0353

10

133.175.731.509

39.935.219.453

93.240.512.056 11.761.988.372

105.002.500.428 0,0243

IRR = 45 + )021.496.579.11(762.532.586.8

762.532.586.8

x (46 – 45) = 45,43%


Appendix

Documents

Transcript of Appendix