Appendix

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Pupuk Amonium Sulfat dari Gypsum Sintetik

Hasil Pengolahan Unit Flue Gas Desulfurization PLTU kapasitas produksi sebesar

30.000 ton/tahun, dengan ketentuan sebagai berikut:

1 tahun operasi = 330 hari kerja

1 hari kerja = 24 jam

Basis = 1 jam operasi

Maka kapasitas Amonium sulfat dalam bentuk kristal adalah:

kapasitas produksi = jam

harixhari

tahunxtahunton

241

3301000.30

= 3,787879 ton/jam

= 3787,879 kg/jam

Kemurnian produk ((NH4)2SO4) = 99 %

Air = 1 %

Amonium sulfat ((NH4)2SO4) = 99 % × 3787,879 kg/jam

= 3750 kg/jam

Komposisi bahan baku :

• Amonia (NH3) : 99,5 %

• Karbon dioksida (CO2) : 99,9 %

• Asam Sulfat (H2SO4) : 98 %

Berat Molekul masing-masing senyawa

• CaSO4.2H2O : 172 kg/kmol

• NH3 : 17 kg/kmol

• CO2 : 44 kg/kmol

• (NH4)2SO4 : 132 kg/kmol

• CaCO3 : 100 kg/kmol

• (NH4)2CO3 : 96 kg/kmol

• H2O : 18 kg/kmol

• H2SO4 : 98 kg/kmol

Universitas Sumatera Utara

A.1 Neraca Massa Absorber (AB-101)

17NH3CO2

12NH3

14CO2

19H2O

(NH4)2CO3

18H2O

(NH4)2CO3

15H2O

Fungsi : mereaksikan NH3, CO2, dan H2O menjadi (NH4)2CO3 sebagai umpan

reaktor

Adapun umpan masuk dalam absorber berupa amonia (NH3), karbon dioksida (CO2),

dan air (H2O). Untuk menghasilkan 1 ton amonium sulfat dibutuhkan 292 kg amonia

dan 374 kg karbon dioksida (Chou, 1995).

Neraca Massa Total

F12 + F14 + F15 + F19 = F17+ F18

Perhitungan :

Umpan masuk Absorber :

o Reaktan 1 (Alur 12), terdiri dari 100 % ammonia

Umpan masuk Amonia = 985,580 kg/jam

o Reaktan 2 (Alur 14), terdiri dari 100% karbon dioksida

Umpan masuk CO2 = 1262,352 kg/jam

Reaksi :

2NH3 + CO2 + H2O ↔ (NH4)2CO3

Konversi reaksi = 98 % (Chou, 1995)

a. Neraca Komponen CO2

CO2 yang masuk = 1262,352 kg/jam = 28,690 kmol/jam


CO2 yang bereaksi = 98% × CO2 yang masuk

= 98% × 28,690 kmol/jam

= 28,116 kmol/jam

= 1237,105 kg/jam

CO2 sisa = 1262,352 – 1237,105 kg/jam

= 25,247 kg/jam

b. Neraca Komponen NH3

NH3 yang masuk = 985,580 kg/jam = 57,975 kmol/jam

NH3 yang bereaksi = 2 × mol CO2 yang bereaksi

= 2 × 28,116 kmol/jam

= 56,232 kmol/jam

= 955,945 kg/jam

Amonia sisa = 985,580 – 955,945 = 29,635 kg/jam

c. Neraca Komponen H2O

Pada absorber ditambah fresh water dalam jumlah besar karena produk yang

diharapkan berupa amonium carbonat encer sebagai umpan absorber, untuk 170

kg NH3 diperlukan 1000 kg air (Gowariker, 2009). Fresh water yang

ditambahkan (alur 15) sebesar 5797,527 kg/jam

H2O yang masuk = H2O arus 9 + H2O arus 12

= 5797,527 kg/jam + 107,505 kg/jam

= 5905,031 kg/jam

= 328,057 kmol/jam

H2O yang bereaksi = 1 x mol CO2 yang bereaksi

= 28,116 kmol/jam

= 506,088 kg/jam

H2O sisa = 5905,031 – 506,088 kg/jam

= 5398,943 kg/jam


d. Neraca Komponen (NH4)2CO3

(NH4)2CO3 yang masuk (alur 19) diperoleh dari hasil iterasi sebanyak 117,238

kg/jam .

(NH4)2CO3 hasil reaksi = 28,116 kmol/jam

= 2699,138 kg/jam

(NH4)2CO3 keluar absorber = 117,238 + 2699,138 kg/jam

= 2816,376 kg/jam

Tabel A.1 Neraca massa absorber

Komponen Input Output

F14 F12 F15 F19 F18 F17

NH3 985,580 29,635

CO2 1262,352 25,247

H2O 5797,527 107,505 5398,943

(NH4)2CO3 117,238 2816,376

Jumlah 1262,352 985,580 5797,527 224,743 8215,319 54,882

Jumlah total 8270,201 8270,201

A.2 Neraca Massa Mixer (M-101)

Fungsi : mencampur bahan baku gypsum FGD dan air sebelum diumpankan ke

reaktor.

16CaSO4.2H2O

H2O

1CaSO4.2H2O

13H2O

M-101


Neraca Massa Total

F1 + F13 = F16

Perhitungan :

Gypsum FGD yang diperlukan untuk menghasilkan 1 ton amonium sulfat adalah

1325 kg (Chou, 1995), sehingga untuk menghasilkan kapasitas yang diinginkan

diperlukan Gypsum FGD sebanyak 4472,236 kg/jam = 26,001 kmol/jam.

Perbandingan mol antara CaSO4.2H2O dan H2O dalam campuran umpan sebanyak

3:1 maka:

Air yang ditambahkan = 3 × 26,001 kmol/jam × 18 kg/kmol

= 1404,074 kg/jam

Tabel A.2 Neraca massa mixer

Komponen Input (kg/jam ) Output (kg/jam )

F1 F13 F16

CaSO4.2H2O 4472,236 4472,236

H2O 1404,074 1404,074

Jumlah 4472,236 1404,074 5876,310

Jumlah Total 5876,310 5876,310

A.3 Neraca Massa Reaktor (R-201)

R-201

22CO2NH3

23CaSO4.2H2O

H2O(NH4)2CO3(NH4)2SO4

CaCO3

18(NH4)2CO3

H2O

16CaSO4.2H2O

H2O

Fungsi : Mereaksikan Amonium karbonat dari absorber dengan Gypsum FGD

untuk menghasilkan produk amonium sulfat.


Neraca Massa Total

F16 + F18 = F22 + F23

Reaksi utama :

(NH4)2CO3 + CaSO4.2H2O → (NH4)2SO4 + CaCO3 + 2H2O

Reaksi samping :

(NH4)2CO3 ↔ 2NH3 + CO2 + H2O

Konversi reaksi overall = 83 % ( Chou, 1995 )

Selektifitas = 97 %

Perhitungan:

Amonium karbonat ((NH4)2CO3) yang masuk dari unit absorber 2816,376 kg/jam =

29,337 kmol/jam. Gypsum FGD (CaSO4.2H2O) yang masuk dari unit mixer

4472,236 kg/jam = 26,001 kmol/jam. CaSO4.2H2O yang bereaksi 26,001 kmol/jam

× 83% × 97 % = 20,934 kmol/jam. Sehingga diperoleh (NH4)2SO4 yang terbentuk

sebanyak 20,934 kmol/jam, CaCO3 yang terbentuk sebanyak 20,934 kmol/jam, dan

H2O yang terbentuk sebanyak 2 x 20,934 = 41,867 kmol/jam.

Massa (NH4)2SO4 yang terbentuk = 20,934 kmol/jam × 132 kg/kmol

= 2763,249 kg/jam

Massa CaCO3 yang terbentuk = 20,934 kmol/jam × 100 kg/kmol

= 2093,370 kg/jam

Massa H2O yang terbentuk = 41,867 kmol/jam × 18 kg/kmol

= 753,613 kg/jam

Reaksi samping :

(NH4)2CO3 ↔ 2NH3 + CO2 + H2O

(NH4)2CO3 yang terdekomposisi sebanyak 26,001 × 83% × 3% = 0,647 kmol/jam.

Dengan asumsi reaksi berjalan sempurna, maka NH3 yang terbentuk sebanyak 2×

0,647 = 1,295 kmol/jam, CO2 yang terbentuk sebanyak 0,647 kmol/jam, dan H2O

yang terbentuk sebanyak 0,647 kmol/jam

Massa NH3 yang terbentuk = 1,295 kmol/jam × 17 kg/kmol

= 22,013 kg/jam

Massa CO2yang terbentuk = 0,647 kmol/jam × 44 kg/kmol


= 28,487 kg/jam

Massa H2O yang terbentuk = 0,647 kmol/jam × 18 kg/kmol

= 11,654 kg/jam

Jumlah total air keluar (alur 16) =(5398,943+1404,074+753,613+11,654)kg/jam

= 7568,284 kg/jam

Tabel A.3 Neraca Massa reaktor

Komponen Input (kg/jam ) Output (kg/jam )

F18 F16 F22 F23

(NH4)2CO3 2816,376 744,587

CaSO4.2H2O 4472,236 817,639

H2O 5398,943 1404,074 7568,284

(NH4)2SO4 2763,249

CaCO3 2093,370

NH3 22,013

CO2 28,487

Jumlah 8215,319 5876,310 50,500 14041,129

Jumlah Total 14091,629 14091,629

A.4 Neraca Massa Filter (FL-201)

Fungsi : Memisahkan CaCO3 dan gypsum yang tidak bereaksi dari larutan

amonium sulfat

24H2O

27H2O

(NH4)2CO3(NH4)2SO4

23CaSO4.2H2O


CaCO3

25CaSO4.2H2O


CaCO3


Neraca Massa Total

F23 + F24= F25 + F27

Dalam hal ini diasumsikan jumlah air pencuci untuk proses filtrasi sebanyak 20%

dari jumlah massa total arus 20. Amonium sulfat yang terikut dalam cake sebanyak

0,6 % dari amonium sulfat yang masuk filter, amonium karbonat yang terikut cake

sebanyak 2%, dan air yang terikut cake 5%.

Tabel A.4 Neraca massa filter

Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam)

F23 F24 F25 (Cake) F27 (Filtrat)

CaSO4.2H2O 871,639 871,639

(NH4)2SO4 2763,249 16,579 2746,669

(NH4)2CO3 744,587 14,892 729,695

CaCO3 2093,370 2093,370

H2O 7568,284 2808,226 518,826 9857,685

Jumlah 14041,129 2808,226 3515,306 13334,049

Jumlah Total 16849,355 16849,355

A.5 Neraca Massa Tanki Netralisasi (R-202)

4H2SO4H2O

27H2O

(NH4)2CO3(NH4)2SO4

26CO2

28H2O

(NH4)2SO4R-202

Fungsi : meningkatkan konversi amonium sulfat dengan mereaksikan

ammoniumcarbonat yang ada dengan asam sulfat


Neraca Massa Total

F4 + F27 = F26 + F28

Reaksi :

H2SO4 + (NH4)2CO3 → (NH4)2SO4 + CO2 + H2O

Dari perhitungan neraca massa di filter didapat mol amonium karbonat mula-mula

7,601 kmol/jam. Larutan asam sulfat yang ditambahkan mempunyai komposisi 98 %

berat asam sulfat dan 2% berat air.

Massa asam sulfat = 7,601 kmol/jam x 98 kg/kmol

= 744,897 kg/jam

Massa air yang ada = %298

100897,744 ×× = 15,202 kg/jam

Dengan asumsi reaksi berjalan sempurna, dihasilkan (NH4)2SO4, CO2, H2O masing-

masing sebanyak 7,601 kmol/jam.

Massa (NH4)2SO4 = 7,601 kmol/jam x 132 kg/kmol

= 1003,331 kg/jam

Massa CO2 = 7,601 kmol/jam x 44 kg/kmol

= 334,444 kg/jam

Massa H2O hasil reaksi = 7,601 kmol/jam x 18 kg/kmol

= 136,818 kg/jam

Tabel A.5 Neraca Massa Tanki Netralisasi

Komponen Input ( kg/jam ) Output ( kg/jam )

F4 F27 F28 F26

(NH4)2SO4 2746,669 3750,000

(NH4)CO3 729,695

H2O 15,202 9857,685 10009,704

H2SO4 744,897

CO2 334,444

Jumlah 760,099 13334,49 13759,704 334,444

Jumlah Total 14094.148 14094.148


A.6 Neraca Massa Absorber (AB-102)

22CO2NH3

21NH3

20H2O

19H2O

(NH4)2CO3

17NH3CO2

Fungsi : mereaksikan reaktan sisa dari reaktor dengan fresh water untuk

menghasilkan produk amonium sulfate encer sebagai umpan absorber

Neraca Massa Total

F17 + F20 + F22 = F21 + F19

Perhitungan :

2NH3 + CO2 + H2O ↔ (NH4)2CO3

Dari neraca massa di absorber dan reaktor didapat jumlah mol amonia mula-mula

3,038 kmol/jam, mol CO2 mula-mula 1,221 kmol/jam. Pada reaksi ini karbon

dioksida sebagai reaktan pembatas sehingga (NH4)2CO3 yang terbentuk = 1,221

kmol/jam. Kebutuhan H2O untuk reaksi di scrubber sebesar 1,221 kmol/jam = 21,982

kg/jam. Namun dalam scrubber ditambah fresh water dalam jumlah besar karena

produk yang diharapkan berupa amonium carbonat encer sebagai umpan absorber,

untuk 170 kg NH3 diperlukan 1000 kg air (Gowariker, 2009). Fresh water yang

ditambahkan pada scrubber sebesar 129,487 kg/jam.

Massa (NH4)2CO3 = 1,221 kmol/jam x 96 kg/kmol

= 117,238 kg/jam

Massa NH3 sisa = (3,038 –2(1,221)) kmol/jam x 17 kg/kmol

= 10,126 kg/jam

Massa H2O sisa = (129,487– 21,982)kg/jam

= 107,505 kg/jam


Tabel A.6 Neraca Massa scrubber


F17 F22 F20 F19 F21

NH3 29,635 22,013 10,126

CO2 25,247 28,487

H2O 129,487 107,505

(NH4)CO3 117,238

Jumlah 54,882 50,500 129,487 224,743 10,126

Jumlah Total 234,869 234,869

A.7 Neraca Massa Evaporator (EV-201)

Fungsi : memekatkan larutan amonium sulfat.

Neraca Massa Total

F28 = F29+ F30

Diketahui pada suhu 85oC kelarutan amonium sulfat 95.3% (Perry & Green, 1999).

Jumlah air yang masuk dari neraca netralisasi (alur 28) 10009,704 kg/jam. Jumlah

amonium sulfat yang masuk dari neraca netralisasi (alur 28) 3750 kg/jam.

H2O dalam cairan keluar evaporator = 3,95

3750 kg/jam

= 3934,942 kg/jam

H2O dalam uap keluar evaporator = 10009,704 – 3934,942 kg/jam

= 6074,762 kg/jam

28H2O

(NH4)2SO430

H2O(NH4)2SO4

29H2O


Tabel A.7 Neraca massa evaporator


F28 F29 (Gas) F30 (Cairan)

(NH4)SO4 3750,000 3750,000

H2O 10009,704 6074,762 3934,942

Jumlah 13759,704 6074,762 7684,942

Jumlah Total 13759,704 13759,704

A.8 Neraca Massa cristalizer (CR-301)

Fungsi : menjenuhkan dan mengkristalkan larutan amonium sulfat.

Neraca Massa Total

F31 = F33 + F34

Diketahui kelarutan amonium sulfat pada suhu 65o C adalah 88% (Perry & Green,

1999).

Jumlah amonium sulfat dari neraca evaporator (alur 30) = 3750 kg/jam

Jumlah amonium sulfat dari neraca centrifuge (alur 32) = 40419,922 kg/jam

Jumlah air yang masuk dari neraca evaporator (alur 30) = 3934,942 kg/jam

Jumlah air dari neraca centrifuge (alur 32) = 44783,437 kg/jam

Jumlah total amonium sulfat dan air yang masuk (alur 31) = 92888,301

Asumsi air yang teruapkan = 3% × 92888,301 kg/jam

= 2786,649 kg/jam

CR-301

33H2O

34H2O

(NH4)2SO4 (l)(NH4)2SO4 (s)

31H2O

(NH4)2SO4 (l)


Air dalam cairan = (3934,942 + 44783,437 - 2786,649) kg/jam

= 45931,730 kg/jam

(NH4)2SO4 yang terlarut = kelarutan dalam air × jumlah massa air

= 88 % × 45931,730 kg/jam

= 40419,922 kg/jam

(NH4)2SO4 kristal = (3750 + 40419,922 - 40419,922) kg/jam

= 3750 kg/jam

Tabel A.8 Neraca massa kristalizer

Komponen

Input (kg/jam) Output (kg/jam)

F31 F34 (Cairan) F33 (Gas)

(NH4)2SO4 (l) 44169,922 40419,922

(NH4)2SO4 (s) 3750,000

H2O 48718,379 45931,730 2786,649

Jumlah 92888,301 90101,652 2786,649

Jumlah total 92888,301 92888,301

A.9 Neraca Massa Centrifuge (CF-301)

Fungsi : memisahkan amonium sulfat kristal yang terbentuk dengan larutannya.

Neraca Massa Total

F34 = F32 + F35

Asumsi air yang menjadi mother liquour 97,5% dan pada produk kristal 2,5%. Dari

neraca massa kristalizer diketahui jumlah air 45931,730 kg/jam sehingga jumlah air

pada produk 2,5% × 45931,730 kg/jam = 1148,293 kg/jam.

32H2O

(NH4)2SO4 (l)34

H2O(NH4)2SO4 (l)

35H2O

(NH4)2SO4 (s)


Tabel A.9 Neraca massa centrifuge

Komponen

Input (kg/jam) Output (kg/jam)

F34 F32 (mother liquor) F35 (produk)

(NH4)2SO4 (l) 40419,922 40419,922

(NH4)2SO4 (s) 3750,000 3750,000

H2O 45931,730 44783,437 1148,293

Jumlah 90101,652 85203,359 4898,293

Jumlah total 90101,652 90101,652

A.10 Neraca Massa Rotary Dryer (RD-301)

Fungsi : mengurangi kadar air dalam kristal amonium sulfat menjadi 1%.

Neraca Massa Total

F35 = F36+ F37

Tabel A.10 Neraca massa rotary dryer


F35(produk) F36 (gas) F37 (Produk)

(NH4)SO4(s) 3750,000 3750,000

H2O 1148,293 1110,414 37,879

Jumlah 4898,293 1110,414 3878,879

Jumlah Total 4898,293 4898,293

35H2O

(NH4)2SO4 (s)

36H2O

37H2O

(NH4)2SO4 (s)RD

RD-301


LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA ENERGI

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan operasi : kJ/jam

Temperatur basis : 298,15 K

Neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan sebagai berikut:

Persamaan untuk menghitung kapasitas panas (Reklaitis, 1983) : 32 dTcTbTaCp +++=

Jika Cp adalah fungsi dari temperatur maka persamaan menjadi :

)(4

)(3

)(2

)( 41

42

31

32

21

2212

2

1

TTdTTcTTbTTaCpdTT

T

−+−+−+−=∫ ;

Untuk sistem yang melibatkan perubahan fasa persamaan yang digunakan adalah :

∫∫ ∫ +∆+=22

1 1

T

Tv

T

T

T

TVll

b

b

dTCpHdTCpCpdT

Perhitungan energi untuk sistem yang melibatkan reaksi :

∫∫ −+∆=2

1

2

1

)(T

Tin

T

Toutr CpdTNCpdTNTHr

dtdQ

B.1 Data Perhitungan Cp

Berikut ini rumus yang dapat digunakan untuk menghitung kapasitas panas gas.

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)]

Tabel B.1 Nilai konstanta a, b, c, dan d untuk perhitungan Cp gas

Komponen A B C D

NH3 (g) 27,550 2,56278E-02 9,90042E-06 -6,68639E-09

CO2(g) 19,02230 7,96291E-02 -7,37067E-05 3,74572E-08

H2O (g) 34,047 -9,65E-03 3,30E-05 -2,04E-08

(Reklaitis,1983)


Berikut ini rumus yang dapat digunakan untuk menghitung kapasitas panas cairan.

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

∫2

1

T

T

Cpl dT = [a(T2 – T1) + b/2(T22 – T1

2) + c/3(T23 – T1

3) + d/4(T24 – T1

4)]

Tabel B.2 Nilai konstanta a, b, c, dan d untuk perhitungan Cp cairan

Komponen A B C D

NH3 (l) 2,01E+01 8,46E-01 -4,07E-03 6,61E-06

CO2 (l) 1,10E+01 1,15955 -7,23E-03 1,55E-05

H2O (l) 1,83E+01 4,72E-01 -1,34E-03 1,31E-06

(Reklaitis, 1983)

Tabel B.3 Kapasitas panas cairan H2SO4 (98 %)

Komponen Suhu, T(K) Kapasitas panas, Cp (J/mol K)

H2SO4 (98 %)

298,15 138,593

300 138,948

400 158,238

500 177,621

Tabel B.4 Kapasitas panas CaCO3

Komponen Suhu, T(K) Kapasitas panas, Cp (J/mol K)

CaCO3

298,15 83,741

300 83,817

400 96,985

500 104,547

(Barin, 1995)

B.2 Estimasi Cp dengan metode Hurst dan Harrison

Perhitungan estimasi kapasitas panas padatan, Cps (J/mol.K), menggunakan metode

Hurst and Harrison dengan rumus:

Cp= ∑ niΔENE=1 (Perry & Green, 1999)

Keterangan: N = Jumlah unsur dalam senyawa

ni = Jumlah kemunculan unsur E dalam senyawa


ΔE = Kontribusi unsur E

Dimana kontribusi elemen atomnya dapat dilihat pada tabel berikut (Perry & Green,

1999):

Tabel B.5 Kontribusi unsur dan gugus untuk estimasi Cp

Nilai Kontribusi Atom ∆E (J/mol.K)

N 18,74

H 7,56

S 12,36

O 13,42

C 10,89

Ca 28,25

Berdasarkan rumus di atas maka kapasitas panas padatan pada T = 298,15 K.

Tabel B.6 Kapasitas panas padatan pada T = 298,15 K

Komponen ∆E (J/mol.K)

(NH4)2SO4 164

(NH4)2CO3 149,11

B.3 Nilai Panas Reaksi Pembentukan (298,15 K)

Nilai panas reaksi pembentukan senyawa yang digunakan:

Tabel B.7 Panas Reaksi Pembentukan Senyawa

Komponen Panas pembentukan (298,15 K)

CaSO4·2H2O -479,33 Kcal/mol -2006,85884 kJ/mol

H2O -68,3174 Kcal/mol -286,03129 kJ/mol

H2SO4 -193,69 Kcal/mol -810,941292 kJ/mol

CO2 -94,052 Kcal/mol -393,776914 kJ/mol

CaCO3 -289,5 Kcal/mol -1212,0786 kJ/mol

NH3 -10,96 Kcal/mol -45,887328 kJ/mol

(NH4)2CO3 -223,4 Kcal/mol -935,33112 kJ/mol

(NH4)2SO4 (aq) -279,33 Kcal/mol -1169,49884 kJ/mol

(Perry & Green, 1999)


B.4 Vaporizer Amonia (E-101)

6NH3H2O

T = 273.15 K

9NH3H2O

T = 319.15 K

Saturated SteamT = 393.15 K

KondensatT = 393.15 K

E-102

Panas masuk

dT CplN298,15

273,15senyawa

= ∫∑Q

Alur 6: NH3 (l), H2O(l) pada suhu 273,15 K dan tekanan 5,5 atm

Suhu, T(K) Komponen N (mol/jam) dTCp∫15,273

15,298

(J/mol)

Q (kJ/jam)

273,15 NH3 (l) 71889,331 -2095,315 -150630,784

H2O(l) 547,544 -1875,756 -1017,204

Q1 -151647,988

Panas keluar

Alur 9: NH3 (g) pada suhu 273,15 K dan tekanan 4,5 atm

Suhu,

T(K)

dTlCp∫280

15,298

)(

(J/mol)

∆Hvl

(kJ/Kg)

dTgCp )(15,319

15,280∫

(J/mol)

Q

(kJ/jam)

319,15 -109792,716 1236,9 102355,295 1211625,911

∫∫ ∫ +∆+=15,319

280

15,319

15,298

280

15,2981

dTCpHdTCpCpdT vVll


Besarnya panas yang perlu diberikan agar suhu operasi dapat tercapai adalah :

Q = Qout– Qin = (1211625,911 – (-151647,988)) kJ/jam = 1363273,899 kJ/jam

Maka untuk memenuhi kebutuhan panas ini digunakan steam.

Data air yang digunakan:

T masuk = 393,15 K ; tekanan 1,961 atm

Dimana steam yang digunakan saturated steam dengan temperatur 393,15 K

Hl = 503,8375 kJ/kg

Hv = 2706,0125 kJ/kg

λ steam = Hv - Hl

= (2706,0125 – 503,8375) kJ/kg

= 2202,175 kJ/kg

Steam yang diperlukan adalah:

kg/jam 619,058kJ/kg 2202,175

kJ/jam 91363273,89K 393,15Pada

Qm

=

=

=λ

B.5 Vaporizer CO2 (E-102)

7NH3H2O

T = 319.15 K



E-1025

CO2H2O

T=240.15 K

Panas masuk

dT CplN298,15

240,15senyawa

= ∫∑Q


Alur 5: CO2 (l), H2O(l) pada suhu 240,15 K dan tekanan 20,5 atm

Suhu, T(K) Komponen N (mol/jam) dTCp∫15.240

15.298

(J/mol)

Q (kJ/jam)

240,15 CO2 (l) 26318,856 -5975,145 -157258,991

H2O(l) 103,101 -4276,325 -440,893

Q2 -157699,884

Panas keluar

Suhu,

T(K)

dTCp∫15,255

15,298 (J/mol)

∆Hvl

(kJ/Kg)

dTCp∫15,319

15,255

(J/mol)

Q

(kJ/jam)

319,15 -121963,570 258515,271 63722,938 200274,639

Besarnya panas yang perlu diberikan agar suhu operasi dapat tercapai adalah :

Q = Qout– Qin = (200274,639 – (-157699,884)) kJ/jam = 357974,523 kJ/jam


Data air yang digunakan:



Hl = 503,8375 kJ/kg

Hv = 2706,0125 kJ/kg

λ steam = Hv - Hl

= (2706,0125 – 503,8375) kJ/kg

= 2202,175 kJ/kg


kg/jam 555,162kJ/kg 2202,175

kJ/jam 357974,523K 393,15Pada

Qm

=

=

=λ

∫∫ ∫ +∆+=15,319

15,255

15,319

15.,298

15,255

15,298

dTCpHdTCpCpdT vVll


B.6 Absorber (AB-101)

17NH3CO2

317,15 K

12NH3

317,15 K

14CO2

317,15 K

19H2O

(NH4)2CO3317,15 K

18H2O

(NH4)2CO3317,15 K

15H2O

303,15 K

AB-101

Air pendingin T= 303,15 K


Panas reaksi dapat dihitung dengan menggunakan rumus sebagai berikut:

∫∫ −+∆=2

1

2

1

)(T

Tin

T

Toutr CpdTNCpdTNTHr

dtdQ

Masuk :

Alur 12: NH3 (317,15 K; 1 atm)

Suhu T(K) Komponen N (mol/jam) dTCp∫15,317

15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

317,15 NH3(g) 57975,267 687,360 39849,906

Alur 14: CO2 (317,15 K; 1atm)


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

317,15 CO2(g) 28689,815 715,036 20514,258

Alur 15: H2O (303,15 K; 1 atm)


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

303,15 H2O(l) 322084,817 374,705 120686,947


Alur 19: H2O, (NH4)2CO3 (317,15 K; 1 atm)

Suhu, T(K) Komponen N (mol/jam) dTCp∫

15,317

15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

317,15 H2O(l) 5972,483 1426,805 8521,570

(NH4)2CO3 1221,230 2833,090 3459,856

Sehingga,

Qin = Q 12 + Q 14 + Q 19 + Q15

= (39849,906 + 20514,258 + 120686,947 + 8521,570 + 3459,856) kJ/jam

= 193032,537 kJ/jam

Persamaan reaksi yang berlangsung di absorber:

2NH3 + CO2 + H2O ↔ (NH4)2CO3

Panas reaksi pada keadaan standar (298,15 K):

Komponen ∆Hf (kJ/mol)

NH3 -45,887328

CO2 -393,776914

H2O -286,03129

(NH4)2CO3 -935,33112

Panas reaksi pada keadaan standar :

ΔHr298,15 = Σ σ.ΔHf

))112(1(223324 )(15,298

oOHfCO

ofNH

ofCONH

of

o HxHxHxHxHr ∆+∆+∆−∆=∆

= (-935,33112)-((2x(-45,887328)) + (-393,776914)+ (-286,03129))

= -163,7482601 kJ/mol

Panas reaksi, ΔHr298,15 bernilai negatif (-), maka reaksi adalah eksothermis.

Jumlah panas yang dibutuhkan pada keadaan standar :

r = 28116,01905 mol/jam

Panas Reaksi suhu standar = r × ΔHr298,15

= 28116,01905 mol/jam × -163,7482601 kJ/mol

= -4603949,2 kJ/jam


Keluar :

Alur 18: H2O, (NH4)2CO3 (317,15 K; 1 atm)

Alur 17: CO2, NH3 (317,15 K; 1atm)


15,298 (J/mol) Q (kJ/jam)

317,15 NH3(g) 1743,229 687,360 1198,227

CO2 (g) 573,796 715,036 410,285

Q11

1608,512

Qout = Q 18 + Q 17

= (511072,910 +1608,512) kJ/jam

= 512405,887 kJ/jam

Maka ,

∫∫ −+∆=2

1

2

1

)(T

Tin

T

Toutr CpdTNCpdTNTHr

dtdQ

= ( (-4603949,2) + 512405,887 - 193032,537) kJ/jam

= - 4284575,85 kJ/jam

Media pendingin yang digunakan adalah air yang masuk pada suhu 303,15 K dan

keluar pada suhu 323,15 K. Air pendingin yang diperlukan :

H (323,15 K) – H (303,15 K) = [ H (323,15 K) – H (298,15 K)] –

[H (303,15 K) – H (298,15 K) ]

= ∫∫ −15,303

15,298)(

15,323

15,298)( 22

dTCpdTCp lOHlOH



317,15 H2O(l) 299941,280 1426,805 427957,841

(NH4)2CO3 29337,250 2833,090 83115,068

Q10

511072,910


= 1878,90978 – 374,7054825 J/mol

= (1504,204297 J/mol) x 1000 mol/kmol /18 kg/kmol

= 83566,905 J/kg

= 83,566905 kJ/kg

Air pendingin yang diperlukan adalah:

kg/jam 51271,204 83,566905 4284575,85

K)H(303,15-K)H(323,15Qm

=

=

=

B.7 Heater (E-103)

Neraca panas pada pre-heater dapat dihitung sebagai berikut

INOUT QQdtdQ

−=

Masuk :

Alur 18: H2O, (NH4)2CO3 (317,15 K; 1 atm)



317,15 H2O(l) 299941,2801 1426,805 427957,841

(NH4)2CO3 29337,2495 2833,090 83115,068

Qin

511072,910

E-107



18H2O

(NH4)2CO3T =317,15 K

18H2O

(NH4)2CO3T =343,15 K

E-103


Keluar :

Alur 18: H2O, (NH4)2CO3 (343,15 K; 1 atm)

Suhu T(K) Komponen N (mol/jam) dTCp∫

15,343

15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

343,15 H2O(l) 299941,2801 3390,654 1016997,065

(NH4)2CO3 29337,2495 6709,950 196851,477

Qout

1213848,542

Sehingga INOUT QQ

dtdQ

−=

Q = Q out – Q in

= (1213848,542 – 511072,910) kJ/jam

= 702775,6325 kJ/jam


Data steam yang digunakan:



Hl = 503,8375 kJ/kg

Hv = 2706,0125 kJ/kg

λ steam = Hv - Hl

= (2706,0125 – 503,8375) kJ/kg

= 2202,175 kJ/kg


kg/jam 128,319kJ/kg 2202,175

kJ/jam 5702775,632K 393,15Pada

Qm

=

=

=λ


B.8 Tangki Pencampur Gypsum dan Air (M-101)

Masuk :

Alur 1: Gypsum (303,15 K; 1 atm)


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

303,15 Gypsum 26001,372 938,048 24390,535

Alur 13: H2O(l) (303,15 K; 1atm)


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

303,15 H2O(l) 78004,115 374,705 29228,570

Qin = Q1 + Q13

= (24390,535 + 29228,570) kJ/jam

= 53619,105 kJ/jam

Laju pencampuran gypsum = (4472,236 kg/jam) × (1000 mol/kmol) /(172 kg/kmol)

= 26001,37165 mol/jam

Panas pencampuran gypsum adalah: -0,18 kkal/gmol = -753,624 J/mol (Perry &

Green, 1999)

∆Hs = laju pencampuran × panas pencampuran gypsum

= 26001,37165 mol/jam × -753,624 J/mol

= -19595257,71 J/jam = -19595,25771 kJ/jam

16CaSO4.2H2O

H2OT = 343,15 K

1CaSO4.2H2OT = 303,15 K

13H2O

T = 303,15 K

Saturated steamT = 393,15 K

kondensatT = 393,15 K

M-101

M-101


Keluar:

Alur 16: H2O(l), Gypsum (343,15 K; 1 atm)


15,343

15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

343,15 H2O(l) 78004,11494 3390,653879 264484,9549

Gypsum 26001,37165 9014,778248 234396,5995

Qout

498881,5544

Sehingga Q = QOut - (∆Hs + QIn)

= (498881,5544 - (-19595,25771 + 53619,105)) kJ/jam

= 464857,7072 kJ/jam





Hl = 503,8375 kJ/kg

Hv = 2706,0125 kJ/kg

λ steam = Hv - Hl

= (2706,0125 – 503,8375) kJ/kg

= 2202,175 kJ/kg


kg/jam 3211,090266kJ/kg 2202,175

kJ/jam 2464857,707K 393,15Pada

Qm

=

=

=λ


B.9 Absorber (AB-102)

22CO2NH3

T = 317,15 K

21NH3

T = 317,15 K

20H2O

T = 303,15 K

19H2O

(NH4)2CO3

T = 317,15 K

17NH3CO2

T= 317,15K

Air pendinginT=303,15K

Air pendinginT=323,15K

AB-102


∫∫ −+∆=2

1

2

1

)(T

Tin

T

Toutr CpdTNCpdTNTHr

dtdQ

Masuk:

Alur 17: CO2, NH3 (317,15 K; 1atm)



317,15 NH3(g) 1743,229 687,360 1198,227

CO2 (g) 573,796 715,036 410,285

Q11

1608,512

Alur 22: NH3(g), CO2(g) (317,15 K; 1 atm)



317,15 NH3(g) 1294,868 687,360 890,041

CO2(g) 647,434 715,036 462,939

Q15

1352,980


Alur 20: H2O(l) (303,15 K; 1 atm)

Suhu, T(K) Komponen N (mol/jam) dTCp∫

15,303

15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

303,15 H2O(l) 7193,713 374,705 2695,524

QIn = Q 17 + Q 22 + Q20

= (1608,512 + 1352,980 + 2695,524) kJ/jam

= 5657,016 kJ/jam

Persamaan reaksi yang berlangsung di scrubber:

2NH3 + CO2 + H2O ↔ (NH4)2CO3



NH3 -45,887328

CO2 -393,776914

H2O -286,03129

(NH4)2CO3 -935,33112



))112(1(223324 )(15,298

oOHfCO

ofNH

ofCONH

of

o HxHxHxHxHr ∆+∆+∆−∆=∆

= (-935,33112)-((2x(-45,887328)) + (-393,776914)+ (-286,03129))

= -163,7482601 kJ/mol

Panas reaksi ΔHr298,15 (-), maka reaksi adalah eksothermis.

Jumlah panas yang dibutuhkan :

r = 1221,230461 mol/jam

Panas Reaksi suhu standar = r × ΔHr298,15

= 1221,230 mol/jam × -163,7482601 kJ/mol

= -199974,3632 kJ/jam


Keluar:

Alur 19: H2O, (NH4)2CO3 (317,15 K; 1 atm)


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

317,15 H2O(l) 5972,482 1426,805 8521,570

(NH4)2CO3 1221,230 2833,090 3459,856

Q12

11981,426

Alur 21: NH3(g) (317,15 K; 1atm)


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

317,15 NH3(g) 595,636 687,360 409,417

Qout = Q19 + Q21

= (11981,426 + 409,417) kJ/jam

= 12390,843 kJ/jam

Maka ,

∫∫ −+∆=2

1

2

1

)(T

Tin

T

Toutr CpdTNCpdTNTHr

dtdQ

= ((-199974,3632) + 12390,843 - 5657,016) kJ/jam

= - 193240,536 kJ/jam



H (323,15 K) – H (303,15 K) = [ H (323,15 K) – H (298,15 K)] –

[H (303,15 K) – H (298,15 K) ]

= ∫∫ −15,303

15,298)(

15,323

15,298)( 22

dTCpdTCp lOHlOH

= 1878,90978 – 374,7054825 J/mol


= 83566,905 J/kg

= 83,566905 kJ/kg



kg/jam 2312,40507 kJ/kg 83,566905

kJ/jam 193240,536K)H(303,15-K)H(323,15

Qm

=

=

=

B.10 Cooler (E-202)


INOUT QQdtdQ

−=

Masuk:

Alur 22: NH3(g),CO2(g) (343,15 K; 1 atm)


15,343

15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

343,15 NH3(g) 1294,868 1645,453 2130,645

CO2(g) 647,434 1719,2543 1113,104

Qin

3243,749

Keluar:

Alur 22: NH3(g), CO2(g) (317,15 K; 1 atm)


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

317,15 NH3(g) 1294,868 687,360 890,041

CO2(g) 647,434 715,0367 462,939

Qout

1352,980

Q = Qout – Qin

= (1352,980 - 3243,749) kJ/jam = -1890,769 kJ/jam

E-107

Air pendinginT= 303,15

Air pendinginT = 323.15 K

22NH3(g)CO2(g)

T =343,15 K

E-202

22 NH3(g)CO2(g)

T =317,15 K




H (323,15 K) – H (303,15 K) = [ H (323,15 K) – H (298,15 K)] –

[H (303,15 K) – H (298,15 K) ]

= ∫∫ −15,303

15,298)(

15,323

15,298)( 22

dTCpdTCp lOHlOH

= 1878,90978 – 374,7054825 J/mol

= (1504,204297J/mol) x 1000mol/kmol /18 kg/kmol

= 83566,905 J/kg

= 83,566905 kJ/kg


kg/jam 626,22 kJ/kg 83,566905

kJ/jam 1890,769K)H(303,15-K)H(323,15

Qm

=

=

=

B.11 Reaktor (R-201)

R-201

22CO2NH3

T =343,15 K

23CaSO4.2H2O


CaCO3T =343,15 K

18(NH4)2CO3

H2OT =343,15 K

16CaSO4.2H2O

H2O T =343,15 K

Air pendinginT =303,15 K

Air pendinginT =323,15 K

R-201


∫∫ −+∆=2

1

2

1

)(T

Tin

T

Toutr CpdTNCpdTNTHr

dtdQ


Masuk :

Alur 18: H2O, (NH4)2CO3 (343,15 K; 1 atm)


15,343

15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

343,15 H2O(l) 299941,20 3390,654 1016997,065

(NH4)2CO3 29337,250 6709,950 196851,477

Q10

1213848,542

Alur 16: H2O(l), Gypsum (343,15 K; 1 atm)


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

343,15 H2O(l) 78004,115 3390,654 264484,955

Gypsum 26001,372 9014,778 234396,599

Q14

498881,554

Qin = (1213848,542 + 498881,554) kJ/jam

= 1712730,097 kJ/jam

Persamaan reaksi utama dalam reaktor:

(NH4)2CO3 + CaSO4.2H2O → (NH4)2SO4 + CaCO3 + 2H2O

∆Hr = ∆Hf produk - ∆Hf reaktan



(NH4)2CO3 -935,33112

CaSO4.2H2O -2006,85884

(NH4)2SO4 -1169,498844

H2O -286,03129

CaCO3 -1212,0786




)))1()1(())2()1()1(((2432423424 2.)()(15,298 OHCaSO

ofCONH

of

oOHf

oCaCOfSONH

of

o HxHxHxHxHxHr ∆+∆−∆+∆+∆=∆

= (((1x-1169,49884) + (1x-1212,0786) + (2x-286,03129)) -((1x-935,33112)

+ (1x-2006,85884)))

= -11,450 kJ/mol

Panas reaksi, ΔHr298,15 bernilai negatif (-), maka reaksi adalah eksothermis.


r = 20933,70431 mol/jam

Panas reaksi utama suhu standar = r × ΔHr298,15

= 20933,70431 mol/jam × -11,450 kJ/mol

= - 239692,184 kJ/jam

Adapun reaksi samping yang terjadi:

(NH4)2CO3 ↔ 2NH3 + CO2 + H2O

∆Hr = ∆Hf produk - ∆Hf reaktan



NH3 -45,887328

CO2 -393,776914

H2O -286,03129

(NH4)2CO3 -935,33112



))112()1((223324 )(15,298

oOHfCO

ofNH

ofCONH

of

o HxHxHxHxHr ∆+∆+∆+∆−=∆

= (-(-935,33112) + ((2x(-45,887328)) + (-393,776914)+ (-286,03129))

= 163,7482601 kJ/mol


Panas reaksi, ΔHr298,15 bernilai positif (+), maka reaksi adalah endotermis.

Oleh karena itu suhu/ panas yang berlebihan perlu dihindarkan.


r = 647,434154 mol/jam

Panas total reaksi samping = r × ΔHr

= 647,434154 mol/jam × 163,7482601 kJ/mol

= 106016,2162 kJ/jam

Keluar :

Alur 22: NH3(g),CO2(g) (343,15 K; 1 atm)


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

317,15 NH3(g) 1294,868 1645,453 2130,645

CO2(g) 647,434 1719,254 1113,104

Q15

3243,749

Alur 23: H2O(l), (NH4)2CO3, Gypsum, CaCO3, (NH4)2SO4 (343,13 K; 1 atm)


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

343., 5

H2O(l) 420460,238 3390,654 1425635,136

(NH4)2CO3 7756,111 6709,950 52043,117

Gypsum 5067,667 9014,778 45683,897

CaCO3 20933,704 4027,455 84309,545

(NH4)2SO4 20933,704 7380,000 15440,738

Q16

1762162,433

Qout = (3243,749 + 1762162,433) kJ/jam

= 1765406,182 kJ/jam

Sehingga

Q = r.∆H reaksi utama + r.∆H reaksi samping + Qout -Qin

= ((-239692,184) + 106016,2162 + 1765406,182 - 1765406,182) kJ/jam

= -80999,882 kJ/jam




H (323,15 K) – H (303,15 K) = [ H (323,15 K) – H (298,15 K)] –

[H (303,15 K) – H (298,15 K) ]

= ∫∫ −15,303

15,298)(

15,323

15,298)( 22

dTCpdTCp lOHlOH

= 1878,90978 – 374,7054825 J/mol


= 83566,905 J/kg

= 83,566905 kJ/kg


kg/jam 969,282 kJ/kg 83,566905

kJ/jam 80999,882K) H(303,15-K) H(323,15

Qm

=

=

=

B.12 Filter (FL-201)

24H2O

T=303,15 K

27H2O

(NH4)2CO3(NH4)2SO4

T=334,15 K

23CaSO4.2H2O


CaCO3T=343,15 K

25CaSO4.2H2O


CaCO3T=334,15 K

FL-201


Masuk:

Alur 23: H2O(l), (NH4)2CO3, Gypsum, CaCO3, (NH4)2SO4 (343,13 K; 1 atm)


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

343., 5

H2O(l) 420460,238 3390,654 1425635,136

(NH4)2CO3 7756,111 6709,950 52043,117

Gypsum 5067,667 9014,778 45683,897

CaCO3 20933,704 4027,455 84309,545

(NH4)2SO4 20933,704 7380,000 15440,738

Q16

1762162,433

Alur 24: H2O(l) (303,15 K; 1 atm)

Suhu T (K) Komponen N (mol/jam) dTCp∫15,303

15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

303,15 H2O(l) 156012,546 374,705 58458,756

Q in = (1762162,433 + 58458,756) kJ/jam

= 1820621,190 kJ/jam

Neraca panas pada filter dapat dihitung sebagai berikut

Dimana dQ/dt =0, sehingga Q out = Q in

Temperatur pada alur keluar diperoleh dengan menggunakan metode trial and error.

Diperoleh temperatur pada alur keluar filter yaitu Tout = 334,268 K.

INOUT QQdtdQ

−=


Keluar: Alur 25


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

334,268

CaSO4.2H2O 5067,667 5467,250 27706,202

H2O(l) 28823,639 2718,447 78355,524

(NH4)2CO3 155,122 5385,622 835,430

(NH4)2SO4 125,602 5923,426 743,995

CaCO3 20933,704 2867,805 60033,779

Q20 167674,930

Alur 27


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

334,268

H2O(l) 547649,144 2718,447 1488754,959

(NH4)2CO3 7600,989 5385,622 40936,052

(NH4)2SO4 20808,102 5923,426 123255,245

Q21 1652946,256

Q out = (167674,930 + 1652946,256) kJ/jam

= 1820621,190 kJ/jam

B.13 Heater H2SO4 (E-201)


INOUT QQdtdQ

−=

E-107



4H2O

H2SO4 T =303,15 K

E-201

4H2O

H2SO4 T =338,15 K


Masuk

Alur 4 :


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

303,15 H2O(l) 844,554 374,705 316,459

H2S04 7600,989 697,778 5303,804

Qin 5620,263

Keluar:

Alur 4 :


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

338,15 H2O(l) 844,554 3012,055 2543,844

H2S04 7600,989 5852,285 44483,156

Qout

47026,000

Sehingga Q = QOUT - QIN

= (47026,000 - 5620,263) kJ/jam

= 41406,736 kJ/jam





Hl = 503,8375 kJ/kg

Hv = 2706,0125 kJ/kg

λ steam = Hv - Hl

= (2706,0125 – 503,8375) kJ/kg

= 2202,175 kJ/kg



kg/jam 18,803kJ/kg 2202,175kJ/jam 41406,736

15,933Pada Qm

=

=

=Kλ

B.14 Netralisasi (R-202)

4H2SO4H2O

T= 338,15 K

27H2O

(NH4)2CO3(NH4)2SO4

T =334,15 K

26CO2

T= 338,15 K

28H2O

(NH4)2SO4T= 338,15 K



R-202


∫∫ −+∆=2

1

2

1

)(T

Tin

T

Toutr CpdTNCpdTNTHr

dtdQ

Masuk:

Alur 4:


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

338,15 H2O(l) 844,554 3012,055 2543,844

H2S04 7600,989 5852,285 44483,156

Q7

47026,000


Alur 27


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

334,268

H2O(l) 547649,144 2718,447 1488754,959

(NH4)2CO3 7600,989 5385,622 40936,052

(NH4)2SO4 20808,102 5923,426 123255,245

Q21

1652946,256

Q in = Q4 + Q27

= (47026,000 + 1652946,256) kJ/jam

= 1699973,255 kJ/jam

Persamaan reaksi yang terjadi di unit netralisasi:

(NH4)2CO3 + H2SO4 → (NH4)2SO4 + H2O + CO2



(NH4)2SO4 -1169,498844

CO2 -393,776914

H2O -286,03129

(NH4)2CO3 -935,33112

H2SO4 -810,941292


ΔHr298,15 = Σ σ,ΔHf

))11()111((4232322424 )()(15,298 SOH

ofCONH

of

oOHf

oCOfSONH

of

o HxHxHxHxHxHr ∆+∆−∆+∆+∆=∆

= (-1169,498844 - 393,776914 - 286,03129) – (-935,33112 - 810,941292)

= -26,24872392 kJ/mol

Panas reaksi, ΔHr298,15 bernilai negatif (-), maka reaksi adalah eksothermis,


r = 7600,988823 mol/jam


Panas Reaksi = r × ΔHr298,15

= 7600,988823 mol/jam × -26,24872392 kJ/mol

= -199516,2571 kJ/jam

Keluar:

Alur 28:


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

338,15 H2O(l) 556094,688 3012,055 1674987,598

(NH4)2SO4 28409,091 6560,000 186363,636

Q22

1861351,234

Alur 26:


15,298

(J/mol) Q (J/jam)

338,15 CO2(g) 7600,989 1523,877 11582,971

Q out = Q28 + Q26

= (1861351,234+ 11582,971)

= 1872934,205 kJ/jam

Sehingga Q = r∆Hr + Qout – Q in

= (-199516,2571 + 1872934,205 - 1699973,255) kJ/jam

= -26555,308 kJ/jam


keluar pada suhu 323,15 K, Air pendingin yang diperlukan :

H (323,15 K) – H (303,15 K) = [ H (323,15 K) – H (298,15 K)] –

[H (303,15 K) – H (298,15 K) ]

= ∫∫ −15,303

15,298)(

15,323

15,298)( 22

dTCpdTCp lOHlOH

= 1878,90978 – 374,7054825 J/mol


= 83566,905 J/kg

= 83,566905 kJ/kg



kg/jam 317,773 kJ/kg 83,566905

kJ/jam 26555,308K) H(303,15-K) H(323,15

Qm

=

=

=

B.15 Cooler (E-203)


INOUT QQdtdQ

−=

Masuk:

Alur 26: CO2(g) (338,15 K; 1 atm)


15,343

15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

338,15 CO2(g) 7600,989 1523,877 11582,971

Qin

11582,971

Keluar:

Alur 26: NH3(g), CO2(g) (317,15 K; 1 atm)


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

317,15 CO2(g) 7600,989 715,036 5434,983

Qout

5434,983

Q = Qout – Qin

= (5434,983- 11582,971) kJ/jam

= -6147,988 kJ/jam

E-107

Air pendinginT= 303,15

Air pendinginT = 323.15 K

26CO2(g)

T =338,15 K

E-203

26 CO2(g)

T =317,15 K




H (323,15 K) – H (303,15 K) = [ H (323,15 K) – H (298,15 K)] –

[H (303,15 K) – H (298,15 K) ]

= ∫∫ −15,303

15,298)(

15,323

15,298)( 22

dTCpdTCp lOHlOH

= 1878,90978 – 374,7054825 J/mol

= (1504,204297J/mol) x 1000mol/kmol /18 kg/kmol

= 83566,905 J/kg

= 83,566905 kJ/kg


kg/jam 570,73 kJ/kg 83,566905

kJ/jam 6147,988K)H(303,15-K)H(323,15

Qm

=

=

=

B.16 Evaporator (EV-201)

28H2O

(NH4)2SO4T =338,15 K

30H2O

(NH4)2SO4T = 358,15 K

29H2O

T = 358,15 K



EV-201


Masuk:

Alur 28:


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

338,15 H2O(l) 556094,688 3012,0545 1674987,598

(NH4)2SO4 28409,091 6560,000 186363,636

Q22

1861351,234

Qin = 1861351,234 kJ/jam

Keluar :

Alur 30:

Alur 29:

Q out = Q30 + Q29

= 1269646,749 + 682700,715

= 1952347,463 kJ/jam

Pada proses evaporasi terjadi perubahan fasa air dari cairan menjadi uap, Suhu

358,15 K, tekanan 0,58 bar, maka berdasarkan proses interpolasi data, maka

diperoleh (Reklaitis, 1983):

Suhu (K) Tekanan (bar) ΔHvl (kJ/kg)

356,85 0,55 2299,3

358,15 0,56 2296,08

359,15 0,6 2293,6


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

358,15 H2O(l) 218607,905 4529,119 990101,294

(NH4)2SO4 28409,091 9840,000 279545,455

Q25

1269646,749


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

358,15 H2O(g) 337486,783 2022,896 682700,715


Maka

ΔHvl = 2296,08 kJ/kg = 2296080 J/kg

Nair ΔHvl = 10009,704 kg/jam × 2296080 J/kg

= 22983082023 J/jam

= 22983082,023 kJ/jam

Q = Nair ΔHvl + Qout – Qin

= 22983082,023 + 1952347,463 - 1861351,234 kJ/jam

= 23074078,253 kJ/jam

Maka untuk memenuhi kebutuhan panas ini digunakan steam,




Hl = 503,8375 kJ/kg

Hv = 2706,0125 kJ/kg

λ steam = Hv - Hl

= 2706,0125 – 503,8375

= 2202,175 kJ/kg


kg/jam 859,10477kJ/kg 2202,175

kJ/jam 5323074078,215,933Pada

Qm

=

=

=Kλ

B.17 Barometric condenser (BC-201)

BC

-201


29H2O(g)

T=358,15 K

29H2O(l)

T=313,15 K

Uap


Barometric condenser berfungsi untuk mengubah uap air pada alur 26 menjadi

kondensat.

Suhu (K) Komponen Cp dt (J/K mol) 303,150 H2O 374,705

Entalpi uap air pada suhu 358,15 K diperoleh sebagai berikut.

Hv = 2651,9 kJ/kg (Geankoplis, 1997)

= 2651,9 kJ/kg x 1000 J/kJ x 18 kg/kmol x kmol/1000mol

= 47734,200 J/mol

Banyak air pendingin yang digunakan untuk mengubah uap aair menjadi kondensat

adalah:

)()2,273(

12

1

TTCpTCpHv

VW

−−−

= (Geankoplis, 1997)

jamkgKxmolKJ

KxmolKJmolJxjamkgTTCp

TCpHvVxW

/ 23521,86)15,30315,313(./705,374

))2,27315,303(./374,705/ 47734,200(/762,6074)(

)2,273((

12

1

=−

−−=

−−−

=

B.18 Crystallizer (CR-301)

CR-301

33H2O

T= 338,15 K

34H2O

(NH4)2SO4 (l)(NH4)2SO4 (s)T= 338,15 K



31H2O

(NH4)2SO4 (l)T = 358,15 K


Masuk :

Q31 = Q30 + Q32

Alur 30:


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

358,150 H2O(l) 2487968,705 4529,119 11268307,225

(NH4)2SO4 (l) 306211,533 9840,000 3013121,483

Q23

14281428,709

Alur 32:

Qin = Q31 = Q30 + Q32

= (14281428,709+ 1269646,749) kJ/jam

= 15551075,457 kJ/jam

Keluar:

Alur 34:

Alur 33:


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

358,15 H2O(l) 218607,9049 4529,11936 990101,294

(NH4)2SO4 28409,0909 9840 279545,454

Q25

1269646,749


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

338,15

H2O(l) 2551762,774 3012,055 7686048,966

(NH4)2SO4 (s) 28409,091 6560,000 186363,636

(NH4)2SO4 (l) 306211,533 6560,000 2008747,656

Q27

9881160,258


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

338,15 H2O(g) 154813,836 1346,407

208442,409


Qout = Q34 + Q33

= (9881160,258 + 208442,409) kJ/jam

= 10089602,667 kJ/jam

∆H kristalisasi 42% larutan = -11,6 kcal/kg

= -48566,88 J/kg

= -48,56688 kJ/kg

Panas kristalisasi 42% larutan (Qc) = -48,56688 kJ/kg × (3750 +40419,922) kg/jam

= -2145195,318 kJ/jam

∆Hvl pada suhu 65 oC = 2345,5 kJ/kg (Reklaitis, 1983)

Qvl = 2786,649 kg/jam × 2345,5 kJ/kg

= 6536085,322 kJ/jam

Q = Qout + Qc + Qvl – Qin

= (10089602.67 -2145195,318 + 6536085,322 –15551075,457) kJ/jam

= -1070582,787 kJ/jam



H (323,15 K) – H (303,15 K) = [ H (323,15 K) – H (298,15 K)] –

[H (303,15 K) – H (298,15 K) ]

= ∫∫ −15,303

15,298)(

15,323

15,298)( 22

dTCpdTCp lOHlOH

= 1878,90978 – 374,7054825 J/mol


= 83566,905 J/kg

= 83,566905 kJ/kg



kg/jam 086,12811 kJ/kg 83,566905

kJ/jam 71070582,78K) H(303,15-K) H(323,15

Qm

=

=

=

B.19 Barometric condenser (BC-301)

Barometric condenser berfungsi untuk mengubah uap air pada alur 29 menjadi

kondensat.

Suhu (K) Komponen Cp dt (J/K mol) 303,150 H2O 374,705

Entalpi uap air pada suhu 338,15 K diperoleh sebagai berikut.

Hv = 2618,3 kJ/kg (Geankoplis, 1997)

= 2618,3 kJ/kg x 1000 J/kJ x 18 kg/kmol x kmol/1000mol

= 47129,400 J/mol

Banyak air pendingin yang digunakan untuk mengubah uap aair menjadi kondensat

adalah:

)()2,273(

12

1

TTCpTCpHv

VW

−−−

= (Geankoplis, 1997)

jamkgKxmolKJ

KxmolKJmolJxjamkgTTCp

TCpHvVxW

/10565,19)15,30315,313(./705,374

))2,27315,303(./374,705/ 47129,400(/649,2786)(

)2,273((

12

1

=−

−−=

−−−

=

BC

-301


33H2O(g)

T=338,15 K

33H2O(l)

T=313,15 K

Uap air


B.20 Centrifuge (CF-301)

Masuk

Alur 34:

Q in = 9881160,258 kJ/jam

Neraca panas pada centrifuge dapat dihitung sebagai berikut

Dimana dQ/dt =0, sehingga Q out = Q in

Keluar:

Alur 32:


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

338,15 H2O(l) 2487968,705 3012,05466 7493897,742

(NH4)2SO4 (l) 306211,533 6560 2008747,656

Q23

9502645,398

INOUT QQdtdQ

−=


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

338,15

H2O(l) 2551762,774 3012,0545 7686048,966

(NH4)2SO4 (s) 28409,091 6560,000 186363,636

(NH4)2SO4 (l) 306211,533 6560,000 2008747,656

Q27

9881160,258

CF-30134

H2O(NH4)2SO4 (l)(NH4)2SO4 (s)T =338,15 K

32H2O

(NH4)2SO4 (l)T =338,15 K

35H2O

(NH4)2SO4 (s)T =338,15 KCF-301


Alur 35:


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

338,15 H2O(l) 63794,069 3012,055 192151,224

(NH4)2SO4 (s) 28409,091 6560,000 186363,636

Q28

378514,861

Q out = Q32 + Q35

= (9502645,398 + 378514,861) kJ/jam

= 9881160,258 kJ/jam

B.21 Rotary Dryer (RD-301)

Neraca panas pada rotary dryer dapat dirumuskan sebagai berikut:

Q = NH2O(g) ΔHvl + Q out + Q in

Masuk :

Alur 35:


15,298

(J/mol) Q (kJ/jam)

338,15 H2O(l) 63794,069 3012,055 192151,224

(NH4)2SO4 (s) 28409,091 6560,000 186363,636

Q28

378514,861

Qin = 378514,861 kJ/jam

RD

RD-30135

H2O(NH4)2SO4 (s)T =338,15 K

36H2O

T =373,15 K37

H2O(NH4)2SO4 (s)T =373,15 K




Keluar :

Alur 36:


15,298

(J/mol) Q kJ/jam)

373,15 H2O(g) 61689,692 2531,856 156189,575

Alur 37:


15,298

(J/mol) Q (J/jam)

373,15 H2O(l) 2104,377 5671,868 11935,749

(NH4)2SO4 28409,0901 12300,000 349431,818

Q31

361367,567

Pada suhu 100 OC, tekanan 1,1 atm; ΔHvl = 2256,9 kJ/kg (Reklaitis, 1983)

NH2O(g) ΔHvl = 2256,9 kJ/kg × 1110,414 kg/jam

= 2506094,396 kJ/jam

Q out = Q33 + Q34 + NH2O(g) ΔHvl

= 156189,575 + 361367,567 + 2506094,396 Kj/jam

= 3023651,538 kJ/jam

Q = Qout – Qin

= 3023651,538 - 378514,861 kJ/jam

= 2645136,677 kJ/jam

Maka untuk memenuhi kebutuhan panas ini digunakan steam,




Hl = 503,8375 kJ/kg

Hv = 2706,0125 kJ/kg

λ steam = Hv - Hl

= 2706,0125 – 503,8375 = 2202,175 kJ/kg



kg/jam 147,2011kJ/kg 2202,175

kJ/jam 72645136,6715,933Pada

Qm

=

=

=Kλ


LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

C. 1 Tangki Penyimpanan Amonia Anhidrat Cair (TK-101)

Fungsi : Sebagai tempat penyimpanan amonia anhidrat cair

Bahan konstruksi : Stainless Steel SA–283, Grade C

Bentuk : Tangki silinder horizontal dan tutup torrispherical

Insulation : 1 layer polyurethane foam dengan tebal 100 mm

(EIGA, 2008)

Jumlah : 2 unit

Kebutuhan : 6 hari

Kondisi operasi:

Tekanan = 5,5 atm = 80,83 psia

Temperatur = 0 oC = 273,15 K

Laju alir massa = 985,58 kg/jam

Faktor kelonggaran = 10%

Tabel C.1 Data pada Tangki Penyimpanan Amonia Anhidrat Cair

Hitungan:

(1) Volume tangki

Volume larutan,Vl = 3/ 551,86/246/58,985

mkgharijamharijamkg ××

= 257,17 m3

Volume tangki, Vt = 2

17,257)1,01( ×+

m3 = 141,44 m3

(2) Diameter dan lebar shell (Brownell & Young,1959)

Direncanakan :

Lebar shell : diameter = L : nD

Komponen Fraksi berat ρ (kg/m3) ρ campuran (kg/m3) NH3 0,995 549,61 546,86 H2O 0,01 999,87 5,00 Total 1.000 551,86

−=

34

2

DDVL

π


n = 3

Sehingga persamaan menjadi:

D3 = π)1)3(3(44,14112

+×

m3 = 54,06 m3

D = (54,06)1/3 = 3,78 m = 12,41 ft

L = 3 ×3,78 m = 11,434 m = 37,22 ft

(3) Tebal Shell

Joint efficiency (E) = 0,85 (Peters, et.al., 2004)

Allowable stress (S) = 12650 psia (Peters, et.al., 2004)

Faktor korosi (c) = 1/64 in/thn = 0,0197 in/thn (Perry & Green, 1999)

Umur alat (n) = 10 tahun

Diameter (D) = 3,78 m = 148,86 in

Jari-jari (R) = D/2 = 148,86 in/2 = 74,43 in

Tekanan desain = (1+0,2) × 80,83 psia = 96,99 psig

Tebal shell tangki:

in 0,87

0197,010psia) 0,6(96,99)psia)(0,85 (12650

)in (74,43 psia) (96,99

.0,6PSE

PRt

=

×+−

=

+−

=

in

Cn

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

(4) Tebal tutup tangki

Dimana:

L/D = 1

r/L = 0,06

Tebal tutup atas yang digunakan = 1,25 in.

π)13(123

+=

nVD

PSEPLth1,0

885,0−

=

inPSE

PLth 19,1)99,96(1,0)85,0(12650

86,148199,96885,01,0

885,0=

−×××

=−

=


C. 2 Tangki Penyimpanan Karbon Dioksida Cair (TK-102)

Fungsi : Sebagai tempat penyimpanan karbon dioksida cair


Bentuk : Tangki silinder horizontal dan tutup ellipsoidal

Insulation : 1 layer polyurethane foam dengan tebal 150 mm

(EIGA, 2008)

Jumlah : 7 unit

Kebutuhan : 10 hari

Kondisi operasi:

Tekanan = 20,5 atm = 301,27 psia

Temperatur = -33 oC = 240,15 K


Faktor kelnggaran = 10%

Tabel C.2 Data pada Tangki Penyimpanan Karbon Dioksida Cair

Komponen Fraksi berat ρ (kg/m3) ρ campuran (kg/m3) CO2 0,999 987,90 986,92 H2O 0,001 1000,33 1,00 Total 1,000 987,92 Hitungan:

(1) Volume tangki



= 225,42 m3


42,225)1,01( ×+

m3 = 35,42 m3

(2) Diameter dan lebar shell

(Brownell & Young,1959)

Direncanakan :

(3) Lebar shell : diameter = L : nD

n = 5

Sehingga persamaan menjadi:

−=

34

2

DDVL

π

π)13(123

+=

nVD


D3 = π)1)3(3(

42,3512+

×

m3 = 8,46 m3

D = (8,46)1/3 = 2,04 m = 6,69 ft = 80,22 in

L = 5 x 2,2 m = 10,19 m = 33,43 ft = 401,12 in

(4) Tebal Shell




Faktor korosi (c) = 1/64 in/thn = 0,0197 in/thn (Perry & Green, 1999)

Diameter (D) = 80,22 in

Jari-jari (R) = D/2 = 80,22 in/2 = 40,11 in

Tekanan desain = (1+0,1) x (20,5 × 14,69) psia = 364,53 psig

Tebal shell tangki:

in 1,58

0197,010psia) 0,6(364,53)psia)(0,85 (12650

)in (40,11 psia) (364,53

.0,6PSE

PRt

=

×+−

=

+−

=

in

Cn

Tebal shell standar yang digunakan = 1,625 in (Brownell & Young,1959)

(5) Tebal tutup tangki

Bentuk : Elipsoidal head

Bahan : Carbon Steel SA-283 Grade C

Dimana:

2 ≤ D/h ≥ 6 ;

h = diameter dalam ellipsoidal

D/h = 4

Sehingga :

PSEPDKth

2,02 −=

[ ]6

)2/(2 2hDK +=

[ ] [ ] 16

)2/4(26

)2/(2 22

=+

=+

=hDK

ints 36,1)53,3642,0()85,0126502(

122,8053,364=

×−××××

=


Tebal tutup atas yang digunakan = 1 1/2 in

C. 3 Gudang Gypsum (G-101)

Fungsi : Sebagai tempat penyimpanan gypsum

Bahan konstruksi : Beton

Bentuk : Gedung berbentuk persegi panjang ditutup atap

Jumlah : 4 unit

Kebutuhan : 10 hari

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm

Temperatur = 303,15 K

Laju alir massa = 4472,24 kg/jam = 9859,59 lbm/jam

Faktor kelonggaran = 20 %

Densitas gypsum = 70 lb/ft3

Perhitungan desain bangunan:

Laju alir volumetrik = 9859,59 lb/jam x 70 lb/ft3 = 140,85 ft3/jam

Volume gudang (Vt) = (1,2)x(140,85 ft3/jam x 10 hari x 24 jam/hari)/4 unit)

= 10141,30 ft3

Direncanakan:

Tinggi gudang (t) = 12 m = 39,37 ft

Panjang (p) : Lebar (l) = 3:2

Volume (Vt) = p x l x t

10141,30 ft3 = 3/2 l x l x 39,37 ft

257,59 ft2 = 3/2 l2

Lebar (l) = 13,10 ft = 3,99 m

Panjang (p) = 3/2 x 13,10 ft

= 19,66 ft = 5,99 m

Maka rancangan gudang yang digunakan: panjang 6 m ; lebar 4 m dan tinggi 12 m.


C. 4 Vaporizer NH3 (E-101)

Fungsi : menguapkan amonia sebelum diumpankan ke absorber (AB-101)

Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger

Jumlah : 1 unit

Asumsi instalasi shell dan tube dari tabel 9 dan 10, hal.841-843 (Kern, 1965)

Shell :

Diameter dalam (ID) : 8 in

Baffle space (B) : 5 in

Passes (n) : 1

Tube :

Diameter dalam (ID) : 0,62

Diameter luar (OD) : ¾ in

BWG : 16

Pitch (triangular) : 15/16 in

Passes : 2

Panjang : 6 ft

Fluida panas : Steam

Laju alir fluida masuk (W) : 619,058 kg/jam = 1364,796 lbm/jam

Temperatur masuk (T1) : 120 oC = 248 oF

Temperatur keluar (T2) : 120 oC = 248 oF

Fluida dingin : Amonia

Laju alir fluida masuk (w) : 1231,974 kg/jam = 2716,053 lbm/jam

Temperatur masuk (t1) : 0 oC = 32 oF

Temperatur keluar (t2) : 46 oC = 114,8 oF

Panas yang diserap (Q) :1363273,90 kJ/jam = 1292129,261 Btu/jam RD yang diijinkan : 0,001

(1) Neraca panas

Preheat

qp = 144210,567 kJ/jam = 136684,707 btu/jam

vaporization

qv = 1219063,332 kJ/jam = 1155448,95 btu/jam


(2) ∆t = beda suhu sebenarnya

Tabel C.3 Data Suhu

Fluida panas (oF) Keterangan Fluida dingin (oF) Selisih (oF)

T1 = 248 Temperatur yang

lebih tinggi t2 = 114,8 ∆t1 = 133,2


lebih rendah t1 = 32 ∆t2 = 216

T1 – T2 = 0 Selisih t2 – t1 = 82,8

)ln(1

2

12

tt

ttLMTD

∆∆

∆−∆=

−

=

−

=

133,2216ln

2,133216

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 = 171,277 oF

Maka ∆t = FT × LMTD = 1 × 171,277 oF = 171,277 oF

(∆t)p = 171,277 oF

(∆t)v = 248 oF – 114,8 oF = 133,2 oF

(3) Temperatur kalorik (Tc dan tc)

2TTT 21

c+

= 2

248248 += = 248 °F

2ttt 21

c+

= 2

8,11432 += = 73,4 °F

(4) Design overall coefficient (UD)

Berdasarkan Tabel 8 (Kern, 1965, hal.840) diperoleh nilai UD antara 200-700

btu/jam.ft. °F, diambil 210 btu/jam.ft. °F

Dari Tabel 10 (Kern, 1965, hal.843) dengan data OD = ¾ in dan BWG =16

didapatkan luas permukaan luar (a”) = 0,1963 ft2/ft

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

ΔtUQA

D ×=

F277,171Fftjam

Btu210

Btu/jam 11292129,26o

o2 ×⋅⋅

= = 35,92 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= /ftft0,1963ft6

ft 35,922

2

×= = 30,5 buah

Jumlah tube standard dari tabel 9 & 10 Nts = 32


Fluida dingin – Shell Side

Preheating:

4. Flow Area (as)

B = 5 in

C’ = PT – OD = 3/16 in

as =TPBCID

×××

144'

= 1615

163

14458

×××

= 0,055 ft2

5. Mass Velocity (Gs)

Gs = asW =

0,055053,2716

= 48888,951 lbm/ft2.jam

6. Bilangan Reynold (Res)

De = 0,55 in = 0,0458 ft

μ = 0,11 cP = 0,2661 lbm/ft.jam

Res = µ

GsDe× =0,2661

48888,9510,0458×

= 8420,65

7. Dari Gambar 28 (Kern, 1965, hal.838)

Res = 8420,65

diperoleh jH = 50

8. Pada tc = 73,4

Cp = 1,14 btu/lbm.oF

k = 0,29 btu/jam.ft.oF

3/1

×

kCp µ =

3/1

0,290,11 14,1

×

= 1,015

Fluida panas – Tube Side

4. Flow Area (at)

Dari Tabel 10 (Kern, 1965, hal.843)

at’ = 0,302 in2

at = n

atNt×

×144

' = 2144

302,032×

×

= 0,03356 ft2

5. Mass Velocity (Gt)

Gt = atw =

03356,0796,1364

= 40672,736 lbm/ft2.jam

6. Bilangan Reynold (Ret)


untuk OD = ¾ in dan BWG = 16

Dt = 0,62 in = 0,05167 ft

μ = 0,013 cP

= 0,03145 lbm/ft.jam

Ret = µ

Gt Dt × =03145,0

736,40672051670 ×,

=66821,567


9. 3/1

×

×=k

CpDskjHho

µ

015,10,0458

29,005 ××=oh

= 321,147 btu/jam.ft.0F

Clean overall coefficient untuk preheating,

Up

oio

oio

hhhh

Up+

= = 147,3215001147,3215001

+×

= 264,515 Btu/hr.ft2.oF

Clean surface untuk Preheating AP

277,171515,642136684,707

)(UAp

p +=

∆+=

p

p

tq

= 3,017 ft2

Vaporization

6. Pada 114,8 oF

De = 0,55 in = 0,0458 ft

μ = 0,0653 cP = 0,2661 lbm/ft.jam

Bilangan Reynold (Res)

Res = µ

GsDe× =0,15797

48888,9510,04583×

= 14184,863


Res = 14184,863

diperoleh jH = 63

8. Cp = 1,157 btu/lbm.oF


3/1

×

kCp µ =

3/1

0,290,0653 157,1

×

= 0,857

9. hio untuk condensing Steam

= 1500 btu/jam.ft.oF


9. 3/1

×

×=k

CpDskjHho

µ

857,00,0458

29,063 ××=oh

= 341,762 btu/jam.ft.0F

Clean overall coefficient untuk

vaporization, Uv

oio

oio

hhhh

Uv+

= = 762,3415001762,3415001

+×

= 278,344 Btu/hr.ft2.oF

Clean surface untuk vaporization Av

2,133344,2781155448,95

)(UAv

v +=

∆+=

v

v

tq

= 31,164 ft2

Total clean surface,Ac

Ac = AP + Av =3,017 + 31,164 =34,181 ft2

Clean overall coefficient Uc

124,277Uc == ∑AcUA

10 Dirt Factor, Rd

0013,0Rd =−

=dC

dC

UUUU

Pressure drop

Preheat

1. untuk Res = 8420,65

Dari Gambar 29, hal. 839 diperoleh

f = 0,00028 ft2/in2

2. Length of preheat zone

529,0L ==c

pp A

ALft



Pressure drop

1. Untuk Ret = 66821,567


f = 0,00014 ft2/in2

spesifik volum steam tabel 7 kern

= 14,304 ft3/lb

Spesifik gravity (s)

0011,05,62304,14

1=

×=s


3. No. of crosses

N + 1 = 12 Lp / B

N + 1 = 12 × (0,529 / 5) = 1,27

S = 0,61

Ds = 8/12 = 0,667 ft

Φs = 14,0

wc

µµ

= 1

∆Ps = ( )ssDe

NDsGsfΦ×××

+×××10

2

10.22,51

= 0,00039 psi

Vaporization

1. untuk Res = 14184,864


f = 0,00024 ft2/in2

2. Length of vaporization zone

Lv = 6 -0,529 = 5,47 ft

3. No. of crosses

N + 1 = 12 Lv / B

N + 1 = 12 × (5,47 / 5) = 13,129

BM amonia = 17

S outlet liquid = 0,61

Densitas (ρ) =90

7,14492

5,57435917

××

= 0,248 lb/ft2

ρ outlet liquid =0,61×62,5=38,125 lb/ft3

s outlet liquid = 0,0049

s inlet = 0,61

smean = (0,61+0,0049)/2 = 0,307

∆Ps = ( )ssDe

NDsGsfΦ×××

+×××10

2

10.22,51

3. ∆Pt = sDs

nLGfΦ××

×××10

2

10.22,521

= 0,46 psi

Pressure Drop < 2 psi

Maka spesifikasi dapat diterima


= 0,00683 psi

∆Ps total = 0,00039 + 0,00683

= 0,00721 psi



C. 5 Vaporizer CO2 (E-102)

Fungsi : menguapkan karbon dioksida sebelum diumpankan ke

absorber (AB-101)


Jumlah : 1 unit

Asumsi instalasi shell dan tube dari tabel 9 dan 10, hal.841-843 (Kern, 1965)

Shell :



Passes (n) : 1

Tube :


Diameter luar (OD) : 3/4 in

BWG : 16

Pitch (triangular) : 1 in

Passes : 2

Panjang : 6 ft





Fluida dingin : karbon dioksida


Temperatur masuk (t1) : -33 oC = -27,4 oF

Temperatur keluar (t2) : 46 oC = 114,8 oF

Panas yang diserap (Q) : 357974,52 kJ/jam = 339293,047 Btu/jam RD yang diijinkan : 0,003


(1) Neraca panas

Preheat

qp = 99459,252 kJ/jam = 94269,17 btu/jam

vaporization

qv = 258515,271 kJ/jam = 245025,169 btu/jam


Tabel C.4 Data Suhu



lebih tinggi t2 = 114,8 ∆t1 = 133,2


lebih rendah t1 = -27,4 ∆t2 = 275,4

T1 – T2 = 0 Selisih 142,2

)ln(1

2

12

tt

ttLMTD

∆∆

∆−∆=

−

=

−

=

133,2275,44ln

2,1334,275

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 = 195,767 oF


(∆t)p = 195,767 oF

(∆t)v = 248 oF – 114,8 oF = 133,2 oF


2TTT 21

c+

= 2

248248 += = 248 °F

2ttt 21

c+

= 2

8,1144,27 +−= = 43,7 °F


Berdasarkan Tabel 8 (Kern, 1965, hal.840) diperoleh nilai UD antara 5-50 btu/jam.ft.

°F, diambil 30 btu/jam.ft. °F

Dari Tabel 10 (Kern, 1965, hal.843) dengan data OD = 3/4 in dan BWG =16




ΔtUQA

D ×=

F767,195Fftjam

Btu30

Btu/jam 339293,047o

o2 ×⋅⋅

= = 57,77 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= /ftft0,1963ft6

ft 57,772

2

×= = 49 buah



Preheating:

4. Flow Area (as)

B = 10 in

C’ = PT – OD = 1/4 in

as =TPBCID

×××

144'

= 11441010 4

`1

×××

= 0,173 ft2


Gs = asW =

0,1212,2557

= 14729,029 lbm/ft2.jam


De = 0,73 in = 0,0608 ft

μ = 0,0913 cP = 0,22086 lbm/ft.jam

Res = µ

GsDe× =0,22086

029,472910,0608 ×

= 4056,87


Res = 4056,87

diperoleh jH = 32

8. Pada tc = 43,7 oF



4. Flow Area (at)


at’ = 0,302 in2

at = n

atNt×

×144

' = 2144

302,052×

×

= 0,054 ft2


Gt = atw =

054,074,358

= 6572,325 lbm/ft2.jam




Dt = 0,62 in = 0,05167 ft

μ = 0,013 cP


Ret = µ

Gt Dt × =03145,0

325,5726051670 ×,

= 10797,726


k = 0,0088 btu/jam.ft.oF 3/1

×

kCp µ =

3/1

0,00880,22086 205,0

×

= 1,726

9. 3/1

×

×=k

CpDskjHho

µ

726,10,06083

0088,032 ××=oh

= 7,998 btu/jam.ft.0F


Up

oio

oio

hhhh

Up+

= = 988,75001998,75001

+×

= 7,956 Btu/hr.ft2.oF


767,195956,794269,17

)(UAp

p +=

∆+=

p

p

tq

= 60,52 ft2

Vaporization

6. Pada 114,8 oF

De = 0,73 in = 0,0608 ft

μ = 0,02 cP = 0,048 lbm/ft.jam


Res = µ

GsDe×

= 18519,613


Res = 18519,613

diperoleh jH = 70






3/1

×

kCp µ =

3/1

0,290,048 157,1

×

= 0,577

9. 3/1

×

×=k

CpDskjHho

µ

577,00,0608

29,070 ××=oh

= 192,853 btu/jam.ft.0F


vaporization, Uv

oio

oio

hhhh

Uv+

= = 192,8535001192,8535001

+×

= 170,883 Btu/hr.ft2.oF


2

v

765,10)(U

Av ftt

q

v

v =∆+

=


Ac =AP + Av = 60,52 + 10,765=71,287 ft2


559,32Uc == ∑AcUA

10 Dirt Factor, Rd

004,0Rd =−

=dC

dC

UUUU

Pressure drop

Preheat

4. untuk Res = 4056,87


f = 0,00035 ft2/in2



Pressure drop

1. Untuk Ret = 10797,726


f = 0,00025 ft2/in2


= 14,304 ft3/lb



09,5L ==

c

pp A

ALft

6. No. of crosses

N + 1 = 12 Lp / B

N + 1 = 12 × (5,09/ 10) = 6,11

S = 1,29

Ds = 10/12 = 0,83 ft

Φs = 14,0

wc

µµ

= 1

∆Ps = ( )ssDe

NDsGsfΦ×××

+×××10

2

10.22,51

= 0,00009 psi

Vaporization

3. untuk Res = 18519,613


f = 0,00021 ft2/in2


Lv = 6 -5,09 = 0,9 ft

5. No. of crosses

N + 1 = 12 Lv / B

N + 1 = 12 × (0,9 / 10) = 1,087

BM karbon dioksida = 44


Densitas (ρ) =302

7,14492

69535944

××

= 1,7825 lb/ft2



s inlet = 1,29


0011,05,62304,14

1=

×=s

6. ∆Pt = sDs

nLGfΦ××

×××10

2

10.22,521

= 0,021 psi




smean = (1,29+0,0354)/2 = 0,6627

∆Ps = ( )ssDe

NDsGsfΦ×××

+×××10

2

10.22,51

= 0,00002 psi

∆Ps total = 0,00009 + 0,00002

= 0,00011 psi



C.6 Separator Drum (D-101)

Fungsi : Memisahkan gas amonia dari cairan yang keluar dari Vaporizer E-101

Separator Drum-101 (D-101) didesain berupa bejana (tangki) horizontal dengan

tutup dan alas berbentuk segmen torrispherical.

Drum horizontal lebih disukai dari pada drum vertikal bila L/D > 3.

Densitas cairan (ρL) = 39,36 lb/ft3 x 0,4536 kg/lb x 35,3198 ft3/m3

= 629,75 kg/m3 (Perry & Green, 1999)

Densitas gas (ρG) = 0.0405 lb/ft3 (Perry & Green, 1999)

Laju alir massa gas masuk (G'):

G' = 985,5795 kg/jam x 2,2046 lb/kg x 0,0167 jam/menit

= 36,213 lb/menit

Laju alir gas masuk (s):

s = G

'ρG

= 3lb/ft 0,0405lb/menit 36,213

= 893,551 ft3/menit

Laju alir massa cairan masuk (g):

g = 246,395 kg/jam x 2,2046 lb/kg x 0,0167 jam/menit

= 9,053 lb/menit

Laju alir cairan masuk (l):

l = Lρ

g


= 3lb/ft 39,36lb/menit 9,053

= 0,23 ft3/menit

Holdup cairan di dalam drum = 10 menit (Peters, et.al., 2004)

Volume cairan (v) = 0,23 ft3/menit x 10 menit

= 2,3 ft3

= 0,0651 m3

Laju pengendapan (u) = 1)/(14,0 GL −ρρ

= 1lb/ft 0,0405

lb/ft 39,3614,0 3

3

−

= 4,3607 ft/s

Diameter drum (D) = )4/(πu

s

= (3,14/4) ft/s 4,3607

menit/60s 1/menitft893,551 3 ×

= 2,086 ft

= 0,636 m

= 25,03 in

Tinggi uap minimum (ruang uap minimum untuk uap) 25% dari diameter (Walas,

1990).

Tinggi cairan (H) = 75% x D

= 75% x 2,086 ft

= 1,564 ft

= 0,4768 m

Menentukan Desain Separator Drum - 01 (D-101)

Separator Drum berupa bejana (tangki) horizontal dengan kedua tutup berbentuk

segmen torrispherical.

Tekanan rencana (Po) = 5,5 atm x 14,696 psi/atm

= 80,828 psi

Tekanan hidrostatik (Pp) = Lg H

= (629,75 kg/m3) (9,8 m/s2) (0,4768 m)


= 2942,6766 N/m2

= 0,4268 psi

Pdesain = Po + Pp

= 80,828 psi + 0,4768 psi

= 81,2548 psi

Tekanan operasi maksimum dinaikkan sebesar 10%, maka:

Tekanan operasi (Pop) = 81,2548 psi + 8,12548 psi

= 89,3803 psi

Material Separator Drum : Carbon steel SA 283 (A), dengan:

Stress yang diizinkan (S) = 12650 psia

Efisiensi sambungan (E) = 0,85

Faktor korosi (C) = 0,0197 in/tahun

Umur alat (A) = 10 tahun

Tebal Silinder (ts)

Tebal silinder (ts):

ts = ACP,ES

RP+

− 60 (Brownell & Young,1959)

= tahun)(10 in/tahun) (0,0197 psi) (89,3803 0,6 - (0,85) psi) (12,650

in/2) (25,0295 psi) (89,3803+

= 0,3016 in

Standar tebal silinder yang digunakan 3/8 in. (Brownell & Young,1959)

Tebal Head (th)

Bentuk head = torrispherical

th = (Brownell & Young,1959)

= tahun)(10 in/tahun) (0,0197 psi) (89,3803 0,1 - (0,85) psi) (12650

in) (0,15894 psi) ,3803(0,885)(89+

= 0,1982 in

Standar tebal head yang digunakan ¼ in. (Brownell & Young,1959)

CAPESLP

+− 1,0

885.0


C. 7 Ekspander (C-101) Fungsi : menurunkan tekanan amonia anhidrat cair dari bertekanan

5,5 atmosfer menjadi 1 atmosfer

Jumlah : 1 unit

Efisiensi : 80 %

Laju alir NH3 gas = 985,5795 kg/jam = 0,2737 kg/s

Densitas = 549,61 kg/m3 = 34,311 lbm/ft3

Laju volumetrik (Q) = laju alir NH3 gas/ densitas

= 0,2737 kg/s : 549,61 kg/m3 = 0,0005 m3/s = 0,01759 ft3/s

Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan :

De = 0,363 (Q)0,45( ρ )0,13 (Peters, et.al., 2004)

= 0,363 (0,0005 m3/s)0,45(549,61 kg/m3)0,13 = 0,02691m = 0,384 in

Dipilih material pipa commercial steel 1/2 inchi Sch 40 (Geankoplis, 1997):

• Diameter dalam (ID) = 0,84 in

• Diameter luar (OD) = 0,622 in

• Luas penampang (A) = 0,00211 ft2

Tekanan awal (P1) = 5,5 atm = 80,827 psia

Tekanan akhir (P2) = 1 atm = 14,696 psia

Temperatur out = 317,15 K

Rasio spesifik (k) = 1,33

Daya;

Jika efisiensi motor 80% maka daya yang digunakan:

P = 0,735 Hp/0,80 = 0,91 Hp

Maka dipilih ekspander dengan daya motor 1 HP

HpkWk

kk

P

PQPk

P

735,0548,0

827,80

13,1

13,1

13,1

696,1401759,0696,1433,1

1

1

1

2

12

==

−

−

−

×××

=−

−

−

×××

=


C. 8 Separator Drum (D-102)

Fungsi : Memisahkan gas CO2 dari cairan yang berasal dari Vaporizer E-102

Separator Drum-102 (D-102) didesain berupa bejana (tangki) horizontal dengan

tutup dan alas berbentuk segmen torrispherical.

Drum horizontal lebih disukai dari pada drum vertikal bila L/D > 4.

Densitas cairan (ρL) = 29,006 lb/ft3 x 0,4536 kg/lb x 35,3198 ft3/m3

= 464,64 kg/m3 (Perry & Green, 1999)

Densitas gas (ρG) = 0,1049 lb/ft3 (Perry & Green, 1999)

Laju alir massa gas masuk (G'):

G' = 927,908 kg/jam x 2,2046 lb/kg x 0,0167 jam/menit

= 34,09 lb/menit

Laju alir gas masuk (s):

s = G

'ρG

= 3lb/ft 0,1049lb/menit 34,09

= 325,034 ft3/menit

Laju alir massa cairan masuk (g):

g = 231,977 kg/jam x 2,2046 lb/kg x 0,0167 jam/menit

= 8,52 lb/menit

Laju alir cairan masuk (l):

l = Lρ

g

= 3lb/ft 29,006lb/menit 8,52

= 0,2938 ft3/menit

Holdup cairan di dalam drum = 10 menit (Peters, et.al., 2004)

Volume cairan (v) = 0,2938 ft3/menit x 10 menit

= 2,9385 ft3

= 0,0832 m3

Laju pengendapan (u) = 1)/(14,0 GL −ρρ

= 1lb/ft 0,1049lb/ft 29,00614,0 3

3

−


= 2,3239 ft/s

Diameter drum (D) = )4/(πu

s

= (3,14/4) ft/s 2,3239

s 60menit/ 1/menit x ft325,034 3

= 1,723 ft

= 0,525 m

= 20,679 in

Tinggi uap minimum (ruang uap minimumuntuk uap) 25% dari diameter (Walas,

1990).

Tinggi cairan (H) = 75% × D

= 75% × 1,723 ft

= 1,2924 ft

= 0,3939 m

Menentukan Desain Separator Drum - 01 (D-102)

Separator Drum berupa bejana (tangki) horizontal dengan kedua tutup berbentuk

segmen torrispherical.

Tekanan rencana (Po) = 20,5 atm x 14,696 psi/atm

= 301,268 psi

Tekanan hidrostatik (Pp) = Lg H

= (464,64 kg/m3) (9,8 m/s2) (0,3939 m)

= 1793,768 N/m2

= 0,26 psi

Pdesain = Po + Pp

= 301,268 psi + 0,26 psi

= 301,528 psi

Tekanan operasi maksimum dinaikkan sebesar 10%, maka:

Tekanan operasi (Pop) = 301,528 psi + 30,1528 psi

= 331,68 psi

Material Separator Drum : Carbon steel SA 283 (A), dengan:

Stress yang diizinkan (S) = 12650 psia

Efisiensi sambungan (E) = 0,85


Faktor korosi (C) = 0,0197 in/tahun

Umur alat (A) = 10 tahun

Tebal Silinder (ts)

Tebal silinder (ts):

ts = ACP,ES

RP+

− 60 (Brownell & Young,1959)

= tahun)(10 in/tahun) (0,0197 psi) (331,68 0,6 - (0,85) psi) (12650

in/2) (20,679 psi) (331,68+

= 0,52 in


Tebal Head (th)

Bentuk head = ellipsoidal dished head

th = (Brownell & Young,1959)

= tahun)(10 in/tahun) (0,0197 psi) (331,68 0,2 - (0,85) psi) 2(12650

(1) in) (24,1193 psi) (331,68+

= 0,517 in


C. 9 Ekspander (C-102) Fungsi : menurunkan tekanan karbon dioksida cair dari bertekanan

20,5 atmosfer menjadi 1 atmosfer

Jumlah : 1 unit

Efisiensi : 80 %

Laju alir CO2 gas = 927,908 kg/jam = 0,257 kg/s

Densitas = 464,24 kg/m3

Laju volumetrik (Q) = laju alir CO2 gas/ densitas

= 927,908 kg/jam/ 464,24 kg/m3 = 1,99 m3/jam

= 0,00055 m3/s = 0,019 ft3/s

Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan :

De = 0,363 (Q)0,45( ρ )0,13 (Peters, et.al., 2004)

= 0,363 (0,00055 m3/s)0,45(464,24 kg/m3)0,13 = 0,0276 m = 0,395 in

CAPES

PDK+

− 2,02


Dipilih material pipa commercial steel 1/2 inchi Sch 40 (Geankoplis, 1997):

• Diameter dalam (ID) = 0,84 in

• Diameter luar (OD) = 0,622 in

• Luas penampang (A) = 0,00211 ft2

Tekanan awal (P1) = 20,5 atm = 305,258 psia

Tekanan akhir (P2) = 1 atm = 14,696 psia

Temperatur out = 317,15 K

Daya;

Jika efisiensi motor 80% maka daya yang digunakan:

P = 1,748 Hp/0,80 = 2,18 Hp

Maka dipilih ekspander dengan daya 2,5 Hp

C. 10 Absorber (AB-101)

Fungsi : tempat berlangsungnya proses absorbsi antara NH3, CO2, dan H2O untuk

menghasilkan (NH4)2CO3 sebagai umpan Reaktor

Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup atas dan bawah ellipsoidal

Bahan : Stainless Steel SS-63 Grade A

Jumlah : 1 unit

Laju alir gas, G = 2247,931 kg/ jam

Laju alir air, L = 5905,031 kg/ jam

Densitas gas masuk (G) = 0,997 kg/m3

Densitas air masuk (L) = 995,68 kg/m3

Volume gas, Vg = 2247,931/0,997= 2254,181 m3/ jam

Viskositas gas, μg = 0,0139 cP = 0,0139 x 10-3 kg/ m.s

Viskositas air, μl = 0,8007 cP = 0,8007 x 10-3 kg/ m.s

Berat molekul gas rata- rata = 25,938 kg/kmol

HpkWk

kk

P

PQPk

P

748,13,1

259,305

13,1

13,1

13,1

696,14019,0696,1433,1

1

1

1

2

12

==

−

−

−

×××

=−

−

−

×××

=


1. Perhitungan diameter tower

Nilai absis = 5,05,0

0,997 995,680,997

2247,931 5905,031

−

=

− gl

g

GL

ρρρ

(Treybal, 1981)

= 0,083

Dari Gambar 6.34, Treybal (1981), hal. 195 (Pressure drop gas = 400 N/m2/m)

Diperoleh ordinat ( )

( ) 07,0' 1,02

=− cglg

lf

gJCG

ρρρµ

Packing menggunakan ceramic raching ring 50 mm (tabel 6.3, Treybal hal 198):

Tebal dinding = 6 mm

Cf = 65

ε = 0,74

CD = 135,6

ap = 92 m2/m3

G’ =

G’ = ( )( )

smkg ./4762,110008007,065

10,99768,9952365,107,0 2

5,0

1,0 =

×××−××

G = smkmolBMG ./0569,0

938,254762,1' 2==

Laju alir gas, Fg = 2247,931 kg/ jam

Luas penampang tower, A = 2423,04762,1

3600/931,2247'

mGFg ==

Diameter tower , Dt = mxA 7341,0423,044 5,05,0

=

=

ππ

2. Liquid/Gas Hold-Up

Dari Tabel 6.5 Treybal (1981), untuk ceramic raching ring 50 mm:

ds = 0,0725 m; σ =0,0714 N/m; Dg = 2,7 .10-4; Dl = 3,73.10-11

β = 1,508 ds0,376 = 1,508 x 0,07250,376 = 0,5622

L’ = 423,0

031,5905=

AL

jammkg ./467,13960 2=

5,0

1,0 0,1)()(07,0

−xxC

gcx

Lf

GLG

µρρρ


smkg 2/8779,3=

3. Gas Hold-Up

Scg = 05,010.7,20,997

10.35,14

5

=×

= −

−

gg

g

Dρµ

(Treybal, 1981)

4. Liquid Hold-Up

Scl = 625,2155910.73,368,995

10.8007,011

3

==−

−

xDll

l

ρµ

(Treybal, 1981)

Dari tabel 6.5 (Treybal, 1981):

3321,1

4

21,1

4

/0059,00725,0

10.47,210.47,2 mmds

LsW ===−−

ϕ (Treybal, 1981)

( ) ( ) 332

5622,06

2

6

/0348,00725,0

8779,35,73710.09,2'5,73710.09,2 mmd

L

sLtW =

×==

−− β

ϕ

0289,00059,00348,0 =−=−= LsWLtWLoW ϕϕϕ (Treybal, 1981)

Dari tabel 6.5 (Treybal, 1981) diperoleh persamaan:

( )'log262,01737,0

43,084,0

13,057,0

073,01'024,2

'7,975 L

l

l

L

LH

−

−

=σ

ρ

µ (Treybal, 1981)

= ( )( )

'log262,01737,0

43,084,0

13,0357,0

073,00714,0

1467,13960024,268,99510.8007,0467,139607,975

0

L−−

−×

××

= 2,263

0655,0263,20289,0 =×=×= HLoWLo ϕϕ (Treybal, 1981)

( ) ( )0057,0

68,9950725,00714,010.8007,00486,00486,037,021,1

99,002,03

37,021,1

99,002,0

=×

==−

ls

lLs d ρ

σµϕ

0713,00057,00655,0 =+=+= LsLoLt ϕϕϕ 5. Perhitungan luas kontak antar muka (interfacial area)

Dari tabel 6.4 (Trebal, 1981) untuk ceramic raschig rings 50 mm:

m = 34,03; n = 0; p = 0,362; ε = 0,74

aAW = 32362,00

5,05,0 /582,55877,30,997

4762,180803,34''808 mmLGm p

n

g

=×

×=

ρ

aA = 32 /805,12506550289,0

071,0582,55 mmxa

LoW

LoAW ==ϕ

ϕ

668,00713,074,0 =−=−= LtLo ϕεε


Dari persamaan 6.70 (Treybal, 1981):

( )

36,03/2

1'

195,1−

−=

Log

scgg GdG

SF

εµ

( ) smkmolFg ./013,0668,0110.0135,0

4762,10725,005,0

0569,0195,1 236,0

33/2 =

−

××=

−

−


5,045,0

'1,25 cl

l

s

L

sl SLd

Ddk

=

µ

)/det(./10.65,2

0725,010.73,3626,21559

10.8007,08779,30725,01,25

325

115,0

45,0

3

mkmolmkmol

kl

−

−

−

=

×=

C = 3/315,5518

68,995 mkmolBM air

air ==ρ

FL = kl x C = 2,65.10-5 × 55,315 = 0,00146 kmol/m2.det

Fg aA = 0,013 × 125,805 = 1,668 kmol/m3.det

Fl aA = 0,00146 × 125,805= 0,184 kmol/m3.det

6. Perhitungan Height of gas phase transfer unit, Htg

Htg = maF

G

Ag

0341,0668,10569,0

== (Treybal, 1981)

7. Perhitungan Height of liquid phase transfer unit, Htl

L = det./215,018878,3' 2mkmol

BML

==

Htl = maFL

Al

168,1184,0215,0

== (Treybal, 1981)

Faktor absorpsi (A) berkisar antara 1,25-2 (Treybal, 1981), diambil A = 1,25.

Dari lampiran A dapat dihitung fraksi gas:

• y1 = 0,27

• y2 = 0,0066

• x2 = 0

Rasio distribusi kesetimbangan:


m = 028,325,1det./0569,0

det./215,02

2

=×

=mkmol

mkmolGAL

981,10

25,111

25,11

25,111

00066,0027,0ln

11

111ln22

21

=−

+

−×

−

−

=−

+

−

−−

=

A

AAx

mxymxy

N toG

8. Perhitungan Height of transfer unit, HtoG

HtoG = HtG + A

HHH

LmG tL

tGtL +=

= 0,0341 + 25,1

168,1

= 0,968

9. Perhitungan tinggi absorber

Tinggi packing, z :

z = HtoG x NtoG = 0,968 × 10,981 = 10,636 m

Tinggi head packing, h :

h = ¼ Dt = ¼ x 0,7341= 0,183 m

Tinggi absorber, HAb:

HAb = 10,636 + 2(0,183) = 11 m

10. Perhitungan tebal dinding

Tekanan gas 1 atm = 1,013125 bar = 14,69 psia

Diameter, D = 0, 7341m = 28,90 in

Joint effisiency, E = 0,85

Allowable stress, S = 500 psia


Direncanakan umur alat, A = 10 tahun

Pdesign = (1+0,2) × 14,69 = 17,628 psia

t = CAPExS

DxP+

− 2,12

inxx

86,110125,069,142,185,05002

9,28628,17=×+

×−×

=

Maka, dipilih plate dengan tebal 2 in.


C. 11 Blower (JB-101)

Fungsi : Mengalirkan gas amonia dan karbon dioksida dari absorber

(AB-101) Ke absorber (AB-102)

Jenis : blower sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : carbon steel

Kondisi operasi

Suhu : 44 ºC = 317 K

Tekanan : 1 atm

Laju alir gas = 54,88 kg/jam

Tabel C.5 Komposisi gas keluar

Komponen BM Laju alir

(kmol/jam)

Fraksi mol

(%)

% mol x BM

Karbon dioksida 44 0,5738 24,76 10,896

Amonia 17 1,7432 75,24 12,790

Total 23,686

Densitas campuran gas = )(

2734,22

%KTKBMmol

×× =

317273

4,22686,23

× = 0,91 kg/m3

Laju alir volumetrik gas, Q = 3/91,0/88,54mkgjamkgF

=ρ

= 60,26 m3/jam = 35,47 ft3 / menit

Daya blower dapat dihitung dengan persamaan,

33000Qefisiensi144P ××

= (Perry & Green, 1999)

Efisiensi blower, η 75 %

Sehingga,

33000

35,470,75144P ××= = 0,12 HP

maka dipilih blower dengan daya motor 0,25 HP


C. 12 Pompa Amonium karbonat (P-103)

Fungsi : memompa amonium karbonat dari tangki absorber ke reaktor

Jenis : pompa sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Bahan kontruksi : Commercial Steel

Kondisi operasi :

- Tekanan = 1 atm

- Temperatur = 70oC

- Laju alir massa = 8215,319 kg/jam = 5,031 lbm/s

- Densitas = 1113,888 kg/m3 =69,538 lbm/ft3

- Viskositas campuran = 1,58 cP = 0,0011 lbm/ft.jam = 0,019 Pa s

- Laju alir volumetrik, Q = F/ρ = 5,031 lbm/s/ 69,538 lbm/ft3

= 0,0723 ft3/s =0,002 m3/s

Perhitungan:

1. Perencanaan pompa

Desain pompa : Di,opt = 0,363 (Q)0,45 (ρ)0,13 (Peters, et.al., 2004) = 0,363 (0,002 m3/s )0,45 (1113,888 kg/m3)0,13

= 0,0557 m

Dari Appendiks A.5 (Geankoplis, 1997), dipilih pipa commercial steel :

Ukuran nominal : 2,5 in

Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 2,469 in = 0,2058 ft

Diameter Luar (OD) : 2,875 in = 0,2395 ft

Inside sectional area : 0,0332 ft2

2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe

kecepatan rata-rata, V:

V = Q/Ai = 0,0723 ft3/s / 0,0332 ft2 = 2,1779 ft/s

NRe = ρVD/µ

= (69,538 lbm/ft3).(2,1779 ft/s).( 0,2058 ft)/( 0,0011)

= 29448,8916 (aliran turbulen)

Untuk pipa Commercial Steel, harga ε = 0,000046 m (Geankoplis, 1997)


Pada NRe = 29448,8916 dan ε/D = 0,0007

diperoleh harga faktor fanning,untuk turbulen f = 0,0055 (Fig.2.10.3) (Geankoplis,

1997)

3. Friction loss

• 1 Sharp edge entrance = hc = 0,5cg

vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 2,177901

2

− = 0,0369ft.lbf/lbm

• 2 elbow 90° = hf = n.Kf.cg

v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

2,1779 2

= 0,1106 ft.lbf/lbm

• 1 check valve = hf = n.Kf.cg

v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

2,1779 2

= 0,1474 ft.lbf/lbm

• Pipa lurus 30 ft = Ff = 4fcgD

vL.2.. 2∆

= 4(0,0055)( )( )

( ) ( )174,32.2.0,2058 2,1779.30 2

= 0,2365 ft.lbf/lbm

• 1 Sharp edge exit = hex = cg

vAA

..21

22

2

1

α

−

= ( ) ( )( )174,32122,177901

2

− = 0,0737 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 0,605 ft.lbf/lbm

4. Kerja yang diperlukan, Wf

Dari persamaan Bernoulli:

½ αgc (v22 – v1

2)+g/gc (z2- z2)+(P2-P1)/ρ + ∑F + Ws = 0

dimana : v1= v2 ; Δv2

= 0 ; P1= P2 ; ΔP = 0 maka

tinggi pemompaan Δz = 20 ft

0 + 32,174/32,174. (20) + 0 + 0,605 + Ws = 0

-Ws = 20,605 ft.lbf/lbm

5. Daya pompa, Wp

Effisiensi pompa , η= 80 %

Ws = - η x Wp

Wp = 25,756 ft.lbf/lbm


Daya pompa : P = m x Wp

= ft.lbf/lbm 756,25lbm/s031,5 × x slbfft

hp/.550

1

= 0,24 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 0,25 HP

C.13 Heater amonium karbonat (E-103)

Fungsi : memanaskan amonium karbonat untuk umpan reaktor


Jumlah : 1 unit

Asumsi instalasi shell dan tube dari tabel 9 dan 10, hal.841-843 (Kern,1965)

Shell :



Passes (n) : 1

Tube :


Diameter luar (OD) : ¾ in

BWG : 10

Pitch (square) : 1 in

Passes : 2

Panjang : 12 ft





Fluida dingin : Amonium karbonat


Temperatur masuk (t1) : 44 oC = 111,2 oF

Temperatur keluar (t2) : 70 oC = 158 oF

Panas yang diserap (Q) :702775,63 kJ/jam = 666100,158 Btu/jam RD yang diijinkan : 0,003



Tabel C.6 Data Suhu



lebih tinggi t2 = 158 ∆t1 = 90


lebih rendah t1 = 111,2 ∆t2 = 136,8

T1 – T2 = 0 Selisih t2 – t1 = 46,8

)ln(1

2

12

tt

ttLMTD

∆∆

∆−∆=

−=

−=

90136,8ln

908,136

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 = 111,771 oF



2TTT 21

c+

= 2

248248 += = 248 °F

2ttt 21

c+

= 2

1582,111 += = 134,6 °F


Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1965,hal.840) diperoleh nilai UD antara 50-100


Dari Tabel 10 (Kern,1965,hal.843) dengan data OD = ¾ in dan BWG =10



ΔtUQA

D ×=

F771,111Fftjam

Btu100

Btu/jam 666100,158o

o2 ×⋅⋅

= = 59,594 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= /ftft0,1963ft12

ft 59,5942

2

×= = 25,299 buah




4. Flow Area (as)

B = 8 in

C’ = PT – OD = 1/4 in

as =TPBCID

×××

144'

= 0,111 ft2


Gs = asW

= 0,111

772,18111

= 163005,95 lbm/ft2.jam


De = 0,95 in = 0,079 ft

μ = 1,517 cP = 3,671 lbm/ft.jam

Res = µ

GsDe× =3,671

95,6300510,079×

= 3515,075

7. Dari Gambar 28 (Kern,1965,hal.838)

Res = 3515,075

diperoleh jH = 4,5

8. Pada tc = 134,6



3/1

×

kCp µ

= 3/1

2,783,671 727,0

×

= 0,986

9. 3/1

×

×=k

CpDskjHho

µ

986,00,079

78,25,4 ××=oh


4. Flow Area (at)

Dari Tabel 10 (Kern,1965,hal.843)

at’ = 0,182 in2

at = n

atNt×

×144

' =

2144182,026

××

= 0,0164 ft2


Gt = atw

= 0164,0

56,703

= 42820,245 lbm/ft2.jam




Dt = 0,482 in = 0,04 ft

μ = 0,013 cP


Ret = µ

Gt Dt × =03145,0

820,24524040 ×,

= 54691,239




= 155,928 btu/jam.ft.0F

11. Clean overall coefficient, UC

oio

oio

hhhhUc

+= =

928,1555001928,1555001

+×

= 141,245 Btu/hr.ft2.oF

12. Faktor pengotor

Rd= 0,00397,304 245,141

97,304 245,141UUUU

DC

DC =×−

=×−

Pressure drop

13. untuk Res = 3515,075


f = 0,00035 ft2/in2

Spesifik gravity (s) = 1,114

Ds = 8 in = 0,667 ft

Φs = 14,0

wc

µµ = 1

14. No. of casses

N + 1 = 12 L / B

N + 1 = 12 × (12 / 8) = 18

15. ∆Ps = ( )ssDe

NDsGsfΦ×××

+×××10

2

10.22,51

= 0,024 psi



Pressure drop

13. Untuk Ret = 54691,239


f = 0,00016 ft2/in2

Spesifik gravity (s) = 1

Φt = 1

14. ∆Pt =

= 0,0034 psi

15. Gt = 42820,245 lbm/ft2.jam

Dari Gambar 27 hal. 837

diperoleh: v2/2g = 0,0005

∆Pr = g

vsn

24 2

×

= 0,004 psi

∆Pf = ∆Pt + ∆Pr

= 0,0034 + 0,004

= 0,007 psi



tsDtnLGtf

Φ××××××

10

2

10.22,5


C. 14 Screw Conveyor (SC-101)

Fungsi : Mengangkut gypsum ke tangki pencampur

Bahan konstruksi : Carbon steel

Bentuk : horizontal screw conveyor

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm





Laju alir desain = 1,2 x 4472,24 kg/jam = 5366,68 kg/jam

= 11831,51 lbm/jam

Kapasitas desain = 11831,51 lb/jam / 70 lb/ft3 = 160,02 ft3/jam

= 2,82 ft3/menit

Dari tabel 5.4 a Walas dipilih diameter conveyor sebesar 6 in, sehingga conveyor

untuk 30% full beroperasi pada:

Kecepatan putar (ω) = (160,02 ft3/jam x 120)/ 180 = 112,68 rpm = 113 rpm

Dari tabel 5.4 c Walas dipilih bearing factor untuk self lubricating bronze sebesar

Bearing factor (f) = 54

faktor Hp = 0,70

Direncanakan:

Tinggi (h) = 12 ft

Panjang (l) = 100 ft

( ) ( ){ } ( )[ ]( ) ( ){ } ( )[ ]

Hpxxftxftlbxjamftxkmolkgx

xhxLxxQxFBMxsPDaya

94,110/300001251,0100/70/02,16970,0/17254

10/3000051,0)(633

6

=++=

++= ρ


C. 15 Bucket Elevator (BE-101)

Fungsi : Mengangkut gypsum dari screw conveyor ke feed bin

Bentuk : continuous bucket elevator

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi

Tekanan = 1 atm






= 5,01 ton/jam =1,39 kg/s

= 11831,51 lbm/jam

Untuk kapasitas tersebut, berdasarkan Perry’s Chemical Engineering Handbook 7th

edition P.21-8, didapat spesifikasi bucket elevator sebagai berikut:

Ukuran bucket elevator = width x projection x depth

= 6 in × 4 in × 4 ¼ in

Bucket spacing = 12 in

Putaran head shaft = 43 rpm

Lebar belt = 7 in

Kecepatan = 225 ft/min

Tinggi elevator = lift = 50 ft = 15,24 m

Power poros = 0,70

Rasio daya/ tinggi = 0,02Hp/ft

Power yang digunakan, P :

ZmP ∆= 63,007,0

Dimana:

P = daya (kW)

m = laju alir massa (kg/s)

∆Z = tinggi elevator (m)

Sehingga

HpP

31,1)24,15()39,1(07,0 63,0

==


Efisiensi motor = 80 %

Tenaga motor yang dipakai = 1,31 Hp/80 % = 1,64 Hp

C. 16 Feed Hopper (FB-101)

Fungsi : Sebagai tempat penampungan sementara umpan gypsum ke

tangki pencampur.

Bentuk : silinder tegak terbuka dasar berbentuk conis (kerucut)

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm



Densitas gypsum = 70 lb/ft3 = 1121,29 kg/m3

Sudut kemiringan = 42 (Walas, 1990)

Direncanakan:

Daya tampung = 50 kg/jam

Volume feed hopper = (50 kg/jam) / (1121,29 kg/m3)

= 0,04 m3/jam

Faktor kelonggaran = tan 42 = 2,29

Volume total = (1+ 2,29) x 0,04 m3/jam = 0,15 m3/jam

Dimana:

Sehingga:

inmx

jammxxVxD 14,2154,0

14,3625,3/15,012

625,312 33/1

==

=

=

π

Diameter = tinggi tangki

hs = 0,54 m

tinggi total bin = (1+ 0,625) x 0,54 m = 0,87 m = 34,35 in

P Desain = (1+ 2,29) x (1x14,7) psia = 48,37 psia

Tebal dinding feed hopper

Bahan = Stainless steel SA-285 Grade C

3

12625,3 DV π=





Faktor korosi (c) = 0,01563 in/tahun (Perry & Green, 1999)

Diameter (D) = 0,54 m = 21,14 in

Jari-jari (R) = D/2 = 21,14 in/2 = 10,57 in

Tebal shell :

in 0,20

01563,010psia) 0,6(48,37)psia)(0,85 (12650

)in (10,57 psia) (48,37

.0,6PSE

PRt

=

+−

=

+−

=

inx

Cn

Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in.

C. 17 Mixer (M-101)

Fungsi : Sebagai tempat pembentukan slurry gypsum


Bentuk : Silinder horizontal beralas datar, tutup elipsoidal

Jumlah : 1 unit

Kebutuhan rancangan : 2 jam

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm = 14,7 psia




Tabel C.7 Data pada Mixer Tank

Komponen F (kg/jam) (xi) ρ (kg/m3) ρ campuran (kg/m3) μ (Cp) ln (μ).xi Gypsum 4472,24 0,76 1121,29 853,37 5000,00 6,48

air 1404,07 0,24 977,81 233,64 0,41 -0,22 Total 5876,31 1,00 1087,01 6,27

μ campuran

(Cp) 526,78


Hitungan:

a. Volume tangki

Volume larutan,Vl = 3/1087,012/31,5876

mkgjamjamkg ×

= 10,81 m3


81,10%)201( x+

m3 = 12,97 m3

b. Diameter dan lebar shell

Direncanakan :

Hs : Di = 1 : 1

Hh : Di = 1 : 4

Dimana:

Hs = tinggi shell

Hh = tinggi head

Di = diameter dalam tangki

Volume silinder tangki (Vs)

Vs = si HD .4

2π = )(4

2ii DDπ = 3.

4 iDπ (Perry & Green, 1999)

Volume alas tutup tangki (Vh)

Vh = 322 .244

1..6

..6 iiihi DDDHD πππ

=


Volume tangki = Vs + Vh

12,97 m3 = 2.24

.4

33 xDD iiππ

+

12,97 m3 = 3..247

iDπ

iD = 5,19 m = 206,45 in

Hs = iD = 5,19 m = 206,45 in

Hh = iD.41 = inmm 61,5130,1194,15.

41

==

H total = Hs +2 Hh = 5,19 m + 2 x 1,30 m = 7,78 m

c. Tebal Shell





Faktor korosi (c) = 1/64 in/tahun = 0,0197 in/tahun (Perry & Green,1999)

Diameter (D) = 5,19 m = 206,45 in

Jari-jari (R) = D/2 = 206,45 in/2 = 103,23 in

Tinggi cairan (Hs) = 5,19 m

Tekanan larutan (Ph) = Hs x 9,8 kg/m2 x ρ

= 5,19 m x 9,8 kg/m2 x 1087,01 kg/m3 = 55271,48 Pa

= 8,02 psia

Tekanan desain (Po) = 1 x 14,7 psia = 14,7 psia

Tekanan operasi (P) = 8,02 psia + 14,7 psia = 22,71 psia

Tebal shell tangki:

in 0,46

0197,010psia) 0,6(22,71)psia)(0,85 (12650

)in (103,23 psia) (22,71

.0,6PSE

PRt

=

+−

=

+−

=

inx

Cn

Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in (Brownell & Young,1959)

d. Tebal tutup tangki

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell.

Tebal tutup atas yang digunakan = 1/2 in

e. Menghitung Jacket Pemanas

Jumlah steam ( 120 oC ) = 211,09 kg/jam

Vsteam = jammmkgjamkg /81,186

/1299,1/09,211 3

3 =

Asumsi jarak jacket dengan shell = 5 in

Diameter dalam jaket (D1) = diameter dalam + (2 x tebal dinding) +

(2 x jarak jaket)

= 206,45 in + (2 x 0,5 in) + (2 x 5 in)

= 208,20 in

Tinggi jaket = tinggi tangki = 206,45 in

Tebal dinding jaket ( tj )

Bahan : Carbon Steel Plate SA-285 grade C

H jaket = 208,20 in = 17,02 ft = 5,19 m


PH = PsiaHP aH 64,7

144)86,67)(102,17(

144)1(

=−

=−

=ρ

Pdesain = (14,6959 x 1) + 7,64 psia = 22,33 psia

inxtahun

Cn

63,0)0194,0(10psia,6(22,33)0psia85)(12650)(0,

in/2)(208,20 (22,33)

.0,6PSE

PRtj

=+−

=

+−

=

Dipilih tebal jaket standar = 3/4 in (Brownell & Young, 1959)

Diameter luar jaket (D2) = D1 + 2 . tebal jaket

= 206,45 in + ( 2 x 0,75 in )

= 209,70 in

Luas yang dilalui steam ( A )

A = 4π ( )2

122 DD − =

4π (209,702 –208,202 ) = 492,08 in2 = 0,37 m2

Kecepatan superficial steam ( v )

smjams

jammjammm

jammA

Vv p /16,0

/3600/45,588/45,588

37,0/81,1862

3

=====

Perancangan Sistem Pengaduk

Jenis pengaduk : turbin kipas daun enam

Jumlah baffle : 6 buah

Untuk turbin standar (Mc Cabe et.al., 1999), diperoleh :

Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 17,02 ft = 5,67 ft

E/Da = 1 ; E = 5,67 ft

L/Da = ¼ ; L = 1/4 x 5,67 ft = 1,42 ft

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 5,67 ft = 1,13 ft

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 17,02 ft = 0,47 ft

Dimana:

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 = 2 putaran/detik


Bilangan Reynold,

NRe = 111.096,27 /.35,0

)67,5()2(/86,67).(. 232

==ftslb

ftrpsftlbDaNµ

ρ

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

5a

3T

gρ.D.NK

P = (Mc Cabe et.al., 1999)

KT = 1,65 (Mc Cabe et.al., 1999)

Hp99,297550.detlbm.ft/lbf 32,174

1hp x )lbm/ft (67,86.(5,67ft)put/det) (2 1,65P 2

353

=

=x

Efisiensi motor penggerak = 80%

Daya motor penggerak = HpHp 49,3728,0

99,297=

C. 18 Pompa FGD Gypsum (P-101)

Fungsi : memompa FGD Gypsum dari mixer ke reaktor

Jenis : Positive displacement (Rotary Pump)

Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

- Tekanan = 1 atm

- Temperatur = 70oC


- Densitas = 1087,01 kg/m3 = 67,86 lbm/ft3



= 0,053 ft3/s =0,0015 m3/s

Perhitungan:


Desain pompa : Di,opt = 0,133 (Q)0,4 (μ)0,2 (Peters, et.al., 2004) = 0,133 (0,0015 m3/s )0,4 (0,5268 Pa s)0,2

= 0,0087 m = 0,342 inc


Ukuran nominal : 1/2 in








V = Q/Ai = 0,053 ft3/s / 0,0021 ft2 = 25,1328 ft/s

NRe = ρVD/µ

= (67,86 lbm/ft3).(25,1328 ft/s).( 0,0518 ft)/( 0,354)

= 249,7389 (aliran laminar)


Pada NRe = 249,7389

diperoleh harga faktor fanning,untuk laminar f = 16/249,7389= 0,0641

3. Friction loss


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 25,132801

2

− = 4,908 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

25,1328 2

= 14,724 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

25,1328 2

= 19,633 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,0641)( )( )

( ) ( )174,32.2.0,0518 25,1328.30 2

= 1455,973 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= ( ) ( )( )174,3212 25,132801

2






½ αgc (v22 – v1

2)+g/gc (z2- z2)+(P2-P1)/ρ + ∑F + Ws = 0


= 0 ; P1= P2 ; ΔP = 0

Maka:


0 + 32,174/32,174. (11) + 0 + 1505,054 + Ws = 0


5. Daya pompa, Wp

Effisiensi pompa , η = 80 %

Ws = - η x Wp




hp/.550

1

= 12,4 hp


C. 19 Pompa Amonium karbonat (P-102)

Fungsi : memompa amonium karbonat dari absorber 2 ke absorber 1


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

- Tekanan = 1 atm

- Temperatur = 44oC




- Laju alir volumetrik, Q = F/ρ = 0,01376lbm/s/ 72,349 lbm/ft3

= 0,0019 ft3/s =0,0001 m3/s


Perhitungan:



= 0,0109 m = 0,429 inc









V = Q/Ai = 0,0019 ft3/s / 0,0021 ft2 = 0,9016 ft/s

NRe = ρVD/µ

= (72,349 lbm/ft3).(0,9016 ft/s).( 0,0518 ft)/( 0,0011)



Pada NRe = 17984,226 dan ε/D = 0,0029

diperoleh harga faktor fanning,untuk turbulen f = 0,011(Fig.2.10.3) (Geankoplis,

1997)

3. Friction loss


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 0,901601

2

− = 0,0063 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

0,9016 2

= 0,0189 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

0,9016 2

= 0,0253 ft.lbf/lbm



vL.2.. 2∆

= 4(0,011)( )( )

( ) ( )174,32.2.0,0518 0,9016.30 2

= 0,3217 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= ( ) ( )( )174,32120,901601

2

− = 0,0126 ft.lbf/lbm




½ αgc (v22 – v1

2)+g/gc (z2- z2)+(P2-P1)/ρ + ∑F + Ws = 0


= 0 ; P1= P2 ; ΔP = 0

Maka:


0 + 32,174/32,174. (37) + 0 + 0,3848 + Ws = 0


5. Daya pompa, Wp


Ws = - η x Wp




hp/.550

1

= 0,01 hp


C. 20 Absorber (AB-102)

Fungsi : tempat berlangsungnya proses absorbsi antara NH3, CO2, dan H2O untuk

menghasilkan (NH4)2CO3

Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup atas dan bawah ellipsoidal

Bahan : Stainless Steel SS-63 Grade A


Jumlah : 1 unit

Laju alir gas, G = 105,382 kg/ jam

Laju alir air, L = 129,487 kg/ jam

Densitas gas masuk (G) = 0,9512 kg/m3

Densitas air masuk (L) = 995,68 kg/m3

Volume gas, Vg = 105,382/0,9512 = 110,786 m3/ jam

Viskositas gas, μg = 0,0133 cP = 0,0133 x 10-3 kg/ m.s

Viskositas air, μl = 0,8007 cP = 0,8007 x 10-3 kg/ m.s

Berat molekul gas rata- rata = 24,741 kg/kmol

1. Perhitungan diameter tower

Nilai absis = 5,05,0

9512,0 995,68 0,9512

105,382 129,487

−

=

− gl

g

GL

ρρρ

(Treybal, 1981)

= 0,0379

Dari gambar 6.34, Treybal (1981), hal. 195 (Pressure drop gas = 400 N/m2/m)

Diperoleh ordinat ( )

( ) 08,0' 1,02

=− cglg

lf

gJCG

ρρρµ

Packing menggunakan ceramic raching ring 50 mm (tabel 6.3, Treybal hal 198):

Tebal dinding = 6 mm

Cf = 65

ε = 0,74

CD = 135,6

ap = 92 m2/m3

G’ =

G’ =( )

( )smkg ./541,1

10008007,06510,951268,9950,951208,0 2

5,0

1,0 =

×××−××

G = smkmolBMG ./0623,0

741,245414,1' 2==

Laju alir gas, Fg = 2247,931 kg/ jam

Luas penampang tower, A = 2019,0541,1

3600/382,105'

mGFg ==

5,0

1,0 0,1)()(08,0

−xxC

gcx

Lf

GLG

µρρρ


Diameter tower , Dt = mxA 155,0019,044 5,05,0

=

=

ππ

2. Liquid/Gas Hold-Up

Dari Tabel 6.5 Treybal (1981), untuk ceramic raschig rings 50 mm:

ds = 0,0725 m; σ =0,0714 N/m; Dg = 2,7 .10-4; Dl = 3,73.10-11

β = 1,508 ds0,376 = 1,508 x 0,07250,376 = 0,5622

L’ = 019,0487,129

=AL

jammkg ./198,6818 2=

smkg 2/894,1=

3. Gas Hold-Up

Scg = 0517,010.7,20,9512

10.35,14

5

=×

= −

−

gg

g

Dρµ

(Treybal, 1981)

4. Liquid Hold-UpIU

Scl = 625,2155910.73,368,995

10.8007,011

3

==−

−

xDll

l

ρµ

(Treybal, 1981)

Dari tabel 6.5 (Treybal, 1981):

3321,1

4

21,1

4

/0059,00725,0

10.47,210.47,2 mmds

LsW ===−−

ϕ (Treybal, 1981)

( ) ( ) 332

5622,06

2

6

/0233,00725,0

894,15,73710.09,2'5,73710.09,2 mmd

L

sLtW =

×==

−− β

ϕ

0174,00059,00233,0 =−=−= LsWLtWLoW ϕϕϕ (Treybal, 1981)

Dari tabel 6.5 (Treybal, 1981) diperoleh persamaan:

( )'log262,01737,0

43,084,0

13,057,0

073,01'024,2

'7,975 L

l

l

L

LH

−

−

=σ

ρ

µ (Treybal, 1981)

= ( )( )

'log262,01737,0

43,084,0

13,0357,0

073,00714,0

1198,6818024,268,99510.8007,0198,68187,975

0

L−−

−×

××

= 2,0497


0356,00497,20174,0 =×=×= HLoWLo ϕϕ (Treybal, 1981)

( ) ( )0057,0

68,9950725,00714,010.8007,00486,00486,037,021,1

99,002,03

37,021,1

99,002,0

=×

==−

ls

lLs d ρ

σµϕ

0414,00057,00356,0 =+=+= LsLoLt ϕϕϕ

5. Perhitungan luas kontak antar muka (interfacial area)

Dari tabel 6.4 (Trebal, 1981) untuk ceramic raching ring 50 mm:

m = 34,03; n = 0; p = 0,362; ε = 0,74

aAW = 32362,00

5,05,0 /88,42894,19512,0

5414,180803,34''808 mmLGm p

n

g

=×

×=

ρ

aA = 32 /895,870174,0

0356,088,42 mmxa

LoW

LoAW ==ϕ

ϕ

698,00414,074,0 =−=−= LtLo ϕεε


( )

36,03/2

1'

195,1−

−=

Log

scgg GdG

SF

εµ

( ) smkmolFg ./0134,0698,0110.0135,0

5414,10725,00517,0

0623,0195,1 236,0

33/2 =

−

××=

−

−


5,045,0

'1,25 cll

s

L

sl SLdDdk

=

µ

)/det(./10.919,1

0725,010.73,3626,21559

10.8007,0894,10725,01,25

325

115,0

45,0

3

mkmolmkmol

kl

−

−

−

=

×=

C = 3/315,5518

68,995 mkmolBM air

air ==ρ

FL = kl x C = 1,919.10-5 × 55,315 = 0,00106 kmol/m2.det

Fg aA = 0,0134 × 87,895 = 1,182 kmol/m3.det

Fl aA = 0,00106 × 87,895 = 0,0933 kmol/m3.det

6. Perhitungan Height of gas phase transfer unit, Htg

Htg = maF

G

Ag

0526,0182,10623,0

== (Treybal, 1981)


7. Perhitungan Height of liquid phase transfer unit, Htl

L = det./105,018894,1' 2mkmol

BML

==

Htl = maFL

Al

127,10933,0105,0

== (Treybal, 1981)

Faktor absorpsi (A) berkisar antara 1,25-2 (Treybal, 1981), diambil A = 1,25.

Dari lampiran A dapat dihitung fraksi gas:

• y1 = 0,45

• y2 = 0,043

• x2 = 0

Rasio distribusi kesetimbangan:

m = 351,125,1det./0623,0

det./105,02

2

=×

=mkmol

mkmolGAL

291,5

25,111

25,11

25,111

0043,0045,0ln

11

111ln22

21

=−

+

−×

−−

=−

+

−

−−

=

A

AAx

mxymxy

N toG

8. Perhitungan Height of transfer unit, HtoG

HtoG = HtG + A

HHH

LmG tL

tGtL +=

= 0,0526 + 25,1

127,1

= 0,954

9. Perhitungan tinggi absorber

Tinggi packing, z :

z = HtoG x NtoG = 0,954 × 5,291 = 5,05 m

Tinggi head packing, h :

h = ¼ Dt = ¼ x 0,155 = 0,0388 m

Tinggi absorber, HAb:

HAb = 5,05 + 2(0,0388) = 5,128 m

10. Perhitungan tebal dinding

Tekanan gas 1 atm = 1,013125 bar = 14,69 psia

Diameter, D = 0, 155 m = 6,1 in


Joint effisiency, E = 0,85

Allowable stress, S = 500 psia


Direncanakan umur alat, A = 10 tahun

Pdesign = (1+0,2) × 14,69 = 17,628 psia

t = CAPExS

DxP+

− 2,12

inxx

4,110125,069,142,185,05002

1.6628,17=×+

×−×

=

Maka, dipilih plate dengan tebal 1,5 in.

C. 21 Reaktor (R-201)

Fungsi : Sebagai tempat melangsungkan reaksi antara gypsum dan

larutan amonium karbonat

Jenis : tangki berpengaduk turbin kipas enam daun dengan tutup dan

alas ellipsoidal

Bahan konstruksi : Stainless Steel SA–240, Grade A

Jumlah : 1 uni

Kondisi operasi

Tekanan (P) : 1 atm

Temperatur (T) : 343,15 K

Tabel C.8 Data pada Reaktor (R-201)

Komponen F (kg/jam) xi ρ (kg/m3) ρ campuran (kg/m3) μ (Cp) ln (μ).xi (NH4)2CO3 2816,38 0,1425 768,89 109,57 1,58 0,07 CaSO4.2H2O 4472,24 0,2263 1121,29 253,73 5000,00 1,93 (NH4)2SO4 2763,25 0,1398 1091,43 152,59 2,18 0,11 CaCO3 2093,37 0,1059 704,81 74,65 230,00 0,58 H2O 7568,28 0,3829 977,81 374,44 0,41 -0,35 NH3 22,01 0,0011 384,16 0,43 0,00 -0,01 CO2 28,49 0,0014 146,56 0,21 0,00 -0,02 19764,02 1,0000 965,62 2,30

μ campuran (Cp) 10,01


Laju massa = 14091,63 kg/jam


Keamanan = 20 %

Waktu tinggal (τ) = 5 jam

(1) Ukuran tangki,

Volume larutan = 33 97,72

/62,9655/63,14091 m

mkgjamxjamkg

=


Volume tangki = (1 + 20%) . ( )τ .(Vo)

= (1,2) x 72,97 m3 = 87,58 m3

Perbandingan tinggi dengan diameter tangki (D : Hs) = 4 : 5

Volume silinder (Vs)= 2

41 Dπ ( )sH =

DD

45

41 2π = 3

165 Dπ

Tutup dan alas tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor

adalah 2 : 1, sehingga,

Tinggi head (Hh) = 61 D (Halaman 80, Brownell & Young, 1959)

V2 tutup ellipsoidal (Vh) = ( )( )( ) ( ) ( ) 322

122

61

42

4DDDHD h

πππ=

=

Vt = Vs + Vh =

+

33

12165 DD ππ = 3

4819 Dπ

Diameter tangki (D) = 3

1948

πtxV

= 3

1956,8748

πx

= 4,13 m

= 162,60 in = 13,55 ft

Tinggi silinder (Hs),

Hs = 45 D =

45 (4,13 m) = 5,16 m

Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 61 D =

61 (4,13 m) = 0,69 m

Tinggi tangki (HT) = Hs + (Hh .2) = 5,16 m + [(0,69 m).(2)] = 5,85 m


(2) Tekanan desain,

Volume tangki = 87,56 m3

Volume cairan = 72,97 m3

Tinggi tangki = 5,85 m

Tinggi cairan dalam tangki = diameter shell untuk tangki berpengaduk aliran

turbulen (Mc Cabe et.al, 1999).

Tinggi cairan = 4,13 m = 162,60 in

Tekanan hidrostatis = (ρ umpan) (g) (tinggi cairan dalam tangki)

= (965,62 kg/m3) (9,8 m/s2) (4,13 m)

= 39,08 kPa = 5,67 psia

Tekanan operasi (Po) = Po + Phidrostatik

= (1x14,7 psia) + 5,67 psia

= 24,44 psia

Faktor keamanan untuk tekanan = 20%

Tekanan design (Pd) = (1 + fk) Poperasi

= (1 + 0,2) (24,44 psia)

= 29,32 psia

(3) Tebal dinding (d) tangki (bagian silinder)




Faktor korosi (c) = 0,35 in/tahun = 0,014 in/tahun (Perry & Green, 1999)

in 1,30

/014,010psia) 0,6(160,62psia85)(18700)(0,

in) (160,62 (29,32)

.0,6PSE

PDt

=

+−

=

+−

=

tahuninxtahun

Cn

Tebal shell standar yang digunakan = 1 3/8 in (Brownell & Young,1959)

(4) Tebal tutup tangki,


Tebal tutup atas yang digunakan = 1 3/8 in.

(5) Pengaduk (impeller)

Jenis : turbin kipas enam daun



Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 13,55 ft = 4,52 ft E/Da = 1 ; E = 4,52 ft L/Da = ¼ ; L = ¼ × 13,55 ft = 3,70 ft W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 13,55 ft = 2,96 ft J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 13,55 ft = 1,13 ft 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 Asumsi : Kecepatan pengadukan, N = 1,5 putaran/det ρcamp = 965,62 kg/m3 = 60,28 lbm/ft3

µcamp = 10,01 Cp = 0,01 lb/ft det Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2

aRe = (Geankoplis, 1997)

( )( ) 74,274204lb/ft.s0,01

)52,4(rps 1,5lbm/ft60,28N23

Re ==ft


c

5a

3T

gρ.D.nK

P = (McCabe, 1999)

Kt = 1,65 (McCabe, 1999)

Hp69,35ft.lbf/det 5501hp

.detlbm.ft/lbf 32,174)lbm/ft(60,28ft) .(4,52t)(1,5put/de1,65P 2

353

=

×=


Daya motor penggerak = 8,0

69,35 Hp= 44,61 Hp

(6) Menghitung Jaket Pendingin

Jumlah air pendingin (30oC) = 969,28 kg/jam (Lampiran B)


Densitas air pendingin = 995,68 kg/m3 = 62,16 lb/ft3 (Kern, 1965)

Laju alir air pendingin (Qw) = kg/m995,68

kg/jam969,283

= 0,97 m3/jam = 0,0003 m3/s

Ditetapkan jarak jaket (γ) = 5 in sehingga :

Diameter dalam jaket (D1) = diameter dalam + (2 x tebal dinding)

+ (2 x jarak jaket)

= 160,62 in + [2 (1,375 in) + (2 x 5 in)]

= 175,35 in

(7) Tebal dinding jacket

Bahan : Carbon Steel Plate SA-285 grade C

H jaket = 4,13 m = 160,62 in = 13,55 ft

psiaHP aH 42,5

144)16,62)(155,13(

144)1(

=−

=−

=ρ

Pdesain = (1+0,2){(14,7 psia x 1) + 5,42 psia} = 24,14 psia

intahuninxtahun

Cn

29,1)/01563,0(10psia,6(24,14)0psia85)(12650)(0,

in/2)(160,62 psia)(24,14

.0,6PSE

PRtj

=+−

=

+−

=

Dipilih tebal jaket standar = 1,375 in (Brownell & Young, 1959)


= 175,35 in + ( 2 x 1,375 in )

= 177,95 in

(8) Luas yang dilalui air pendingin (A)

A = 4π (D22-D12) =

4π (177,95 2 – 175,35 2) = 719,82 in2 = 0,46 m2

Kecepatan air pendingin (v),

v = A

Qw = 2

3

m 0,46/jamm 0,97 = 2,10 m/jam = 0,000582 m/s

(9) Desain cerobong untuk tempat keluaran gas buangan (CO2 dan NH3) :

Tabel C.9 Data Cerobong Reaktor 201

Komponen F (kg/jam) xi ρ (kg/m3) ρ campuran (kg/m3) CO2 28,49 0,56 146,56 82,68 NH3 22,01 0,44 384,16 167,45 50,50 1,00 250,13


Laju alir = 50,50 kg/jam


Direncanakan cerobong berbentuk silinder tanpa tutup, untuk faktor keamanan maka

didesain dengan :

H = 10 m

D = 0,5 m = 19,68 in

P desain = (1+20%) x 14,7 psia = 17,64 psia

Sehingga tebal dinding cerobong :

in 13,1

/11,010psia) 0,6(17,64psia85)(12650)(0,

in) (19,68 psia)(17,64

.0,6PSE

PRt

=

+−

=

+−

=

tahuninxtahun

Cn

Dipilih tebal cerobong = 1 1/4 in


Fungsi : Mengalirkan gas amonia dan karbon dioksida dari Reaktor

(R-201) Ke Cooler (E-202)


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi

Suhu : 70 ºC = 343 K

Tekanan : 1 atm


Tabel C.10 Komposisi gas

Komponen BM Laju alir

(kmol/jam)

Fraksi mol (%) % mol x BM

Karbon dioksida 44 0,6474 33,3 14,667

Amonia 17 1,2949 66,7 11,333

Total 26,000



2734,22

%KTKBMmol

×× =

343273

4,2226

× = 0,924 kg/m3

Laju alir volumetrik gas, Q = 3/924,0/45,50

mkgjamkgF

=ρ

= 54,663 m3/jam = 32,17 ft3 / menit





Sehingga,

33000 32,1170,75144P ××

= = 0,1 HP

Maka dipilih blower dengan daya motor 0,1 HP

C. 23 Cooler CO2 NH3 (E-202)

Fungsi : Menurunkan suhu karbon dioksida dan amonia

Jenis : Double pipe heat exchanger

Dipakai : Pipa 2 × 1 1/4 in IPS, 8 ft

Jumlah : 1 unit

Fluida panas : Gas CO2 dan NH3



Temperatur keluar (T2) : 44 oC = 111,2 oF

Fluida dingin : Air




Panas yang diserap (Q) : 1890,7696 kJ/jam = 1792,096 Btu/jam Perhitungan



Tabel C.11 Data Suhu




T2 = 111,2 Temperatur yang

lebih rendah t1 = 86 ∆t2 = 25,2

T1 – T2 = 46,8 Selisih t2 – t1 = 36

)ln(1

2

12

tt

ttLMTD

∆∆

∆−∆=

−=

−=

3625,2ln

362,25

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 = 30,28oF

(5) Temperatur kalorik (Tav dan tav)

2TT

T 21av

+=

22,111158 +

= = 134,6 °F

2tt

t 21av

+=

212286 +

= = 104°F

Fluida panas : anulus

(3) Luas aliran,

ft1723,012

2,0672D ==

ft1383,012

1,661D == (Tabel 11, Kern,

1965)

20,00826

4

)21D2

2(Daa

ft=

−=

π

Diameter ekivalen = De

ft 0,0761D

)21D2

2(D

=

−=De

(4) Kecepatan massa

Fluida dingin: pipa

(3) D = ft115,012

1,38=

20,0104ft4

2Dpa ==

π

(4) Kecepatan massa

dengan menggunakan persamaan 7.2

(Kern, 1965)

2ftjammlb

4804,8 0,0104

49,881pG

⋅==

(5) Pada tav = 104 °F, diperoleh:

µ = 0,7 cP = 1,694 lbm/ft, jam

μpDG

pRe = (Kern, 1965)


aaW

aG =

2ftjammlb

741,13463

0,00826 111,333

aG

⋅=

=

(5’) Pada Tav = 134,6 °F

µ = 0,0139 cP

= 0,0337 lbm/ft, jam

(Gambar 15, Kern, 1965)

μaGeD

Rea

×=

92,303660,0337

741,134630,076aRe

=

×=

(6’) Dari gambar 24 diperoleh

JH =100

(Kern, 1965)

(7’) Pada Tav = 134,6 °F, maka

c = 0,348 Btu/lbm ,0F

k = 0,0133 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

0,958

31

0,01470,03170,463

1

=

×=

⋅

kc µ

(8’) Dari pers 6.15b

h0 =14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

= 1958,0076,00133,0100 ×××

= 16,802 Btu/(jam)(ft2)(0F)

1818,3261,694

4804,8 115,0pRe =

×=

(6) Taksir JH dan diperoleh

JH = 4,5


(7) Pada tav = 104 °F,

c = 1 Btu/(lbm)( 0F)

k = 0,3785 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

648,13

1

0,3785694,113

1=

×=

⋅

kc µ

(8)hi = 14,0

31

⋅

wkc

Dk

HJµµµ

hi = 1648,1115,03785,05,4 ×××

= 24,408 Btu/(jam)(ft2)(0F)

(9) Koreksi hio terhadap permukaan

Persamaan 6.5 Kern, 1965

hi0 = hi 66,138,1408,24 ×=

ODID

= 20,29 Btu/(jam)(ft2)(0F)


(10) Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)

F.ft.Btu/jam19,9

29,0216,802 29,0216,802

hhhh

U 2

oio

oioC °=

+×

=+×

=

(11) Koefisien Keseluruhan desain

002,0

9,191R

U1

U1

DCD

+=+= (jam)(ft2)(0F)/Btu

UD = 9,025 Btu/(jam)(ft2)(0F)

(13) Luas permukaan yang diperlukan

Q = tAUD ∆××

Luas Penampang, A = 557,628,30 9,025

1792.096tU

Q

D

=×

=∆×

ft2

Panjang yang diperlukan = 075,15435,0

6,557= ft

Berarti diperlukan 1 pipa hairpin 8 ft yang disusun seri

Luas sebenarnya = 1 x 2 x 8 x 0,435 = 6,96 ft2

UD = 5,828,130 6,96

31792,096tA

Q=

×=

∆× Btu/(jam)(ft2)(0F)

RD = 0,0088,5 19,9

8,5 19,9UUUU

DC

DC =×−

=×−

(jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop


(1) De’ untuk pressure drop berbeda

dengan heat transfer

De’ = (D2 – D1)

= (0,1723 – 0,1383) ft = 0,0339 ft

Rea = 13525,379

f = 0,0035 + 008,042,0379,13525

0,264=

(Kern, 1965)

S = 1,11; ρ = 1,11 × 62,5 = 69,624 lb/ft3

Fluida dingin : inner pipe

(1) Untuk Rep = 326,1818, aliran laminar

jadi menggunakan persamaan :

f = 0,0267

S = 1; ρ = 1 × 62,5 = 62,5 lb/ft3


(2)

0007,0Dg2L4fG

= Fae

2

2a =∆

ρ

(3) V =624,693600

13463,7413600

G a

×=

ρ fps

= 0,0537 fps

ft 00013,02,322 0,05373

23

2

'

2

=

×

×=

×=

gVFi

∆Pa = 144

624,69)00013,0(0,0007 ×+ psi

= 0,0004 psi

∆Pa diterima,

∆Pa yang diperbolehkan < 2 psi

(2) e

2

2a

Dg2L4fG

= Fpρ

∆

= 0,0001 ft

(3) ∆Pp = 510.5,4144

5,62 0,0001 −=× psi

∆Pp diterima ,

∆Pp yang diperbolehkan < 10 psi

C. 24 Rotary Vacuum Filter (FL-201)

Fungsi : untuk memisahkan cake dari filtrate

Bahan : Carbon Steel

Total : 1 unit

Kondisi Operasi:

Tekanan : 1 atm

Temperatur masuk : 343,15 K

Temperatur Keluar : 303,15 K

Laju massa feed : 16849,35 kg/jam

Densitas campuran : 965,62 kg/m3


Filtrat

Tabel C.12 Data pada filtrat

Komponen F

(kg/jam) xi ρ

(kg/m3) ρ campuran

(kg/m3) μ (Cp) ln (μ).xi (NH4)2SO4 2746,67 0,21 1096,59 225,89 2,18 0,16 (NH4)CO3 729,69 0,05 768,89 42,08 1,58 0,03 H2O 9857,68 0,74 977,81 722,88 0,41 -0,67 Total 13334,05 1,00 990,84 -0,48 μ campuran (Cp) 0,62

Laju alir filtrat = 13334,05 kg/jam

Densitas filtrat = 990,84 kg/m3

Volume filtrat = 3/84,990/05,13334mkgjamkg = 13,46 m3/jam

Cake

Tabel C.13 Data pada Cake

Laju alir cake = 3515,31 kg/jam

Densitas cake = 850,49 kg/m3

Volume cake = 3/49,850/31,3515

mkgjamkg = 4,13 m3/jam

Data (Walas, 1990):

Specific resistance of the cake (α) = 2,21E+11 m/kg

Time of formation (tF) = 34,60 min

Ketebalan cake (L) = 1 cm = 0,01 m

Cloth resistance (Rf) = 1,00E+10 m-1

1-ɛo = 0,23

Komponen F (kg/jam) xi ρ (kg/m3) ρ campuran (kg/m3) μ (Cp) ln (μ).xi CaSO4.2H2O 871,64 0,25 1121,29 278,03 5000,00 2,11

H2O 518,83 0,15 977,81 144,32 0,41 -0,13 (NH4)2SO4 16,58 0,00 1096,59 5,17 2,18 0,00

(NH4)2CO3 14,89 0,00 768,89 3,26 1,58 0,00 CaCO3 2093,37 0,60 704,81 419,72 230,00 3,24

3515,31 1,00 850,49 5,22



βo = 0,06

∆P = 500 torr = 66661,18 Pa

pa = 7 kPa =7000 Pa

ps = 1 atm = 101325 Pa

Porosity, ( )

+−−=

papsxo 111 εε (Walas, 1990)

( ) ( ) 73,07000

101325123,01111 =

+−=

+−−=

PaPax

papsxoεε

Cycle time (tc) = 5 min = 300 s

fk = 0,30

17,1)/33,518/31,3515

/31,3515=

−=

−=

jamkgjamkgjamkg

airLajucakeLajucakeLajum

( )

( )

18,0/35,16849

/83,518/31,3515

=

−=

−=

jamkgjamkgjamkg

feedmassaLajucakedalamairmassaLajucakemassaLajuCx

filtratmpadakgx

mkgmC

Caircsx

x 33

tan/74,219)18,017,11(

/81,977)1(

=−

=−

−=

ρ

Debit aliran (Q) = Laju massa feed/ densitas campuran

= 16849,35 kg/jam : 965,62 kg/m3

= 17,45 m3/jam = 0,0048 m3/s

Dimana:

tVQ = ;

Sehingga diperoleh:

233

3

/01,0tan/74,219

)73,01(/62,96501,0 mmfiltratmpadakg

mkgxmAV

=−

=

Luas penyaringan efektif (A):

)(AVCsRfxQPAx αµ +=∆

( )2

233

23

88,2518,66661//01,0tan/74,21923,0()1000,1(

/.0006,0/45,17

mPammxfiltratmpadakgxE

xmsNxjammA

=

++

=

)(AVCsRf

PxAtVQ

αµ +

∆==

AVcsL

s )1( ερ −=


A = 25,88 m2 = 278,62 ft2

Maka untuk A = 25,88 m2 = 26 m2, volume filter:

V/A = 0,01 m3/m2

Volume (V) = 0,01 m3/m2 x 26 m2 = 0,30 m3

Kecepatan (v) = smEs

mmt

AV

c

/50,4300

/01,0/ 23

−==

Dengan A = 278,62 ft2 maka dari Tabel 11.12 Walas dipilih desain rotary vacuum

filter sebagai berikut:

Panjang = 12,00 ft

Diameter drum = 8,00 ft

Kecepatan putaran minimum = fk/tc = 0,30/300,00 s = 0,0010 rps

C. 25 Pompa Amonium sulfat (P-203)

Fungsi : memompa amonium sulfat dari filter ke unit netralisasi


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

- Tekanan = 1 atm

- Temperatur = 65oC





= 0,132 ft3/s =0,0037 m3/s

Perhitungan:



= 0,072m = 2,833 inc


Ukuran nominal : 3 in



Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0,2557ft





V = Q/Ai = 0,132 ft3/s / 0,05131 ft2 = 2,5733 ft/s

NRe = ρVD/µ

= (61,85 lbm/ft3).(2,5733 ft/s).( 0,2557 ft)/( 0,0004)



Pada NRe = 97681,258 dan ε/D = 0,0006 diperoleh harga faktor fanning,untuk

turbulen f = 0,0053(Fig.2.10.3) (Geankoplis, 1997)

3. Friction loss


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 2,573301

2



v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

2,5733 2

= 0,154 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

2,5733 2

= 0,2058 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,0053)( )( )

( ) ( )174,32.2.0,2557 2,5733.30 2

= 0,256 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= ( ) ( )( )174,32122,573301

2

− = 0,1029 ft.lbf/lbm





½ αgc (v22 – v1

2)+g/gc (z2- z2)+(P2-P1)/ρ + ∑F + Ws = 0


= 0 ; P1= P2 ; ΔP = 0

Maka:


0 + 32,174/32,174. (11) + 0 + 0,7705+ Ws = 0


5. Daya pompa, Wp


Ws = - η x Wp




hp/.550

1= 0,22 hp


C. 26 Tangki Penyimpanan H2SO4 98 % (TK-201)

Fungsi : Sebagai tempat penyimpanan H2SO4 98 %

Bahan konstruksi : Stainless Steel SA–240, Grade A tipe 304

Bentuk : Tangki silinder vertikal dan tutup torrispherical

Jumlah : 4 unit

Kebutuhan : 20 hari

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm




Tabel C.14 Data pada Tangki Penyimpanan H2SO4 98 %

Komponen F (kg/jam) Fraksi berat ρ (kg/m3) ρ campuran (kg/m3) H2SO4 744,90 0,98 1826,10 1789,58 H2O 15,20 0,02 997,08 19,94 Total 760,10 1,00 1809,52


Hitungan:

1. Volume tangki



= 201,63 m3


63,201)2,01( x+

m3 = 60,49 m3

2. Diameter dan lebar shell

Untuk tekanan 0-250 psia, digunakan Di : hs = 1 : 3

Sehingga :

Volume shell (Vs) : 32

43

41

ii DhsDVs ππ ==

Volume tutup (Vh) : 3

241

iDVh π=

Volume tangki, V = Vs + Vh

33

2419)

241

43( ii DDV ππ =+=

ftmx

xDi 51,990,219

49,60243/1

==

=

π= 114,09 in

hs = 3 x 2,90 m = 8,69 m = 28,52 ft

3. Tebal Shell




Faktor korosi (c) = 0,35 mm/tahun = 0,014 in/tahun (Perry & Green, 1999)

D = 2,90 m = 114,09 in

R = D/2 = 114,09 in/2 = 57,04 in

Tekanan desain = [(1+0,2) x (1 x 14,7)] + 14,7 psia = 32,33 psig

Tebal shell tangki:

in 0,254

014,010psia) 0,6(32,33)psia)(0,85 (12650

)in (57,04 psia) (32,33

.0,6PSE

PRt

=

+−

=

+−

=

inx

Cn



4. Tebal tutup tangki


Tebal tutup atas yang digunakan = 3/8 in

6. Straight-flange dan tinggi tutup

Dari tabel 5.11 Brownell & Young, untuk tebal head 0,25 in diperoleh panjang

standar untuk sf (straight-flange) untuk tangki bertutup torrispherical adalah:

sf = 2 - 2,25 in

Dipilih 2 in

hh : Di = 1 : 4

hh = ¼ x 2,90 m = 0,72 m = 28,52 in

Tinggi total = hs + hh = 8,69 m + 0,72 m = 9,42 m = 370,78 in

C. 27 Pompa Asam sulfat (P-201)

Fungsi : memompa asam sulfat dari tangki penyimpanan ke unit netralisasi


Jumlah : 1 unit

Bahan kontruksi : Stainless Steel

Kondisi operasi :

- Tekanan = 1 atm

- Temperatur = 30oC


- Densitas = 1826,1 kg/m3 = 114 lbm/ft3

- Viskositas campuran = 19 cP = 0,0128 lbm/ft.jam = 0,019 Pa s

- Laju alir volumetrik, Q = F/ρ = 0,4655 lbm/s/ 114 lbm/ft3

= 0,0041 ft3/s =0,0001 m3/s

Perhitungan:


Desain pompa : Di,opt = 0,133 (Q)0,4 (μ)0,13 (Peters, et.al., 2004) = 0,133 (0,0001 m3/s )0,4 (0,019 Pa s)0,13

= 0,0016 m










V = Q/Ai = 0,0041 ft3/s / 0,0004 ft2 = 10,208 ft/s

NRe = ρVD/µ

= (114 lbm/ft3).(10,208 ft/s).( 0,0224 ft)/( 0,0128)

= 2043,2038 (aliran laminar)


Pada NRe = 2043,2038

diperoleh harga faktor fanning,untuk laminar f = 16/2043,2038 = 0,0078

3. Friction loss


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 10,20801

2

− = 0,8097 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

10,208 2

= 2,429 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

10,208 2

= 3,2387 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,0078)( )( )

( ) ( )174,32.2.0,0224 10,208.30 2

= 67,883 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= ( ) ( )( )174,3212 10,20801

2

− = 1,6194 ft.lbf/lbm





½ αgc (v22 – v1

2)+g/gc (z2- z2)+(P2-P1)/ρ + ∑F + Ws = 0


= 0 ; P1= P2 ; ΔP = 0

Maka:


0 + 32,174/32,174. (10) + 0 + 75,979 + Ws = 0


5. Daya pompa, Wp


Ws = - η x Wp




hp/.550

1= 0,09 hp


C. 28 Heater asam sulfat (E-201)

Fungsi : Menaikkan suhu asam sulfat sebagai umpan reaktor



Jumlah : 1 unit





Fluida dingin : Asam sulfat




Panas yang diserap (Q) 41406,736 kJ/jam = 39245,859 Btu/jam


Perhitungan








T1 – T2 = 0 Selisih t2 – t1 = 63

)ln(1

2

12

tt

ttLMTD

∆∆

∆−∆=

−=

−

=

99162ln

99162

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 = 127,925 oF


2TT

T 21av

+=

2248248 +

= = 248 °F

2tt

t 21av

+=

214986 +

= = 117,5 °F

Fluida panas : anulus, Steam

(3) Luas aliran,

ft1723,0

122,067

2D ==

ft1383,0

121,66

1D ==

(Tabel 11, Kern, 1965)

20,00826

4

)21D2

2(Daa

ft=

−=

π


ft 0,0761D

)21D2

2(D

=

−=De

Fluida dingin: pipa, mother liquor

(3) D = ft115,012

1,38=

20,0104ft4

2Dpa ==

π

(4) Kecepatan massa


(Kern, 1965)

2ftjammlb

158185,751 0,0104

1642,2251pG

⋅==

(5) Pada tav = 117,5 °F, diperoleh:

µ = 12 cP = 29,04 lbm/ft, jam


(4) Kecepatan massa

aaW

aG =

2ftjam

mlb966,5012

0,00826 41,453

aG

⋅=

=

(5’) Pada Tav = 248 °F

µ = 0,0131 cP


(Gambar.15, Kern, 1965)

μaGeD

Rea

×=

28,120410,0317

966,50120,076aRe

=

×=


JH = 43

(Kern, 1965)

(7’) Pada Tav = 248 °F, maka

c = 0,46 Btu/lbm ,0F

k = 0,0147 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

0,997

31

0,01470,03170,463

1

=

×=

⋅

kc µ


h0 =14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

= 1997,0076,0

0147,043 ×××

= 8,278 Btu/(jam)(ft2)(0F)

μpDG

pRe = (Kern, 1965)

424,626

29,04158185,751 115,0

pRe =×

=


JH = 4,9

(Gambar. 24, Kern, 1965)

(7) Pada tav = 117,5 °F,

c = 0,36 Btu/(lbm)( 0F)

k = 0,21 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

678.3

31

0.2104,290,363

1=

×

=

⋅

kc µ

(8)hi = 14,0

31

⋅

wkc

Dk

HJµµµ

hi = 1678,3115,021,09,4 ×××

= 32,916 Btu/(jam)(ft2)(0F)



hi0 = hi 66,138,1916,32 ×=

ODID

= 27,364 Btu/(jam)(ft2)(0F)



F.ft.Btu/jam 355,6

8,27827,364 8,27827,364

hhhh

U 2

oio

oioC °=

+×

=+×

=


002,0

6,3551R

U1

U1

DCD

+=+= (jam)(ft2)(0F)/Btu

UD = 6,276 Btu/(jam)(ft2)(0F)


Q = tAUD ∆××

Luas Penampang, A = 882,48925,127 6,276 39245,859

tUQ

D

=×

=∆×

ft2


48,882= ft



UD = 877,5925,127 52,2

39245,859tA

Q=

×=


RD = 0,0125,877 355,6

5,877 355,6UUUU

DC

DC =×−

=×−

(jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

Fluida panas : anulus, Steam



De’ = (D2 – D1)

= (0,1723 – 0,1383) ft = 0,0339 ft

Rea = 5363,166

f = 0,0035 + 01,042,0166,5363

0,264=

(Kern, 1965)

S = 1; ρ = 1 × 62,5 = 62,5 lb/ft3

Fluida dingin : inner pipe, Air



f = 0,0211

S = 1,84; ρ = 1,84 × 62,5 = 115 lb/ft3


(2)

000116,0Dg2L4fG

= Fae

2

2a =∆

ρ

(3) V =5,623600

5012,9653600

G a

×=

ρ fps

= 0,022 fps

ft 10.31,22,322

0,0223

23

52

'

2

−=

×

×=

×=

gVFi

∆Pa = 144

5,26)10.31,2(0,00116 5 ×+ −

psi

= 0,0005 psi

∆Pa diterima,

∆Pa yang diperbolehkan < 2 psi

(2) e

2

2a

Dg2L4fG

= Fpρ

∆

= 0,199 ft

(3) ∆Pp = 159,0144

115 0,199=

× psi

∆Pp diterima ,


C. 29 Reaktor (R-202)

Fungsi : Sebagai tempat melangsungkan reaksi antara reaktan

amonium karbonat sisa dan asam sulfat

Jenis : tangki berpengaduk turbin enam daun dengantutup dan alas

ellipsoidal

Bahan konstruksi : Stainless Steel SA–240, Grade A

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan (P) : 1 atm

Temperatur (T) : 338,15 K

Laju massa = 14094,15 kg/jam


Keamanan = 20 %

Waktu tinggal (τ) = 1 jam


Tabel C.16 Data pada Reaktor (R-202)

Komponen F (kg/jam) xi ρ (kg/m3) ρ campuran (kg/m3) μ (Cp) ln (μ).xi (NH4)2SO4 2746,67 0,19 1137,41 216,52 2,38950 0,17 (NH4)2CO3 729,69 0,05 827,21 41,83 1,73782 0,03 H2SO4 744,90 0,05 1797,60 92,80 7,50000 0,10 H2O 9872,89 0,68 998,96 683,55 0,43555 -0,57 CO2 334,44 0,02 987,92 22,90 0,00002 -0,25 14428,59 1057,61 -0,53


1. Ukuran tangki,

Volume larutan 33 33,13

/61,10571/15,14094 m

mkgjamxjamkg

==


Volume tangki = (1,2) x 13,33 m3 = 15,99 m3

Perbandingan tinggi dengan diameter tangki (D : Hs) = 4 : 5

Volume silinder (Vs)= ( )sHD2

41 π =

DD

45

41 2π = 3

165 Dπ

Tutup dan alas tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor

adalah 2 : 1, sehingga,

Tinggi head (Hh) = 61 D (Halaman 80, Brownell & Young, 1959)

V2 tutup ellipsoidal (Vh) = ( )( )( ) ( ) ( ) 322

122

61

42

4DDDHD h

πππ=

=

Vt = Vs + Vh = 33

121

165 DD ππ + = 3

4819 Dπ

Diameter tangki (D) = 3

1948

πtxV

= 3

3

1999,1548π

mx

= 2,34 m

= 92,25 in = 7,69 ft

Tinggi silinder (Hs),

Hs = 45 D =

45 (2,34 m) = 2,93 m

Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 61 D =

61 (2,34 m) = 0,39 m


Tinggi tangki (HT) = Hs + (Hh .2) = 2,34 m + [(0,39 m).(2)] = 3,71 m

2. Tekanan desain,

Tinggi cairan dalam tangki = diameter shell untuk tangki berpengaduk aliran

turbulen (Mc Cabe et.al, 1999).

Tinggi cairan = 2,34 m = 92,25 in

Tekanan hidrostatis = (ρ umpan) (g) (tinggi cairan dalam tangki)

= (1057,61 kg/m3) (9,8 m/s2) (2,34 m)

= 24,29 kPa

Poperasi = Po + Phidrostatik

= (1x101,325 kPa) + 24,29 kPa

= 125,61 kPa = 18,22 psia

Faktor keamanan untuk tekanan = 20%

Pdesign = (1 + fk) Poperasi

= (1 + 0,2) (18,22 psia) = 21,86 psia

3. Tebal dinding (d) tangki (bagian silinder),




Faktor korosi (c) = 0,35 in/tahun = 0,014 in/tahun (Perry & Green, 1999)

in 2035,0

/014,010psia) 0,6(21,8685)psia(18700)(0,

in/2) (92,25 (21,86)

.0,6PSE

PRt

=

+−

=

+−

=

tahuninxtahun

Cn


4. Tebal tutup tangki,


Tebal tutup atas yang digunakan = 1/4 in.

5. Pengaduk (impeller),

Jenis : turbin enam daun


Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 7,69 ft = 1,54 ft E/Da = 1 ; E = 1,54 ft


L/Da = ¼ ; L = ¼ × 7,69 ft = 0,38 ft W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 7,69 ft = 0,31 ft J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 7,69 ft = 0,64 ft 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 Asumsi : Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det ρcamp = 1057,61 kg/m3 = 66,02 lbm/ft3

µcamp = 0,59 Cp = 0,0004 lb/ft det Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2

aRe =

(Geankoplis, 1997) ( )( ) 67,392990

lb/ft.s0,0004)54,1(rps 1lbm/ft66,02N

23

Re ==ft


c

5a

3T

gρ.D.nK

P = (McCabe, 1999)

Kt = 0,32 (McCabe, 1999)

Hp01,0ft.lbf/det 5501hp

.detlbm.ft/lbf 32,174)lbm/ft(66,02ft).(1,54put/det)(10,32P 2

353

=

×=



01,0 Hp= 0,0128 Hp

6. Menghitung Jaket Pendingin,

Jumlah air pendingin (30oC) = 317,77 kg/jam (Lampiran B)

Densitas air pendingin (30oC) = 995,68 kg/m3 = 62,16 lb/ft3 (Kern. 1965)

Laju alir air pendingin (Qw) = kg/m68,599

kg/jam317,773

= 0,32 m3/jam

Ditetapkan jarak jaket (γ) = 5 in sehingga :


Diameter dalam jaket (D1) = diameter dalam + (2 x tebal dinding) +

(2 x jarak jaket)

= 92,25 in + [2 (1,25 in) + (2 x 5 in)]

= 104,75 in

7. Tebal dinding jacket

Bahan : Stainless Steel SA–283, Grade C

H jaket = 2,34 m = 92,25 in = 7,69 ft

PH = psiakPaH

P aH 89,294,22

144)16,62)(169,7(

144)1(

==−

=−

=ρ

Pdesain = (1+20%)[(14,7 psia x 1) + 2,89 psia] = 21,10 psia

intahuninxtahun

Cn

2013,0)/01563,0(10psia,6(21,10)0psia85)(12650)(0,

in/2)(92,25 psia)10,1(2

.0,6PSE

PRtj

=+−

=

+−

=

Dipilih tebal jaket standar = 0,25 in (Brownell & Young, 1959)


= 104,75 in + ( 2 x 0,25 in )

= 105,16 in

8. Luas yang dilalui air pendingin (A),

A = 4π (D22-D12) =

4π (105,16 in 2 – 104,75 in 2) = 66,84 in2 = 0,04 m2

Kecepatan air pendingin (v),

v = A

Qw = 2

3

m 0,04/jamm 320,

= 7,38 m/jam = 0,12 m/s

9. Desain cerobong untuk tempat keluaran gas buangan (CO2 dan NH3) :



Direncanakan cerobong berbentuk silinder tanpa tutup, untuk faktor keamanan maka

didesain dengan :

H = 10 m

D = 0,5 m = 19,68 in

P desain = (1+20%) x 14,7 psia = 17,64 psia

Sehingga tebal dinding cerobong :


in0,1509

/11,010psia) 0,6(17,64psia85)(18700)(0,

in) (19,68 psia)(17,64

.0,6PSE

PRt

=

+−

=

+−

=

tahuninxtahun

Cn

Dipilih tebal cerobong =1/4 in


Fungsi : Mengalirkan karbon dioksida dari Reaktor (R-201) ke

tangki T-102


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi

SuhU : 65 ºC = 338 K

Tekanan : 1 atm


BM kerbon dioksida = 44 kg/kmol


2734,22 KT

KBM× =

338273

4,2244

× = 1,586 kg/m3

Laju alir volumetrik gas, Q = 3/586,1/435,334mkgjamkgF

=ρ

= 210,8 m3/jam = 124,073 ft3 / menit





Sehingga,

33000 073,2410,75144P ××

= = 0,4 HP

Maka dipilih blower dengan daya motor 0,5 HP


C. 31 Cooler CO2 (E-203)

Fungsi : Menurunkan suhu karbon dioksida sebagai umpan absorber



Jumlah : 1 unit

Fluida panas : Gas CO2



Temperatur keluar (T2) : 44 oC = 111,2 oF

Fluida dingin : Air




Panas yang diserap (Q) : 6147,988 kJ/jam = 5827,145 Btu/jam Perhitungan






T2 = 111,2 Temperatur yang

lebih rendah t1 = 86 ∆t2 = 25,2

T1 – T2 = 37,8 Selisih t2 – t1 = 36

)ln(1

2

12

tt

ttLMTD

∆∆

∆−∆=

−=

−

=

2725,2ln

272,25

ΔtΔtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 = 26,09oF


2TT

T 21av

+=

22,111149 +

= = 130,2 °F


2tt

t 21av

+=

212286 +

= = 104°F


(3) Luas aliran,

ft1723,0

122,067

2D ==

ft1383,0

121,66

1D ==

(Tabel 11, Kern, 1965)

20,00826

4

)21D2

2(Daa

ft=

−=

π


ft 0,0761D

)21D2

2(D

=

−=De

(4) Kecepatan massa

aaW

aG =

2ftjam

mlb804,89165

0,00826 737,325

aG

⋅=

=

(5’) Pada Tav = 130,1 °F

µ = 0,017 cP



μaGeD

Rea

×=

53,1650430,017

804,891650,076aRe

=

×=


JH =375 (Kern, 1965)

Fluida dingin: pipa

(3) D = ft115,012

1,38=

20,0104ft4

2Dpa ==

π

(4) Kecepatan massa


(Kern, 1965)

2ftjammlb

15623,2 0,0104

162,194pG

⋅==

(5) Pada tav = 104 °F, diperoleh:

µ = 0,7 cP = 1,694 lbm/ft, jam

μpDG

pRe = (Kern, 1965)

607,1060

1,69415623,2 115,0

pRe =×

=


JH = 4,5 (Kern, 196


(7’) Pada Tav = 130,1 °F, maka

c = 0,215 Btu/lbm ,0F

k = 0,01123 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

0,923

31

0,011230,0170,2153

1

=

×=

⋅

kc µ


h0 =14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

= 1923,0076,0

01123,0375 ×××

= 51,09 Btu/(jam)(ft2)(0F)

(7) Pada tav = 104 °F,

c = 1 Btu/(lbm)( 0F)

k = 0,3785 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

648,1

31

0,3785694,113

1=

×=

⋅

kc µ

(8)hi = 14,0

31

⋅

wkc

Dk

HJµµµ

hi = 1648,1115,03785,05,4 ×××

= 24,408 Btu/(jam)(ft2)(0F)



hi0 = hi 66,138,1408,24 ×=

ODID

= 20,29 Btu/(jam)(ft2)(0F)


F.ft.Btu/jam52,14

09,5129,02 09,5129,02

hhhhU 2

oio

oioC °=

+×

=+×

=


002,0

14,521R

U1

U1

DCD

+=+= (jam)(ft2)(0F)/Btu

UD = 14,113 Btu/(jam)(ft2)(0F)


Q = tAUD ∆××

Luas Penampang, A = 826,1509,26 14,113

5827,145tU

Q

D

=×

=∆×

ft2


15,826= ft




UD = 69,1009,26 20,88

5827,145tA

Q=

×=


RD = 0,0210,69 52,14

10,69 52,14UUUU

DC

DC =×−

=×− (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop




De’ = (D2 – D1)

= (0,1723 – 0,1383) ft = 0,0339 ft

Rea = 73510,133

f = 0,0035 + 006,042,0133,73510

0,264=

(Kern, 1965)

S = 1,51; ρ = 1,51 × 62,5 = 94,93 lb/ft3

(2)

035,0Dg2L4fG= Fa

e2

2a =∆

ρ

(3) V =93,943600

89165,8043600

Ga

×=

ρ fps

= 0,26 fps

ft 00317,02,322

0,263

23

2

'

2

=

×

×=

×=

gVFi

∆Pa = 144

93,94)0031,0(0,035 ×+ psi

= 0,025 psi ∆Pa diterima,∆Pa yang

diperbolehkan < 2 psi

Fluida dingin : inner pipe



f = 0,017

S = 1; ρ = 1 × 62,5 = 62,5 lb/ft3

(2) e

2

2a

Dg2L4fG

= Fpρ

∆

= 0,0022 ft

(3) ∆Pp = 410.5,9144

5,62 0,0022 −=× psi

∆Pp diterima




Fungsi : memompa amonium sulfat dari unit netralisasi ke evaporator


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

- Tekanan = 1 atm

- Temperatur = 65oC





= 0,1238 ft3/s =0,0035 m3/s

Perhitungan:



= 0,0708 m = 2,786 inc









V = Q/Ai = 0,1238 ft3/s / 0,0513 ft2 = 2,4128 ft/s

NRe = ρVD/µ

= (68,077 lbm/ft3).(2,4129 ft/s).( 0,2557 ft)/( 0,0012)




Pada NRe = 33914,93 dan ε/D = 0,0006 diperoleh harga faktor fanning,untuk turbulen

f = 0,0011(Fig.2.10.3) (Geankoplis, 1997)

3. Friction loss


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 2,412801

2

− = 0,0452 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

2,4128 2

= 0,1357 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

2,4128 2

= 0,1809 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,0011)( )( )

( ) ( )174,32.2.0,2557 2,4128.30 2

= 0,4671 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= ( ) ( )( )174,32122,412801

2

− = 0,0905 ft.lbf/lbm




½ αgc (v22 – v1

2)+g/gc (z2- z2)+(P2-P1)/ρ + ∑F + Ws = 0


= 0 ; P1= P2 ; ΔP = 0

Maka:


0 + 32,174/32,174. (30) + 0 + 0,9195+ Ws = 0


5. Daya pompa, Wp


Ws = - η x Wp





hp/.550

1= 0,6 hp


C. 33 Evaporator (EV-201)

Fungsi : menguapkan air untuk pemurnian amonium sulfat


Jumlah : 1 unit

Asumsi instalasi shell dan tube dari tabel 9 dan 10, hal.841-843 (Kern,1965)

Shell :



Passes (n) : 1

Tube :


Diameter luar (OD) : 1 in

BWG : 16

Pitch (triangular) : 1 1/4 in

Passes : 2

Panjang : 16 ft





Fluida dingin : amonium sulfat



Temperatur keluar (t2) : 85oC = 185 oF

Panas yang diserap (Q) : 23074078,25 kJ/jam = 21869920,433 Btu/jam RD yang diijinkan : 0,001


(1) Neraca panas

Preheat

qp = 90996,229 kJ/jam = 86247,784 btu/jam

vaporization

qv = 22983082,023 kJ/jam = 21783758,619 btu/jam








T1 – T2 = 0 Selisih 36 36

)ln(1

2

12

tt

ttLMTD

∆∆

∆−∆=

−

=

−=

6399ln

6399

ΔtΔt

ln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 = 79,648 oF


(∆t)p = 79,648 oF

(∆t)v = 248 oF – 185 oF = 63 oF


2TTT 21

c+

= 2

248248 += = 248 °F

2ttt 21

c+

= 2

185149 += = 167 °F


Berdasarkan Tabel 8 (Kern, 1965, hal.840) diperoleh nilai UD antara 100-500


Dari Tabel 10 (Kern, 1965, hal.843) dengan data OD = 1 in dan BWG =16




ΔtUQA

D ×=

F648,79Fftjam

Btu250

Btu/jam 3321869920,4o

o2 ×⋅⋅

= = 1098,319 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= /ftft0,2618ft16

1098,319t2

2

×= = 262 buah



Preheating:

4. Flow Area (as)

B = 10 in

C’ = PT – OD = 1/4 in

as =TPBCID

×××

144'

= 41

4`1

11441025

×××

= 0,347 ft2


Gs = asW =

0,347114,30335

= 87365,128 lbm/ft2.jam


De = 0,72 in = 0,06 ft

μ = 1,87 cP = 4,524 lbm/ft.jam

Res = µ

GsDe× =4,524

128,863650,06×

= 1158,761


Res = 1158,761

diperoleh jH = 18


4. Flow Area (at)


at’ = 0,594 in2

at = n

atNt×

×144

' = 2144594,0282

××

= 0,581 ft2


Gt = atw =

581,0844,23099

= 39716,045 lbm/ft2.jam



untuk OD = 1 in dan BWG = 16

Dt = 0,87 in = 0,0725 ft

μ = 0,013 cP


Ret = µ

Gt Dt × =03145,0

045,3971607250 ×,

= 91560,22


8. Pada tc = 167oF



3/1

×

kCp µ =

3/1

2,2994,524 786,0

×

= 1,157

9. 3/1

×

×=k

CpDskjHho

µ

157,10,06

299,218 ××=oh

= 797,929 btu/jam.ft.0F


Up

oio

oio

hhhh

Up+

= = 929,7975001929,7975001

+×

= 520,857 Btu/hr.ft2.oF


648,79857,52086247,784

)(UAp

p +=

∆+=

p

p

tq

= 2,079 ft2

Vaporization

6. Pada 185 oF

De = 0,72 in = 0,06 ft

μ = 0,33 cP = 0,798 lbm/ft.jam


Res = µ

GsDe× =0,798

128,863650,06×

= 6566,313


Res = 6566,313

diperoleh jH = 45






3/1

×

kCp µ =

3/1

0,4020,798 01,1

×

= 1,26

9. 3/1

×

×=k

CpDskjHho

µ

26,10,06

402,045 ××=oh

= 380,383 btu/jam.ft.0F


vaporization, Uv

oio

oio

hhhh

Uv+

= = 383,3805001383,3805001

+×

= 303,435 Btu/hr.ft2.oF


2

v

525,1139)(U

Av ftt

q

v

v =∆+

=


Ac = AP + Av =2,079 + 1139,525

=1141.60 ft2


871,303Uc == ∑AcUA

10 Dirt Factor, Rd

00101,0Rd =−

=dC

dC

UUUU

Pressure drop

Preheat

7. untuk Res = 1158,761




Pressure drop

1. Untuk Ret = 91560,22


f = 0,00015 ft2/in2



f = 0,00045 ft2/in2


029,0L ==

c

pp A

ALft

9. No. of crosses

N + 1 = 12 Lp / B

N + 1 = 12 × (0,029 / 10) = 0,0349

S = 1,158

Ds = 25/12 = 2,0833 ft

Φs = 14,0

wc

µµ

= 1

∆Ps = ( )ssDe

NDsGsfΦ×××

+×××10

2

10.22,51

= 0,00007 psi

Vaporization

5. untuk Res = 6566,313


f = 0,0003 ft2/in2


Lv = 16 -0,029= 15,971 ft

7. No. of crosses

N + 1 = 12 Lv / B

N + 1 = 12 × (15,971 / 10) = 19,165

BM karbon dioksida = 49,069


Densitas (ρ) =5,29

7,14492

67.644359069,49

××

= 0,209 lb/ft2



s inlet = 1,158

= 14,304 ft3/lb


0011,05,62304,14

1=

×=s

7. ∆Pt = sDs

nLGfΦ××

×××10

2

10.22,521

= 0,89 psi




smean = (1,158+0,0059)/2 = 0,582

∆Ps = ( )ssDe

NDsGsfΦ×××

+×××10

2

10.22,51

= 0,0506 psi

∆Ps total = 0,00007+ 0,0506

= 0,05023 psi




Fungsi : memompa amonium sulfat dari evaporator ke cristallizer


Jumlah : 1 unit

Bahan kontruksi : Commercial Stee

l

Kondisi operasi :

- Tekanan = 1 atm

- Temperatur = 85oC





= 0,0642 ft3/s =0,0018 m3/s

Perhitungan:


Desain pompa : Di,opt = 0,363 (Q)0,45 (ρ)0,13 (Peters, et.al., 2004)

= 0,363 (0,0018 m3/s )0,45 (1173,515 kg/m3)0,13

= 0,0532 m = 2,049 in

Dari Appendiks A.5 (Geankoplis,1997), dipilih pipa commercial steel :

Ukuran nominal : 2,5 in








V = Q/Ai = 0,0642 ft3/s / 0,0332 ft2 = 1,9338 ft/s

NRe = ρVD/µ

= (73,26 lbm/ft3).(1,9338 ft/s).( 0,2058 ft)/( 0,0018)



Pada NRe = 15991,687 dan ε/D = 0,0007


1997)

3. Friction loss


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 1,933801

2

− = 0,0291 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

1,9338 2

= 0,0872ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

1,93382

= 0,1162 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,007)( )( )

( ) ( )174,32.2.0,2058 1,9338.30 2

= 0,2373 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= ( ) ( )( )174,32121,933801

2

− = 0,0581 ft.lbf/lbm





½ αgc (v22 – v1

2)+g/gc (z2- z2)+(P2-P1)/ρ + ∑F + Ws = 0


= 0 ; P1= P2 ; ΔP = 0

Maka:


0 + 32,174/32,174. (34) + 0 + 0,5278 + Ws = 0


5. Daya pompa, Wp


Ws = - η x Wp




hp/.550

1= 0,37 hp


C. 35 Barometric Condensor (E-204)

Fungsi : untuk mengkondensatkan uap yang dihasilkan evaporator

Jenis : Direct Counter flow barometric condensor

Laju air pendingin (W) = 23521,86 kg/jam (Lampiran B)

Laju uap = 6074,762 kg/jam


Hold-up = 1,5 detik

1. Ukuran tangki:


Densitas uap = 0,612 kg/m3

Volume uap = 6074,762 kg/jam / 0,612 kg/m3 = 9917,61 m3/jam

Laju air pendingin = 23521,86 kg/jam

Densitas Air (303,15 K) = 995,68 kg/m3

Volume air pendingin = 23521,86 kg/jam : 995,68 kg/m3

= 23,62 m3/jam

Volume campuran = 9917,61 m3/jam + 23,62 m3/jam = 9941,236 m3/jam

= 9941,236 m3/jam x 1 jam/3600 detik x 1,5 detik


= 4,14 m3

Volume tangki = 1,2 x 4,14 m3 = 4,97 m3

2. Diameter dan tinggi shell

Tinggi shell : diameter (Hs : D) = 3 : 2

Tinggi Head : diameter (Hh : D ) = 1 : 4

Volume shell (Vs) = 32

83

41 DiHsD ππ =

Volume tutup tangki (Vh) = 3

241 Diπ

Volume tangki V = Vs + Vh = 1,4393 D3

Di = (4,97 m3 /1,4393)1/3 = 1,51 m = 59,5 in

Hs = 1,5 x 1,51 m = 2,26 m

Diameter tutup = diameter tangki

Hh = 1,51 m/4 = 0,377 m

Tinggi tangki total = Hs + 2 Hh = 1,51 m + (2 x 0,377 m) = 3,023 m

3. Tebal shell tangki



Volume tangki = 4,97 m3/jam

Tinggi cairan dalam tangki = (4,97 m3/4,14 m3) x 2,26 m = 2,72 m

Tekanan hidrostatik = ρ x gx l = 2,72 m x 9,8 m/s2 x 998,07 kg/m3

= 26612,107 Pa = 3,86 psia

Tekanan operasi = 1x 14,7 psia = 14,7 psia

Tekanan desain = 3,86 psia + 14,7 psia = 18,559 psia

Direncanakan bahan konstruksi Stainles Steel SA-283 grade C






in 248,0

/0194,010psia) 0,6(18,55985)psia(12650)(0,

in/2)(59,51 (18,559)

.0,6PSE

PRt

=

+−

=

+−

=

tahuninxtahun

Cn


C. 36 Crystallizer (CR-301)

Fungsi : membentuk kristal amonium sulfat

Tipe : OSLO Crystallizer

Bahan : Stainless Steel SA-240 grade A

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Tekanan : 0,56 atm

Temperature : 338,15 K

Faktor kelonggaran : 20 %

Tabel C.19 Data pada Crystallizer

Komponen F (kg/jam) (xi) ρ (kg/m3) ρ campuran (kg/m3) μ (Cp) ln (μ).xi (NH4)2SO4 (l) 40419,92 0,44 1238,28 538,83 2,39 0,38

(NH4)2SO4 (s) 3750,00 0,04 1419,96 57,33 2,39 0,04 H2O 48718,38 0,52 998,96 523,94 0,44 -0,44

Total 92888,30 1120,10 -0,02


Laju umpan masuk = 92888,30 kg/jam

Densitas campuran = 1120,10 kg/m3

Viskositas campuran = 0,98 Cp

Volume cairan masuk = 82,93 m3/jam

Waktu tinggal = 2 jam

Volume cairan dalam tangki = 82,93 m3/jam x 2 jam = 165,86 m3

Volume tangki = (1+20%) x 165,86 m3 = 199,03 m3


Diameter dan tinggi shell




83

41 DiHsD ππ =


241 Diπ


Di = (199,03 m3 /1,4393)1/3 = 5,17 m = 203,59 in

Hs = 1,5 x 5,17 m = 7,76 m

Diametr tutup = diameter tangki

Hh = 5,17 m/4 = 1,29 m


Tebal shell tangki


Volume tangki = 199,03 m3



= 102174,51 Pa = 14,82 psia

Tekanan operasi = 0,56 x 14,7 psia = 8,23 psia


Direncanakan bahan konstruksi Stainless Steel SA-240 grade A





in 41,1

/013,010psia) 0,6(23,0585)psia(18750)(0,

in/2)(205,59 psia)(23,53

.0,6PSE

PRt

=

+−

=

+−

=

tahuninxtahun

Cn

Tebal shell standar yang digunakan = 1 1/2 in (Brownell & Young,1959)


Steam Jet Vacuum System

Data:

- Jumlah uap yang dihisap jet ejector (Wb) = 2786,65 kg/jam

- Tekanan motive steam (Poa) = 100 lbf/in2

- Tekanan uap yang dihisap ejector (Pob) = 8,23 lbf/in2

- Tekanan uap yang keluar dari ejector (Po3) = 14,7 lbf/in2

Direncanakan: - Luas nozzle (At) = 0,014 ft2

Perhitungan:

Perbandingan maximum compression, 1,808,2314,7

PP

ob

o3 ==

Perbandingan tekanan uap dengan tekanan steam, 08,01001,80

PP

oa

ob ==

Berdasarkan Gambar 10.102 (Perry & Green, 1999), untuk 1,80PP

ob

o3 = dan

0,08PP

oa

ob = diperoleh perbandingan area optimum 25AA

t

2 = dan perbandingan uap

yang dihisap dengan steam yang masuk steam lb lb/1 1,8WW

a

b =

Sehingga: - Luas mixing section, A2 = 0,35 ft2

- Jumlah motive steam yang diperlukan,

Wa = 3413,06 lb/jam = 1548,14 kg/jam

C. 37 Pompa amonium sulfat (P-301)

Fungsi : memompa amonium sulfat dari crystallizer ke centrifuge


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

- Tekanan = 1 atm

- Temperatur = 65oC






= 0,7865 ft3/s =0,0223m3/s

Perhitungan:


Desain pompa : Di,opt = 0,363 (Q)0,45 (ρ)0,13 (Peters, et.al., 2004)

= 0,363 (0,0223 m3/s )0,45 (1123,84 kg/m3)0,13

= 0,1633 m = 6,429 in









V = Q/Ai = 0,7865 ft3/s / 0,3474 ft2 = 2,2639 ft/s

NRe = ρVD/µ

= (70,1594 lbm/ft3).(2,2639 ft/s).( 0,6651 ft)/( 0,0017)



Pada NRe = 60463,015 dan ε/D = 0,0002


1997)

3. Friction loss


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 2,263901

2

− = 0,0398 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

2,2639 2

= 0,1195 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

2,26392

= 0,1593 ft.lbf/lbm



vL.2.. 2∆

= 4(0,005)( )( )

( ) ( )174,32.2.0,6651 2,2639.30 2

= 0,0719 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= ( ) ( )( )174,32122,263901

2

− = 0,0796 ft.lbf/lbm




½ αgc (v22 – v1

2)+g/gc (z2- z2)+(P2-P1)/ρ + ∑F + Ws = 0


= 0 ; P1= P2 ; ΔP = 0

Maka:


0 + 32,174/32,174. (34) + 0 + 0,5278 + Ws = 0


5. Daya pompa, Wp


Ws = - η x Wp




hp/.550

1= 4,59 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 5 HP C. 38 Centrifuge (CF-301) Fungsi : memisahkan Kristal dari larutan induk

Bahan : Stainless Steel SA-240 grade A

Jenis : Knife-discharge bowl centrifuge

Jumlah : 1unit

Kondisi Operasi:

Tekanan : 1 atm

Temperatur :338,15 K




Viskositas Campuran = 1 cp

Laju alir volume campuran = 80,17 m3/jam = 352,99 galon/menit

Aliran Mother Liquid

Tabel C.20 Data Aliran Mother Liquid

Komponen F (kg/jam) (xi) ρ (kg/m3) ρ campuran (kg/m3) μ (Cp) ln (μ).xi (NH4)2SO4 (l) 40419,92 0,47 1238,28 587,43 2,39 0,41

H2O 44783,44 0,53 998,96 525,06 0,44 -0,44 Total 85203,36 1112,49 -0,02

μ camp (Cp) 0,98

Aliran produk

Tabel C.21 Data Aliran produk

Komponen F (kg/jam) (xi) ρ (kg/m3) ρ campuran (kg/m3) μ (Cp) ln

(μ).xi (NH4)2SO4 s 3750,00 0,77 1419,96 1087,09 2,39 0,67

H2O 1148,29 0,23 998,96 234,18 0,44 -0,19 4898,29 1321,27 0,47

μ camp

(Cp) 1,60

Laju volume liquid = 85203,36 kg/jam : 1112,49 kg/m3 = 76,59 m3/jam

Laju massa solid = 4898,29 kg/jam = 4,9 ton/jam

Desain centrifuge untuk laju produk > 4,9 ton/jam, rancangannya sebagai berikut

(Perry & Green, 1999) :

Jenis : Knife-discharge bowl centrifuge

Diameter bowl : 68 in = 1,73 m

R : 0,86 m

N : 900 rev/min

ω : 94,2 rad/s = 5652 rpm

Kecepatan partikel : R x ω = 0,86 m x 94,2 rad/s = 81,35 m/s


Gaya sentrifuse,

20109,0 xrxNFcmt = (Geankoplis, 1997)

dimana:

Fc = Gaya sentrifugal (N)

N = kecepatan sudut

r = jari-jari bowl

NsjamxFc

xrxNmFcxrxN

Fcm

t

t

01,53s)601min/ :rev/min 900(x m 0,86x0,0109x3600/1kg/jam 90101,65

0109,00109,0

2

2

2

==

×=

=

Daya yang dibutuhkan (P)

P = 5,984 x 10-10 x Sg x Q x (w.rp)2 ..................( Perry & Green, 1999)

Dimana ; P = Daya (Hp)

Q = Laju alir volume campuran =80,17 m3/jam

= 352,99 galon/menit

Sg = Spesifik gravity umpan = 3

3

/96,998/84,1123mkgmkg

= 1,13

ω = kecepatan angular = 5652 rpm

rp = radius centrifuge = 0,86 m

sehingga :

P = 5,984 x 10-10 x 1,13 x 352,99 [ (5652)(0,86)]2

= 0,00116 Hp

Jika efesiensi 80%, maka P = 0,00145 Hp

C.39 Pompa mother liquor

Fungsi : memompa mother liquor dari centrifuge ke cristallizer


Jumlah : 1 unit



Kondisi operasi :

- Tekanan = 1 atm

- Temperatur = 65oC





= 0,67 ft3/s =0,019 m3/s

Perhitungan:


Desain pompa : Di,opt = 0,363 (Q)0,45 (ρ)0,2 (Peters, et.al.,2004) = 0,363 (0,019 m3/s )0,45 (1246,407 kg/m3)0,2

= 0,154 m = 6,065 inc

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel :





Inside sectional area : 0,3474ft2



V = Q/Ai = 0,6706 ft3/s / 0,3474 ft2 = 1,9303 ft/s

NRe = ρVD/µ

= (77,8111 lbm/ft3).(1,9303 ft/s).( 0,665 ft)/( 0,0018)



Pada NRe = 56978,41 dan ε/D = 0,0002

diperoleh harga faktor fanning,untuk turbulen f = 0,0051(Fig.2.10.3)

(Geankoplis, 1997)

3. Friction loss


vAA

.21

2

1

2

α

−


= 0,5 ( ) ( )( )174,3212 1,930301

2



v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

1,9303 2

= 0,0869 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) )174,32(2

1,93032

= 0,1158 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,0051)( )( )

( ) ( )174,32.2.0,665 1,9303.30 2

= 0,0579ft.lbf/lbm

4. 1 Sharp edge exit = hex = cg

vAA

..21

22

2

1

α

−

= ( ) ( )( )174,32121,930301

2

− = 0,0581 ft.lbf/lbm




½ αgc (v22 – v1

2)+g/gc (z2- z2)+(P2-P1)/ρ + ∑F + Ws = 0


= 0 ; P1= P2 ; ΔP = 0

Maka:


0 + 32,174/32,174. (34) + 0 + 0,3428 + Ws = 0


6. Daya pompa, Wp


Ws = - η x Wp



= ft.lbf/lbm 928,42lbm/s 2,1785 × x slbfft

hp/.550

1

= 4,1 HP

Maka dipilih pompa dengan daya 4,5 HP


C. 40 Barometric Condensor (E-301)

Fungsi : untuk mengkondensatkan uap yang dihasilkan crystallizer

Jenis : Direct Counter flow barometric condensor




Hold-up = 1,5 detik

1. Ukuran tangki:


Motive steam = 1548,14 kg/jam (Lampiran C)

Densitas uap = 0,65 kg/m3

Volume uap = (2786,65 + 1548,14) kg/jam / 0,65 kg/m3

= 6681,75 m3/jam



Volume air pendingin = 10565,19 kg/jam : 995,68 kg/m3

= 10,61 m3/jam

Volume campuran = 6681,75 m3/jam + 10,61 m3/jam = 6692,36 m3/jam

= 6692,36 m3/jam x 1 jam/3600 detik x 1,5 detik

= 2,79 m3

Volume tangki = 1,2 x 2,79 m3 = 3,35 m3

2. Diameter dan tinggi shell




83

41 DiHsD ππ =


241 Diπ


Di = (3,35 m3 /1,4393)1/3 = 1,32 m = 52,15 in

Hs = 1,5 x 1,32 m = 1,98 m

Diametr tutup = diameter tangki


Hh = 1,32 m/4 = 0,33 m


3. Tebal shell tangki



Volume tangki = 3,35 m3/jam



= 23323,42 Pa = 3,38 psia

Tekanan operasi = 1x 14,7 psia = 14,7 psia


Direncanakan bahan konstruksi Stainles Steel SA-283 grade C





in 24,0

/0194,010psia) 0,6(18,0885)psia(12650)(0,

in/2)(52,155 (18,08)

.0,6PSE

PRt

=

+−

=

+−

=

tahuninxtahun

Cn


C. 41 Screw Conveyor (SC-301)

Fungsi : Mengangkut amonium sulfat ke rotary dryer


Bentuk : horizontal screw conveyor

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm





Densitas = 945,45kg/m3 = 59,22 lb/ft3


= 12958,67 lb/jam

Laju volumetrik = 5877,95 kg/jam / 945,45kg/m3 = 6,22 m3/jam

= 219,55 ft3/jam

Dari tabel 5.4 a Walas dipilih diameter conveyor sebesar 9 in, sehingga conveyor

untuk 30% full beroperasi pada:

Kecepatan putar (ω) = (6,22 m3/jam x 50 )/280 = 39,21 rpm = 43 rpm

Dari tabel 5.4 c Walas dipilih bearing factor untuk self lubricatingbronze sebesar

Bearing factor (f) = 96

faktor Hp = 0

Direncanakan:

Tinggi (h) = 12 ft

Panjang (l) = 100 ft

( ) ( ){ } ( )[ ]( ) ( ){ } ( )[ ]

Hpxxftxftlbxjamftxkmolkgx

xhxLxxQxFBMxsPDaya

11,110/300001251,0100/22,59/55,2190/13296

10/3000051,0)(633

6

=++=

++= ρ

C. 42 Rotary Drier (RD-303)

Fungsi : mengurangi kadar air dalam kristal amonium sulfat menjadi 1%.

1. Menentukan Diameter Dryer

Kondisi operasi :

• Temperatur umpan masuk : 65 oC

• Temperatur produk keluar : 100 oC

• Temperatur udara masuk : 120 oC

• Umpan ammonium sulphate masuk : 4898,293

• Kapasitas panas : 6560 J/K mol = 49,697 J/K kg

• Massa velocity udara diizinkan : 0,5 – 5 kg/s.m2 (Perry & Green, 1999)

Dipilih velocity udara (G) : 0,25 kg/s.m2

• Laju udara kering masuk drier (Gs) : 1201,147 kg/jam = 0.334 kg/s


Diameter dryer :

D2 =

xG

Gs

4π

D2 =

2./25,0

414,3

/334,0

mskgx

skg

= 1,7 m

D = 0,85 m

= 2,788 ft

2. Menghitung panjang dryer

Jumlah unit transfer (Nt) : 1,5 – 2,5 (Perry & Green, 1999)

Dipilih 2,5

L = 0,1 x Cp x G0,48 x D x Nt

L = (0,1) × (49,697) × 0,250,48 × (0,85) × 2,5 = 5,429 m

3. Menghitung putaran dryer

Kecepatan putaran dryer rata – rata adalah 0,25-0,5 m/s (Perry & Green, 1999)

Dipilih kecepatan putaran = 0,4 m/s

N = ( )xDn

π

= ( )msm

85,014,3/4,0

×

= 0,149 rps

= 8,991 rpm

Koreksi N ×D = 25 – 30

= 8,991 × 2,788

= 25,07 (memenuhi)

4. Menentukan waktu tinggal

Hold – up mempunyai range 3 – 12 % volume (Perry & Green, 1999)

Dipilih 6 % volume, maka:

V = π × r2 × L

= 3,14 × (0,85/2 m)2 × 5,429 m


= 3,079 m3

Faktor keamanan sebesar 20 %

Vdryer = (1 + 0,2) × 3,079

= 3,696 m3

Diketahui bulk density Ammonium sulphate adalah = 58 lb/ft3 = 929,067 kg/m3

Hold up = 6 % × Vdryer

= 6 % × 3,696 m3

= 0,2217 m3

Maka waktu tinggal adalah

Ɵ = ( )

feedrateupHold ρ.−

= ( )

jamkgmkgm

/293,4898/067,9292217,0 33 ×

= 0,042 jam

= 2,52 menit

5. Menentukan tenaga dryer

Tenaga dryer dapat dihitung dengan persamaan

Range, Hp = 0,5.D2 – 1.D2 (Perry & Green, 1999)

diambil Hp = 0,75 D2

= 0,75 × (2,788)2

= 5,83 Hp

6. Menentukan time of passage dari dryer

Slope drier (m/m) range 0 – 0,08 m/m, dipilih 0,04 m/m

Konstanta meterial yang dihandle (B) : 5.(dp)0,5

Diameter partikel : 5 mikron = 5.10-6 m

Sehingga B : 5 × 50,5

: 11,180 mikron

Feed rate umpan :

F = Dx

jamkgmasukmaterialjumlah

4

)/(π

= mx

jamkg

85,0414,3

/293,4898


= 7340,421 kg/m jam

= 2,039 kg/m s

Time of passage dari drier dapat dihitung dengan persamaan

φ = ( ) F

LGBDNS

L ...6,0..

.23,09,0 + (Perry & Green, 1999)

φ =

( ) mskgmmskgm

mrpsmmm

/039,2429,5/25,010.18,116,0

85,0149,0/04,0429,523,0 26

9,0

×××+

××× −

maka harga φ = 202,693 s = 3,378 menit

7. Menentukan overall heat transfer area

Va = DG 16,0.10


= ( )m

smkg85,0

/25,010 16,02×

= 9,423 kg/s m3

8. Menentukan jumlah flight

Range jumlah flight untuk Rotary dryer : 2 – 3,5 D (Perry & Green, 1999)

Dipilih 2,5 D

Sehingga jumlah flight = 2,5 × 2,788

= 6,97 ≈ 7 buah

C. 43 Bucket Elevator (BE-301)

Fungsi : Mengangkut amonium sulfat dari rotary dryer ke feed bin

Bentuk : continuous bucket elevator

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm




Densitas gypsum = 58,04 lb/ft3

Laju alir desain = 1,2 x 3787,88 kg/jam = 4240 kg/jam


= 4,24 ton/jam =1,18 kg/s

Untuk kapasitas tersebut, berdasarkan Perry’s Chemical Engineering Handbook 7th

edition P.21-8, didapat spesifikasi bucket elevator sebagai berikut:

Ukuran bucket elevator = width x projection x depth

= 6 in x 4 in x 4 ¼ in

Bucket spacing = 12 in

Putaran head shaft = 43 rpm

Lebar belt = 7 in

Kecepatan = 225 ft/min

Tinggi elevator = lift = 50 ft = 15,24 m

Power poros = 0,70

Rasio daya/ tinggi = 0,02Hp/ft

Power yang digunakan, P :

ZmP ∆= 63,007,0

Dimana:

P = daya (kW)

m = laju alir massa (kg/s)

∆Z = tinggi elevator (m)

Sehingga

HpP

79,0)24,15()18,1(07,0 63,0

==

Efisiensi motor = 80 %

Tenaga motor yang dipakai = 0,79 Hp/80 % = 0,99 Hp

Maka standar daya yang digunakan adalah 1Hp.

C. 44 Feed Hopper (FB-301)

Fungsi : Sebagai tempat penampungan sementara produk amonium

sulfat menuju gudang

Bentuk : silinder tegak terbuka dasar berbentuk conis (kerucut)

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm



Laju alir massa = 3787,88 kg/jam = 8350,84 lb/jam = 3,78 ton/jam

Densitas = 58,04 lb/ft3 = 929,76 kg/m3

Direncanakan:

Daya tampung = 50 kg/jam

Volume feed hopper = (50 kg/jam) / (929,76 kg/m3)

= 0,05 ft3/jam = 0,0015m3/jam

Dimana:

Sehingga:

inmx

jammxxVxD 61,412,0

14,3625,3/0015,012

625,312 33/1

==

=

=

π

Diameter = tinggi tangki

hs = 0,12 m

tinggi total bin = (1+ 0,625) x 0,12 m = 0,19 m = 7,49 in

P Desain = 1 x 14,7 psia = 14,7 psia

Tebal dinding feed hopper

Bahan = Stainless steel SA-285 Grade C





D = 0,12 m = 7,49 in

R = D/2 = 7,49 in/2 = 3,745 in

Tebal shell :

in 0,16

01563,010psia) 0,6(14,7)psia)(0,85 (12650

)in (3,745 psia) (14,7

.0,6PSE

PRt

=

+−

=

+−

=

inx

Cn


3

12625,3 DV π=


C. 45 Belt Conveyor (BC-302)

Fungsi : Mengangkut amonium sulfat ke gudang


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm




Densitas = 929,76 kg/m3 = 58,04 lb/ft3


= 4,545 ton/jam

Incline = 5o

Angle of repose = 20o

Panjang belt conveyor = 1200 ft

Dari tabel 5.5a Walas, tebal belt 24 inchi, maka kecepatan yang dibutuhkan:

V = (4,545 ton/jam : 132) x 100 = 3,44 ft/min

Berdasarkan tabel 5.5b Walas kecepatan maksimum yang direkomendasikan 350

fpm. Oleh karena itu kecepatan 3,44 fpm masih dapat diterima.

Panjang conveyor = 1200/ Cos 5o = 1205 ft

Tinggi conveyor = 1200 tan 5o = 105 ft

Daya horizontal = (0,4 + L/300)(W/100)

= (0,4 x 1205/300)(4,545/100) = 0,2 Hp

Daya vertikal = 0,001HW = 0,001 x 105 x 4,545 = 0,48 Hp

Daya empty = 4,545 x 3,1 : 100 = 0,11 Hp (tabel 5.5c Walas)

Daya total = 0,2 Hp + 0,48 Hp + 0,11 Hp = 0,78 Hp

Efisiensi = 80 %

Daya desain = 0,78/80% = 0,98 Hp

Standar daya yang digunakan 1 Hp.


C. 46 Gudang Amonium Sulfat (G-301)

Fungsi : Sebagai tempat penyimpanan produk amonium sulfat


Bentuk : Gedung berbentuk persegi panjang

Jumlah : 1 unit

Kebutuhan : 10 hari

Kondisi operasi

Tekanan = 1 atm



Kapasitas gudang = 3787,88 kg/jam x 10 hari x 24 jam/hari

= 909090,91kg

Asumsi 1 sak = 25 kg

Jumlah kemasan plastik = 909090,91kg / 25 kg/sak = 36364 sak


Pupuk amonium sulfat dijual dalam kemasan @ 25 kg dengan massa jenis 929,76

kg/m3 dan faktor kelonggaran volume 10 % maka :

Volume kemasan = (1+10%) x kg/m3929,76

kg/sak 25 = 0,0296 m3/ sak

Volume total kemasan = 0,0296 m3 / sak x 36364 sak = 1075,56 m3

Faktor kelonggaran jalan di gudang : 20 % dari volume total kemasan

Faktor kelonggaran penyusunan di gudang : 20% dari volume total kemasan

Total faktor kelonggaran gudang: 40 % dari volume total kemasan

Sehingga volume total gudang yang dibutuhkan:

V = (1 + 40%) x 1075,56 m3 = 1505,77 m3

Direncanakan tinggi susunan

Panjang gudang : Lebar gudang: Tinggi gudang = 3 : 2 : 1

Volume (V) = p x l x t = 3/2 l x l x 1/2 l = 3/4 l3

Lebar (l) = mmx 62,123

77,150543/13

=

Panjang (p) = 3/2 x (12,62 m) = 18,92 m

Tinggi (t) = 1/2 x (12,62 m) = 6,31 m


Rancangan desain gudang

P = 19 m

L = 13 m

T = 12 m

C. 47 Tangki Penampung Kondensat

Fungsi : Sebagai tempat penampung air kondensat


Bentuk : persegi

Jumlah : 1 unit

Kebutuhan : 10 hari

Kondisi operasi

Tekanan = 1 atm



Kapasitas tangki = 8861,41 kg/jam x 10 hari x 24 jam/hari = 2126738,67 kg

Densitas air = 995,68 kg/m3


Volume air = 2126738,67 kg / 995,68 kg/m3 = 2135,97 m3

Volume tangki = (1 + 10%) x 2135,97 m3 = 2349,56 m3

Direncanakan rancangan:

Panjang tangki : Lebar tangki: Tinggi tangki = 3 : 2 : 1



56,234943/13

=

Panjang (p) = 3/2 x (14,63 m) = 21,95 m

Tinggi (t) = 1/2 x (14,63 m) = 7,32 m

C. 48 Gudang Penyimpanan CaCO3

Fungsi : Sebagai tempat penampung CaCO3


Bentuk : persegi

Jumlah : 1 unit


Kebutuhan : 10 hari

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm





Laju alir volumetrik = 3515,31 kg/jam / 852,07 kg/m3 = 4,13 m3/jam

Volume gudang = (1+10%) x 4,13 m3/jam x 10 hari x 24 jam/hari

= 1089,16 m3

Direncanakan rancangan:

Panjang gudang : Lebar gudang: Tinggi gudang = 3 : 2 : 1



16,108943/13

=

Panjang (p) = 3/2 x (11,32 m) = 16,99 m

Tinggi (t) = 1/2 x (11,32 m) = 5,66 m


LAMPIRAN D

PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTILITAS

D.1 Screening (SC)

Fungsi : menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis : bar screen

Jumlah : 1

Bahan konstruksi : stainless steel

Kondisi operasi:

- Temperatur = 30 °C

- Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 (Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F) = 30413,6954 kg/jam

Laju alir volume (Q) =3/68,995

3600/1/ 30413,6954 mkg

sjamjamkg × = 0,0085 m3/s

Dari tabel 5.1 Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater

Ukuran bar:

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

Bar clear spacing = 20 mm; Slope = 30°

Direncanakan ukuran screening:

Panjang screen = 2 m

Lebar screen = 2 m

Misalkan, jumlah bar = x

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

40x = 1980

x = 49,5 ≈ 50 buah

Luas bukaan (A2) = 20(50 + 1) (2000) = 2.040.000 mm2 = 2,04 m2

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

30% screen tersumbat.

Head loss (∆h) = 22

2

22

2d

2

(2,04) (0,6) (9,8) 2(0,0085)

A C g 2Q

=

= 2,45E-06 m dari air


= 0,0025 mm dari air

2000

2000

20

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

D.2 Pompa Screening (PU-01)

Fungsi : Memompa air dari sungai ke bak pengendapan (BS)

Jenis : Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi : Commercial steel

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 30 oC

- Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3 (Geankoplis, 1997)

- Viskositas air (µ) = 0,8007 cP = 0,0005 lbm/ft⋅jam (Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F) = 30413,6954 kg/jam = 18,6253 lbm/detik

Debit air/laju alir volumetrik, 3

m

m

/ftlb62,1586/detiklb 18,6253

ρFQ ==

= 0,2996 ft3/s = 0,0085 m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45(ρ)0,13 (Peters, et.al., 2004)

= 0,363 × (0,0085 m3/s)0,45 × (995,68 kg/m3)0,13

= 0,1041 m = 4,0994 in


- Ukuran nominal : 5 in

- Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 5,0470 in = 0,4206 ft = 0,1282 m


Luas penampang dalam (At) : 0,1390 ft2


Kecepatan linier: v = AQ = 2

3

0,1390/ 0,2996

ftsft

= 2,1557 ft/s

Bilangan Reynold : NRe = µ

ρ Dv ××

=lbm/ft.s 0,0005

)ft 0,4206)(s/ft 1557,2)(ft/lbm1586,62( 3

= 104737,3008

Karena NRe > 4000, maka aliran turbulen.

Dari Figure 2.10-3 (Geankoplis, 1997):

- Untuk pipa commercial steel, diperoleh: ε = 0,000046

- Untuk NRe = 104737,3008 dan Dε = 0,0004 , diperoleh f = 0,005

Friction loss:

1 Sharp edge entrance: hc = 0,5α2

12

1

2 vAA

− =

)174,32)(1(2(2,1557))01(5,0

2

−

= 0,0361 ft.lbf/lbm

2 elbow 90°: hf = n.Kf.cg

v.2

2

= 2(0,75))174,32(2

(2,1557)2

= 0,1083 ft.lbf/lbm

1 check valve: hf = n.Kf.cg

v.2

2

= 1(2) )174,32(2(2,1557)2

= 0,1444 ft.lbf/lbm

Pipa lurus 70 ft: Ff = 4fcgD

vL.2.. 2∆ = 4(0,0045)

( )( )( ) ( )174,32.2.2957,0

2,1557.70 2

= 0,2164 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit: hex = ncg

vAA

..21

22

2

1

α

− = 1 ( ) ( )( )174,3212

(2,3551)012

2−

= 0,0722 ft.lbf/lbm

Total friction loss: ∑ F = 0,5774 ft.lbf/lbm


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPPzzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 ; P1 ≈ P2 ; ∆Z = 50 ft


maka : ( ) 0 0,57740 50./.174,32

/174,320 2

2

=++++ sWftslbflbmft

sft

Ws = 50,5774 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 %, maka:

Ws = η × Wp

50,5774 = 0,8 × Wp


Daya pompa : P = m × Wp

= ( )( ) lbmlbfftslbm /.5489,36/360045359,0

30413,6954× ×

slbffthp

/.5501

= 2,1410 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 2,25 hp.

Tabel D.1 Spesifikasi Pompa Pengolahan Air

Pompa Laju alir (kg/jam) D optimum (in) ID (in) V (ft/s) Daya (Hp) Daya standar (Hp) PU – 02 30413,6954 4,0994 5,0470 0,0152 1,2914E+00 1,5000 PU – 03 1,5207 0,0430 0,2690 0,0274 4,5429E-05 0,0500 PU – 04 0,8212 0,0716 0,2690 0,0152 2,4189E-05 0,0500 PU – 05 30413,6954 4,0994 5,0470 2,1557 2,2046E+00 2,2500 PU – 06 30413,6954 4,0994 5,0470 2,1557 1,5959E+00 1,7500 PU – 07 3382,5064 1,5258 2,0670 1,4303 1,9730E-02 0,0500 PU – 08 0,5234 1,6638 2,0670 0,1734 1,2220E-01 0,2500 PU – 09 2070,1847 1,2233 1,3800 1,9611 4,9791E-02 0,0500 PU – 10 0,5234 0,0379 0,2690 0,0121 9,5504E-02 0,0500 PU – 11 3382,5064 1,5258 2,0670 1,4303 9,5504E-02 0,2500 PU – 12 1,1109 0,0361 0,2690 0,0179 1,8398E-05 0,0500 PU – 13 3382,5064 1,5258 2,0670 1,4303 2,2771E-01 0,2500 PU – 14 0,0059 0,0061 0,2690 0,0001 2,2816E-07 0,0500 PU – 15 2070,1847 1,2233 1,3800 1,9611 8,8719E-02 0,2500 PU – 16 101864,9916 7,0624 7,9810 2,8889 4,3602E+00 4,5000 PU – 17 16912,5319 3,1480 3,5480 2,4254 2,3847E-01 0,2500 PU - 18 7330,9130 2,1610 2,4690 2,1742 2,1337E-01 0,2500 PU - 19 1.092,8908 0,9027 1 1,7867 1,7010E-02 0,0500


D.3 Bak Sedimentasi (BS) Fungsi : untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jumlah : 1

Jenis : beton kedap air

Kondisi penyimpanan : temperatur = 30 oC

tekanan = 1 atm

Laju massa air : 30413,6954 kg/jam

Densitas air : 995,68 kg/m3 = 62,1585 lbm/ft3

Laju air volumetrik, /sm0085,0/60kg/m 995,68

kg/jam 30413,6954ρFQ 3

3 ===jammenx

= 0,2996 ft3/s = 17,9784 ft3/menit

Desain Perancangan :

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

Perhitungan ukuran tiap bak :

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

0υ = 1,57 ft/menit atau 8 mm/s

Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi :

Kedalaman tangki 10 ft

Lebar tangki 2 ft

Kecepatan aliran ft/menit8989,0ft2ft x 10

/menitft 17,9784AQv

3

t

===

Desain panjang ideal bak : L = K

0υh v (Kawamura, 1991)

dengan : K = faktor keamanan = 1,5

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

Maka : L = 1,5 (10/1,57) . 0,8989 ft

= 8,5884 ft

Diambil panjang bak = 8,6 ft = 2,6213 m

Uji desain :

Waktu retensi (t) : QVat =

= panjang x lebar x tinggi laju alir volumetrik


min/ft 17,9784ft 8,6) x 2 x (10

3

3

= = 9,5670 menit

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

Surface loading : =AQ

=

= 7,8196 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 =g

vK2

2

= 2

2

/8,92] ft)(1m/3,2808 . (1min/60s) ft/min. [0,8989 1,5

smx

= 0,000153 m dari air.

D.4 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 = 30 oC

Tekanan = 1 atm

Al2(SO4)3 yang digunakan = 50 ppm

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

Laju massa Al2(SO4)3 = 1,5207 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30% = 1363 kg/m3 = 85,0898 lbm/ft3 (Perry & Green, 1999)

Kebutuhan perancangan = 30 hari

Faktor keamanan = 20%

laju alir volumetrik luas permukaan masukan air

17,9784 ft3/min (7,481 gal/ft3) 2 ft x 8,6 ft


Desain Tangki

a. Ukuran Tangki

Volume larutan, 3l kg/m13630,3

hari 30jam/hari24kg/jam 1,5207V

×××

= = 2,6777 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 × 2,6777 m3 = 3,2132 m3

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

33

23

2

πD83m 3,2132

D23πD

41m 3,2132

HπD41V

=

=

=

Maka: D = 1,3974 m; H = 2,0961 m

Tinggi cairan dalam tangki = 096,22132,36777,2

× = 1,7468 m

b. Tebal Dinding Tangki

Tekanan hidrostatik: P = ρ × g × h

= 1363 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,7468 m

= 23,3323 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa

PT = 23,3323 kPa + 101,325 kPa = 124,6573 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) × (124,6573 kPa ) = 130,8901 kPa

Joint efficiency = 0,8 (Brownell & Young, 1959)

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

Tebal shell tangki:

in 0517,0m 0013,0kPa) (130,89011,2(0,8)kPa) (87218,7142

m) (1,3794 kPa) (130,89011,2P2SE

PDt

==×−××

×=

−=

Faktor korosi = 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0517 in + 1/8 in = 0,1767 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in (Brownell & Young, 1959)


c. Daya pengaduk

Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller


Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:

Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 1,3974 m = 0,4658 m = 1,5282 ft

E/Da = 1 ; E = 0,4658 m

L/Da = 1/4 ; L = 1/4 × 0,4658 m = 0,1165 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 0,4658 m = 0,0932 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 1,3974 m = 0,0948 m

dengan:


Da = diameter impeller




J = lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det

Viskositas Al2(SO4)3 30% = 6,72⋅10-4 lbm/ft⋅detik (Othmer, 1998)

Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2


( )( )3295716,118

106,72)1,5282(185,0898

N 4

2

Re =⋅

=−


c

5a

3T

gρ.D.nK

P = (McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999)

hp2525,0

lbf/detft 550hp 1

.detlbm.ft/lbf 32,174)lbm/ft (85,0898ft) (1,5282put/det) (1 6,3P 2

353

=

×××

=

Efisiensi motor penggerak = 80 %



2525,0 = 0,3156 hp

Maka daya motor yang dipilih adalah 1/2 hp

D.5 Tangki Pelarutan Soda Abu (Na2CO3) (TP-02)

Fungsi : Membuat larutan soda abu (Na2CO3)


Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C

Jumlah : 1 unit

Data:

Temperatur = 30 °C

Tekanan = 1 atm

Na2CO3 yang digunakan = 27 ppm

Na2CO3 yang digunakan berupa larutan 30 % (% berat)

Laju massa Na2CO3 = 0,8212 kg/jam

Densitas Na2CO3 30 % = 1327 kg/m3 = 82,8423 lbm/ft3 (Perry & Green, 1999)



Desain Tangki

a. Ukuran tangki

Volume larutan, 3l kg/m13270,3

hari30jam/hari24kg/jam 0,8212V

×××

=

= 1,4852 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 × 1,4852 m3

= 1,7822 m3

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

33

23

2

πD83m 1,7822

D23πD

41m 1,7822

HπD41V

=

=

=

Maka: D = 1,1481 m; H = 1,7222 m b. Tebal dinding tangki


Tinggi cairan dalam tangki = silindervolume

silindertinggicairanvolume ×

= 7222,17822,14852,1

× = 1,4352 m

Tekanan hidrostatik, Phid = ρ × g × h

= 1327 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,4352 m

= 18,6640 kPa

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

Poperasi = 18,6640 kPa + 101,325 kPa = 119,9890 kPa


Maka, Pdesain = (1,05) (119,9890 kPa) = 125,9885 kPa



Tebal shell tangki:

in 0,0517m 0,0013kPa) 851,2(125,98kPa)(0,8) 42(87218,71

m)(1,1481 kPa) (125,98851,2P2SE

PDt

==−

=

−=




c. Daya pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 1,1481 m = 0,3827 m = 1,2556 ft

E/Da = 1 ; E = 0,3827 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,3827 m = 0,0957 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 0,3827 m = 0,0765 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 1,1481 m= 0,0957 m


dengan:


Da = diameter impeller




J = lebar baffle


Viskositas Na2CO3 30 % = 3,69⋅10-4 lbm/ft⋅detik (Othmer, 1998)

Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2


( )( )( )2353947,432

1069,33,2808 0,3827182,8423

N 4

2

Re =⋅

×=

−


c

5a

3T

gρ.D.nK

P = (McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999)

hp0920,0ft.lbf/det 5501hp

.detlbm.ft/lbf 32,174)lbm/ft (82,8423ft) 3,2808 .(0,3827put/det) 6,3.(1P 2

353

=

××

=



0920,0 = 0,1151 hp

Maka daya motor yang dipilih 1/20 hp

D.6 Clarifier (CL)

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

penambahan alum dan soda abu

Tipe : External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk : Circular desain

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283, Grade C

Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi:

Temperatur = 30 oC

Tekanan = 1 atm

Laju massa air (F1) = 30413,6954 kg/jam

Laju massa Al2(SO4)3 (F2) = 1,5207 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3) = 0,8212 kg/jam

Laju massa total, m = 30416,0373 kg/jam = 8,4489 kg/s

Densitas Al2(SO4)3 = 2,71 gr/ml (Perry & Green, 1999)

Densitas Na2CO3 = 2,533 gr/ml (Perry & Green, 1999)

Densitas air = 0,9975 gr/ml (Perry & Green, 1999)

Reaksi koagulasi:

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

Dari Metcalf & Eddy (1991) diperoleh bahwa untuk clarifier tipe upflow (radial):

- Kedalaman air = 3-5 m

- Settling time = 1-3 jam

Dipilih : Kedalaman air (H) = 3 m

Settling time = 1 jam

Diameter dan Tinggi Clarifier

Densitas larutan,

( )

25338212,0

27105207,1

68,99530413,6954

30416,0373

++=ρ = 995,7278 kg/m3

Volume cairan, V = 35465,307278,995

1/ 30416,0373 mjamjamkg=

×

V = ¼ πD2H

D = mHV 6015,3

314,35465,304

)4(2/1

2/1 =

×

×=

π

Maka, diameter clarifier = 3,6015 m

Tinggi clarifier = 1,5 × 3,6015 = 5,4023 m

Tebal Dinding Tangki

Tekanan hidrostatik:

Phid = ρ × g × h

= 995,7278 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 3 m


= 29,2744 kPa


P = 29,2744 kPa + 101,325 kPa = 130,5994 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) × (130,5994) kPa = 137,1294 kPa



Tebal shell tangki:

in 0,1395m 0035,0kPa) (137,12941,2(0,8)kPa) 0(87218,7142

m) (3,6015 kPa) (137,12941,2P2SE

PDt

==×−××

×=

−=




Daya Clarifier

P = 0,006 D2 (Ulrich, 1984)

dimana: P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006 × (3,6015)2 = 0,0778 kW = 0,1044 hp

Maka, daya motor yang dipilih adalah 1/4 hp

D.7 Sand Filter (SF)

Fungsi : Menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air

yang keluar dari Clarifier (CL)

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 30 oC

Tekanan = 1 atm

Laju massa air = 30413,6954 kg/jam

Densitas air = 995,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3 (Geankoplis, 1997)



Sand filter dirancang untuk penampungan 1/4 jam operasi.

Sand filter dirancang untuk volume bahan penyaring 1/3 volume tangki.

Desain Sand Filter

a. Volume tangki

Volume air: 3a kg/m995,68

jam0,25 kg/jam 30413,6954V

×= = 7,6364 m3

Volume air dan bahan penyaring: Vt = (1 + 1/3) × 7,6364 = 10,1819 m3

Volume tangki = 1,2 × 10,1819 m3 = 12,2183 m3

b. Diameter tangki

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi, D : H = 3 : 4

33

23

2

πD31m 12,2183

D34πD

41m 12,2183

HπD41V

=

=

=

Maka: D = 2,2685 m

H = 3,0246 m

c. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 2,2685 m

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = ×41 2,2685 = 0,5671 m

Tinggi tangki total = 3,0246 + 2(0,5671) = 4,1589 m

d. Tebal shell dan tutup tangki

Tinggi penyaring = ×41 3,0246 = 0,7562 m

Tinggi cairan dalam tangki = m 3,0246 m 12,2183m 7,6364

3

3

× = 1,8904 m

Phidro = ρ × g × h

= 995,68 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,8904 m

= 18,4458 kPa

Ppenyaring = ρ × g × l


= 2089,5 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,7562 m

= 15,4839 kPa


PT = 18,4458 kPa + 15,4839 kPa + 101,325 kPa = 135,2548 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) × (135,2548 kPa) = 142,0175 kPa



Tebal shell tangki:

in 0,0910m3200,0kPa) (142,01751,2(0,8)kPa) (87218,7142

m) (2,2685 kPa) (142,01751,2P2SE

PDt

==×−××

×=

−=



Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal

tutup 1/4 in.

D.8 Tangki Utilitas I (TU-01)

Fungsi : Menampung air sementara dari Sand Filter (SF)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 30 oC

Tekanan = 1 atm


Densitas air = 995,68 kg/m3 (Geankoplis, 1997)

Kebutuhan perancangan = 3 jam



Desain Tangki

a. Volume tangki

Volume air, 3a kg/m995,68

jam3kg/jam 30413,6954V

×= = 91,6370 m3


b. Diameter tangki

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

33

23

2

πD83m 109,9643

23

41 109,9643

41

=

=

=

DDm

HDV

π

π

Maka, D = 4,5369 m

H = 6,8054 m

c. Tebal tangki

Tinggi air dalam tangki = m 6,8054 m 109,9643m 91,6370

3

3

× = 5,6712 m

Tekanan hidrostatik: P = ρ × g × h

= 995,68 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 5,6712 m

= 55,3375 kPa


P = 55,3375 kPa + 101,325 kPa = 156,6625 kPa





Tebal shell tangki:

in 0,2108m 0054,0kPa) (164,49561,2(0,8)kPa) 4(87.218,712

m) (4,5369 kPa) (164,49561,2P2SE

PDt

==×−××

×=

−=





D.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 pelarutan:

Temperatur = 30 °C

Tekanan = 1 atm

H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 5% (% berat)

Laju massa H2SO4 = 0,5234 kg/jam

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



Desain Tangki

a. Diameter tangki

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

hari30kg/hari 0,5234V

××

= = 7,0984 m3


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

33

23

2

πD83m 8,5180

D23πD

41m 8,5180

HπD41V

=

=

=

Maka: D = 1,9340 m

H = 2,9010 m

b. Tebal Dinding Tangki

Tinggi larutan H2SO4 dalam tangki = m2,9010m 8,5180m0984,7

3

3

× = 2,4175 m

Tekanan hidrostatik: Phid = ρ × g × h


= 1061,7 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 2,4175 m

= 25,1534 kPa



Faktor kelonggaran = 5 %.

Maka, Pdesign = (1,05) (126,4784 kPa) = 132,8024 kPa



Tebal shell tangki:

in0725,0m 0018,0kPa)241,2(132,80kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (1,1907 kPa) (132,80241,2P2SE

PDt

==−

=

−=




c. Daya Pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 1,9340 m = 0,6447 m

E/Da = 1 ; E = 0,6447 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,6447 m = 0,1612 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 0,6447 m = 0,1289 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 1,9340 m = 0,1612 m


Viskositas H2SO4 5% = 0,012 lbm/ft⋅detik (Othmer, 1998)

Bilangan Reynold:

( )μDNρ

N2


( )( )0,012

)2808,3 (0,6447166,2801N

2

Re×

= = 49416,0774


Untuk NRe > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

5a

3T

gρ.D.nK

P = (McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999)



353

=

××

=



1,9975 = 2,4968 hp

Maka daya motor yang dipilih 2 1/2 hp.

D.10 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)

Fungsi : Mengikat kation yang terdapat dalam air umpan ketel



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 30 oC

Tekanan = 1 atm





Ukuran Cation Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar kation = 2 ft = 0,6096 m

- Luas penampang penukar kation = 3,14 ft2

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

Tinggi silinder = (1 + 0,2) × 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m



Rasio axis = 2 : 1

Tinggi tutup = m0,15242

0,609621

=

(Brownell & Young, 1959)

Sehingga, tinggi cation exchanger = 2 × 0,9144 m + 0,1524 m = 1,9812 m



= 995,68 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,7620 m

= 7,4354 kPa


PT = 7,4354 kPa + 101,325 kPa = 108,7604 kPa





Tebal shell tangki:

in 0,0197m 0,0005kPa) 851,2(114,19kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (0,6069 kPa) (114,19851,2P2SE

PDt

==−

=

−=




Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup

1/4 in.

D.11 Tangki Pelarutan NaOH (TP-04)

Fungsi : Membuat larutan natrium hidroksida (NaOH)



Jumlah : 1 unit


Data:

Laju alir massa NaOH = 1,1109 kg/jam

Waktu regenerasi = 24 jam

NaOH yang dipakai berupa larutan 4% (% berat)

Densitas larutan NaOH 4% = 1518 kg/m3 = 94,7662 lbm/ft3




Desain Tangki

a. Diameter tangki

Volume larutan, V1 =)/1518)(04,0(

)30)(/24)(/ 1,1109(3mkg

hariharijamjamkg = 13,1733 m3

Volume tangki = 1,2 × 13,1733 m3 = 15,8079 m3

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3

33

23

2

πD83m 15,8079

D23πD

41m 15,8079

HπD41V

=

=

=

Maka: D = 2,3767 m

H = 3,5650 m

b. Tebal dinding tangki

Tinggi larutan NaOH dalam tangki = m5650,3m 15,8079m 13,1733

3

3

× = 2,9709 m


= 1518 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 2,9709 m

= 44,1956 kPa



Faktor kelonggaran = 5 %. Maka,

Pdesign = (1,05) (145,5206) = 152,7967 kPa




Tebal shell tangki:

in1026,0m 0026,0kPa) 671,2(152,79kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (2,3767 kPa) (152,79671,2P2SE

PDt

==−

=

−=




c. Daya pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 2,3767 m = 0,7922 m

E/Da = 1 ; E = 0,7922 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,7922 m = 0,1981 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 0,7922 m = 0,1584 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 2,3767 m = 0,1981 m


Viskositas NaOH 4% = 4,302.10-4 lbm/ft.det (Othmer, 1998)

Bilangan Reynold:

( )μDNρ

N2


( )( )0,0004

)2808,3 (0,7922194,7662N

2

Re×

= = 1488135,8117

Untuk NRe > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

5a

3T

gρ.D.nK

P = (McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999)



353

=

××

=




4,002 = 5,002 hp

Maka daya motor yang dipilih 5,25 hp.

D.12 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)

Fungsi : Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 30 oC

Tekanan = 1 atm





Ukuran Anion Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar kation = 2 ft = 0,6096 m

- Luas penampang penukar kation = 3,14 ft2

Tinggi resin dalam cation exchanger = 2,5 ft

Tinggi silinder = (1 + 0,2) × 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m


Rasio axis = 2 : 1

Tinggi tutup = m0,15242

0,609621

=

(Brownell & Young, 1959)

Sehingga, tinggi cation exchanger = 2 × 0,9144 m + 0,1524 m = 1,9812 m



= 995,68 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,7620 m

= 7,4354 kPa



PT = 7,4354 kPa + 101,325 kPa = 108,7604 kPa





Tebal shell tangki:

in 0,0197m 0,0005kPa) 851,2(114,19kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (0,6069 kPa) (114,19851,2P2SE

PDt

==−

=

−=




Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup

1/4 in.

D.13 Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO)2] (TP-05)

Fungsi : Membuat larutan kaporit untuk klorinasi air domestik



Jumlah : 1 unit

Data:

Kaporit yang digunakan = 2 ppm

Kaporit yang digunakan berupa larutan 70% (% berat)

Laju massa kaporit = 0,0059 kg/jam

Densitas larutan kaporit 70% = 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3





Desain Tangki

a. Diameter tangki

Volume larutan, V1 =)/1272)(7,0(

)90)(/24)(/ 0,0059(3mkg

hariharijamjamkg = 0,0143 m3

Volume tangki = 1,2 × 0,0143 m3 = 0,0172 m3

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3

33

23

2

πD83m 0,0172

D23πD

41m 0,0172

HπD41V

=

=

=

Maka: D = 0,2445 m

H = 0,3668 m

b. Tebal dinding tangki

Tinggi larutan NaOH dalam tangki = m3668,0m 0,0172m0143,0

3

3

× = 0,3075 m


= 1272 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,3075 m

= 3,8104 kPa




Maka, Pdesign = (1,05) (105,1354 kPa) = 110,3921 kPa



Tebal shell tangki:

in0076,0m 0,0002kPa) 211,2(110,39kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (0,2445 kPa) (110,39211,2P2SE

PDt

==−

=

−=





c. Daya Pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 0,2445 m = 0,0815 m

E/Da = 1 ; E = 0,0815 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,0815 m = 0,0204 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 0,0815 m = 0,0163 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 0,2445 m = 0,0204 m


Viskositas kaporit = 0,0007 lbm/ft.det (Othmer, 1998)

Bilangan Reynold:

( )μDNρ

N2


( )( )0,0007

)2808,3 (0,0815179,4088N

2

Re×

= = 8451,2772

Untuk NRe < 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

3a

2L

g.D.nK

Pµ

= (McCabe,1999)

KL = 71 (McCabe,1999)


.detlbm.ft/lbf 32,174lbm/ft.s) (0,0007ft) 3,2808 .(0,0815put/det) 71.(1P

9

2

53

-×=

××

=



106876,3 9-× = 4,6095 × 10-9 hp

Maka daya motor yang dipilih 1/20 hp.


D.14 Tangki Utilitas II (TU-02)

Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan ke domestik



Kondisi operasi:

Temperatur = 30 oC

Tekanan = 1 atm





Desain tangki

a. Volume tangki


jam24kg/jam 2070,1847V

×= = 49,9000 m3


b. Diameter tangki


33

23

2

πD83m59,8800

D23πD

41m 59,8800

HπD41V

=

=

=

Maka, D = 3,7049 m

H = 5,5573 m

Tinggi air dalam tangki = m 5573,5m 59,88m 49,9

3

3

× = 4,6311 m

c. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik: Ph = ρ × g × h

= 995,68 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 4,6311 m

= 45,1887 kPa



P = 45,1887 kPa + 101,325 kPa = 146,5137 kPa




Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kP (Brownell & Young, 1959)

Tebal shell tangki:

in 61010,m 0,0041kPa) (153,83931,2(0,8)kPa) (87218,7142

m)(3,7049 kPa) (153,83931,2P2SE

PDt

==×−××

×=

−=



Tebal shell standar yang digunakan = 3/8 in (Brownell,1959)

D.15 Menara Pendingin Air /Water Cooling Tower (CT)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 50oC

menjadi 30oC

Jenis : Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–53 Grade B

Kondisi operasi:

Suhu air masuk menara (TL2) = 50 oC = 122 oF

Suhu air keluar menara (TL1) = 30 oC = 86 oF

Suhu udara (TG1) = 30 0C = 86 oF

Dari Gambar 12-14, Perry (1999) diperoleh suhu bola basah, Tw = 770F.

Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,02 kg uap air/kg udara kering.

Dari Gambar 12-14, Perry (1999) diperoleh konsentrasi air = 2,3 gal/ft2⋅menit

Densitas air (50 oC) = 998,07 kg/m3 (Geankoplis, 1997)

Laju massa air pendingin = 101864,9913 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin = 101864,9913 / 998,07 = 102,0620 m3/jam

Kapasitas air, Q = 102,0620 m3/jam × 264,17 gal/m3 / 60 menit/jam

= 449,3618 gal/menit



Luas menara, A = 1,2 × (kapasitas air/konsentrasi air)

= 1,2 × (449,3618 gal/menit/(2,3 gal/ft2.menit)

= 234,4497 ft2

Laju alir air tiap satuan luas (L) = 22

2

13600ft 339,3127ft) 3,2808(jam 1kg/jam 3101864,991

ms ××××

= 1,2991 kg/s.m2

Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6

Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 1,0826 kg/s.m2

Perhitungan Tinggi Menara

Dari Pers. 9.3-8, Geankoplis (1997):

Hy1 = (1,005 + 1,88 × 0,02).103 (30 – 0) + 2,501.106 (0,02)

= 81298 J/kg

Dari Pers. 10.5-2, Geankoplis (1997) diperoleh:

G (Hy2 –Hy1) = L (4,187.103).( TL2- TL1)

1,0826 (Hy2 – 81298) = 1,2991 (4,187.103).(50-30)

Hy2 = 181786 J/kg

Gambar D.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)

0

50

100

150

200

250

300

350

400

450

500

0 20 40 60 80

Enta

lphy

Hy

[J/k

gx10

3]

Temperatur ( C )

garis operasi garis kesetimbangan


Ketinggian menara, z = G . (Geankoplis, 1997)

M.kG.a.P

Tabel D.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin

T Hy Hy* 1/(Hy*-Hy)

30,0000 81,298 96,3857 0,0663

32,2000 92,352 112,1000 0,0506

35,0000 106,420 128,9000 0,0445

37,8000 120,488 148,2000 0,0361

40,6000 134,557 172,1000 0,0266

43,3000 148,123 197,2000 0,0204

46,1000 162,191 224,5000 0,0160

50,0000 181,786 248,5667 0,0150

Gambar D.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*–Hy)

Luasan daerah di bawah kurva dari Hy = 81.298 sampai 206.908 pada Gambar D.3

adalah ∫ −

2

1*

Hy

Hy HyHydHy = 3,2023

Estimasi kG.a = 1,207.10-7 kg.mol /s.m3 (Geankoplis, 1997).

Maka ketinggian menara , z = 57 10013,110207,129

2023,30826,1−− ××××

×

= 9,7767 m

0

0.01

0.02

0.03

0.04

0.05

0.06

0.07

60.000 80.000 100.000 120.000 140.000 160.000 180.000 200.000

1/(H

y*-H

y) x

E-03

Hy x E-03

∫ −

2

1*

Hy

Hy HyHydHy


Diambil performance menara 90%, maka dari Gambar 12-15, Perry (1999) diperoleh

tenaga kipas 0,03 Hp/ft2.

Daya yang diperlukan = 0,03 Hp/ft2 × 234,4497 ft2 = 7,0335 hp

Digunakan daya standar 7,25 hp

D.16 Deaerator (DE)

Fungsi : Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 Grade C

Kondisi operasi:

Temperatur = 90 oC

Tekanan = 1 atm





Perhitungan:

a. Ukuran tangki


jam24kg/jam 16912,5319V

×= = 407,6619 m3


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

33

23

2

πD83m 489,1942

D23πD

41m 489,1942

HπD41V

=

=

=

Maka: D = 7,4617 m

H = 11,1926 m

Tinggi cairan dalam tangki = 1926,11489,1942

6619,407× = 9,3272 m

b. Diameter dan tinggi tutup



Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = m 8654,1m 7,4617 41

=× (Brownel

l & Young, 1959)

Tinggi tangki total = 11,1926 + 2(1,8654) = 14,9235 m

c. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik

P = ρ × g × h

= 995,68 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 9,3272 m

= 91,0114 kPa


P = 91,0114 kPa + 101,325 kPa = 192,3364 kPa Faktor kelonggaran = 5%




Tebal shell tangki:

in 4259,0m0108,0kPa) 331,2(201,95kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (7,4617 kPa) (201,95331,2P2SE

PDt

==−

=

−=




Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal

tutup 7/8 in.

D.17 Ketel Uap (KU)

Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis : Water tube boiler



Kondisi operasi :

Uap jenuh yang digunakan bersuhu 120 oC dan tekanan 1,961 atm.

Dari steam table, Reklaitis (1983) diperoleh panas laten steam 2202,175 kJ/kg =

946,7798 Btu/lbm.

Kebutuhan uap = 16912,5319 kg/jam = 37285,9451 lbm/jam

Menghitung Daya Ketel Uap

H,P,W 3970534 ××

=

dimana: P = Daya boiler, hp

W = Kebutuhan uap, lbm/jam

H = Panas laten steam, Btu/lbm

Maka,

3,9705,347798,946 37285,9451

××

=P = 1054,5545 hp

Menghitung Jumlah Tube

Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp = 1054,5545 hp × 10 ft2/hp

= 10545,5449 ft2

Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:

- Panjang tube = 30 ft

- Diameter tube = 3 in

- Luas permukaan pipa, a’ = 0,9170 ft2 / ft (Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube:

Nt = 'aLA×

= ftftft

t/9170,030)f 10545,5449(

2

2

×

Nt = 383,3350 buah

Nt = 384 buah

D.18 Tangki Bahan Bakar (TB)

Fungsi : Menyimpan bahan bakar Solar

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup berbentuk ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, grade B


Jumlah : 4 unit

Kondisi operasi : Temperatur 30 °C dan tekanan 1 atm

Laju volume solar = 1.227,8690 L/jam (Bab VII)

Densitas solar = 0,89 kg/l = 55,56 lbm/ft3 (Perry & Green, 1999)


Perhitungan Ukuran Tangki :

Volume solar = 1.227,8690 L/jam x 7 hari x 24 jam/hari /1000 = 206,282 m3

Faktor keamanan = 20 %

Kebutuhan solar (Va) = 1,2 x 206,282 m3

= 247,5384 m3

Volume tangki, Vt = 247,5384 m3/ 4 unit = 61,8846 m3


( )

3

2

2

πD21V

2DπD41

HπD41V

=

=

=

V

Tutup tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor 2:1, sehingga : Tinggi head (Hh) = 1/6 × D (Brownell dan Young, 1959) Volume tutup (Vh) ellipsoidal = π/4 × D2Hh = π/4 × D2(1/6 × D) = π/24 × D3

Volume tangki (V)

V = Vs + 2Vh

V = 3

21 Dπ + 3

121 Dπ

3

127 DV π=

61,8846 m3 = 3

127 Dπ

Di = 3,2328 m = 127,2756 in

Hs = 6,4656 m

Diameter dan tinggi tutup



Hh = 3,232861

61

×

=×

D = 0,5388 m

Ht (Tinggi tangki) = Hs + 2Hh = 7,5432 m

Tebal shell tangki

Tinggi cairan dalam tangki = 3

3

247,5384 206,2820mm x 6,4656 = 5,3880 m


Tekanan hidrostatik

Phid = ρ x g x l = 890,0712 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 5,3880 m = 46,9979 kPa

Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,3250 kPa

Poperasi = 46,9979 + 101,3250 = 148,3229 psia


Maka, Pdesign = (1,05)( 148,3229) = 155,7390 kPa = 22,5880 psia


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

Faktor korosi = 0,015625 in/tahun.

Umur alat = 10 tahun

Tebal shell tangki:

1,2P2SE

PDt−

=

in 0,1767

)/015625,010(psia) 01,2(22,588)psia)(0,85 2(12650

in) (127,2756 psia) (22,5880t

=

+−

= tahuninxtahun

Maka tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in


LAMPIRAN E

PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan pabrik Amonium sulfat digunakan asumsi

sebagai berikut:

Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun.

Kapasitas 30.000 ton/tahun.

Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchased

equipment delivered (Peters, et.al.,2004).

Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah :

US$ 1 = Rp 9190,- (Bank Mandiri, 06 April 2012).

E.1 Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

E.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

A. Modal untuk Pembelian Tanah Lokasi Pabrik

Harga tanah pada lokasi pabrik di daerah Segoromadu,Gresik, Jawa Timur

berkisar Rp 1.000.000,-/m2 (gresik.olx.co.id. 2012). Biaya perataan tanah

adalah 5% dari harga tanah keseluruhan (Hal. 240, Peters, et.al.,2004).

Luas tanah seluruhnya = 12900 m2

Harga tanah seluruhnya = 12900m2 × Rp 1000000/m2

= Rp 12.900.000.000,-

Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 12.900.000.000

= Rp 645.000.000,-

Biaya administrasi = Rp 2.000.000,-

Maka modal untuk pembelian tanah (A) adalah Rp 13.547.000.000,-


B. Harga Bangunan Tabel E.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya

No Nama Bangunan L (m2) Harga

(Rp/m2) Jumlah (Rp)

1 Pos keamanan 30 1.000.000 30.000.000 2 Areal bahan baku 1200 1.250.000 1.500.000.000 3 Parkir 200 500.000 100.000.000 4 Taman*) 100 250.000 25.000.000 5 Perumahan karyawan 500 1.250.000 625.000.000 6 Ruang kontrol 100 1.250.000 125.000.000 7 Areal proses 2600 2.500.000 6.500.000.000 8 Areal produk 2300 1.250.000 2.875.000.000 9 Perkantoran 300 1.250.000 375.000.000 10 Laboratorium 150 1.250.000 187.500.000 11 Poliklinik 40 1.250.000 50.000.000 12 Kantin 100 500.000 50.000.000 13 Tempat ibadah 50 1.000.000 50.000.000 14 Gudang peralatan 200 1.250.000 250.000.000 15 Bengkel 200 1.250.000 250.000.000 16 Unit pemadam kebakaran 80 1.250.000 100.000.000 17 Unit pengolahan air 1050 2.500.000 2.625.000.000 18 Ruang boiler 200 3.000.000 600.000.000 19 Unit pembangkit listrik 200 2.500.000 500.000.000 20 Unit pengolahan limbah 200 2.500.000 500.000.000 21 Areal perluasan*) 1000 250.000 250.000.000 22 Jalan*) 1000 1.000.000 1.000.000.000 23 Perpustakaan 50 1.250.000 62.500.000 24 Sarana olahraga*) 50 1.250.000 62.500.000 25 Areal antar bangunan 1000 1.250.000 1.250.000.000

Total 12900 - 19.942.500.000


Ket * : sarana pabrik Harga bangunan saja = Rp 12.209.500.000,-

Harga sarana = Rp 1.337.500.000,-

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp 13.547.000.000,-

C. Perincian Harga Peralatan

Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan

berikut (Peters, et.al.,2004) :

=

y

x

m

1

2yx I

IXXCC

dimana: Cx = harga alat pada tahun 2012

Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1 = kapasitas alat yang tersedia

X2 = kapasitas alat yang diinginkan

Ix = indeks harga pada tahun 2012

Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia

m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2012 digunakan metode regresi

koefisien korelasi:

[ ]( )( ) ( )( )2

i2

i2

i2

i

iiii

ΣYΣYnΣXΣXn

ΣYΣXYΣXnr

−⋅×−⋅

⋅−⋅⋅= (Montgomery, 1992)

Tabel E.2 Harga Indeks Marshall dan Swift

No. Tahun (Xi) Indeks (Yi) Xi.Yi Xi² Yi² 1 1987 814 1617418 3948169 662596 2 1988 852 1693776 3952144 725904 3 1989 895 1780155 3956121 801025 4 1990 915,1 1821049 3960100 837408,01 5 1991 930,6 1852824,6 3964081 866016,36 6 1992 943,1 1878655,2 3968064 889437,61 7 1993 964,2 1921650,6 3972049 929681,64 8 1994 993,4 1980839,6 3976036 986843,56 9 1995 1027,5 2049862,5 3980025 1055756,25 10 1996 1039,1 2074043,6 3984016 1079728,81 11 1997 1056,8 2110429,6 3988009 1116826,24


12 1998 1061,9 2121676,2 3992004 1127631,61 13 1999 1068,3 2135531,7 3996001 1141264,89 14 2000 1089 2178000 4000000 1185921 15 2001 1093,9 2188893.9 4004001 1196617,21 16 2002 1102,5 2207205 4008004 1215506,25

Total 31912 15846,4 31612010,5 63648824 15818164,44

Sumber: Tabel 6-2, Peters, et.al. et al, 2004

Data : n = 16 ∑Xi = 31912 ∑Yi = 15846,4

∑XiYi = 31612010,5 ∑Xi² = 63648824 ∑Yi² = 15818164,44

Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE – 2, maka diperoleh harga

koefisien korelasi:

r = (16) . (31612010,5) – (31912)(15846,4)

[(16). (63648824) – (31912)²] x [(16)( 15818164,44) – (15846,4)² ]½

≈ 0,9808 = 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 (2012)

X = variabel tahun ke n – 1

a, b = tetapan persamaan regresi

Tetapan regresi ditentukan oleh : (Montgomery, 1992)

( ) ( )( ) ( )2

i2

i

iiii

ΣXΣXnΣYΣXYΣXnb

−⋅⋅−⋅

=

a 22

2

Xi)(Xin.Xi.YiXi.XiYi.

Σ−ΣΣΣ−ΣΣ

=

Maka :

b = 16 .( 31612010,5) – (31912)(15846,4)

16. (63648824) – (31912)²

= 18,7226


a = (15846,4)( 63648824) – (31912)(31612010,5)

16. (63648824) – (31912)²

= -36351,9196

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah:

Y = a + b ⋅ X

Y = 18,7226X – 36351,9196

Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2011 adalah:

Y = 18,7226 (2012) – 36351,9196

Y = 1318,05

Perhitungan harga peralatan adalah menggunakan harga faktor eksponsial (m)

Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Peters, et.al.

et al, 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6

(Peters, et.al.,2004).

Contoh perhitungan harga peralatan:

a. Tangki Penyimpanan Asam sulfat (T-104)

Kapasitas tangki , X2 = 60,49 m3. Dari Gambar LE.1 berikut, diperoleh untuk

harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ adalah (Cy) US$ 9400. Dari tabel 6-4, Peters, et.al.,

2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002

(Iy) 1102,5.

Capacity, m3

Purc

hase

d co

st, d

olla

r

106

105

104

103

102 103 104 105Capacity, gal

10-1 1 10 102 103

P-82Jan,2002

310 kPa (30 psig) Carbon-steel tank (spherical)

Carbon steel304 Stainless stellMixing tank with agitator

Gambar E.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki

Pelarutan.(Peters et.al., 2004)


Indeks harga tahun 2012 (Ix) adalah 1318,05. Maka estimasi harga tangki untuk (X2)

60,49 m3 adalah :

Cx = US$ 9457× 49,0

1 60,49 x

5,11021318,05

Cx = US$ 84.398,-

Cx = Rp 775.614.524,-/unit

Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat dilihat

pada Tabel E.3 untuk perkiraan peralatan proses dan Tabel E.4 untuk perkiraan

peralatan utilitas.

Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut:

- Biaya transportasi = 5 %

- Biaya asuransi = 1 %

- Bea masuk = 15 % (Rusjdi, 2004)

- PPn = 10 % (Rusjdi, 2004)

- PPh = 10 % (Rusjdi, 2004)

- Biaya gudang di pelabuhan = 0,5 %

- Biaya administrasi pelabuhan = 0,5 %

- Transportasi lokal = 0,5 %

- Biaya tak terduga = 0,5 %

Total = 43 %

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai

berikut:

- PPn = 10 % (Rusjdi, 2004)

- PPh = 10 % (Rusjdi, 2004)

- Transportasi lokal = 0,5 %

- Biaya tak terduga = 0,5 %

Total = 21 %


Tabel E.3 Estimasi Harga Peralatan Proses

No Kode Unit Ket*) Harga / Unit (Rp) Harga Total (Rp) 1 TK-101 2 I 1.175.983.905 2.351.967.809 2 TK-102 7 I 596.695.509 4.176.868.563 3 TK-201 4 I 775.614.524 3.102.458.094 4 C-101 1 I 24.007.300 24.007.300 5 C-102 1 I 45.177.473 45.177.473 6 AB-101 1 I 144.2297217 144.2297217 7 AB-102 1 I 567.284.151 567.284.151 8 R-201 1 I 2608733.782 2608733.782 9 R-202 1 I 716.230.922 716.230.922 10 JB-101 1 I 40.989.945 40.989.945 11 JB-102 1 I 38.072.054 38.072.054 12 JB-103 1 I 8.4554161 8.4554161 13 M-101 1 I 320.859.251 320.859.251 14 D-101 1 I 51.642.060 51.642.060 15 D-102 1 I 54.148.573 54.148.573 16 SC-101 1 I 251.971.496 251.971.496 17 SC-301 1 I 294.788.912 294.788.912 18 BE-101 1 I 255.209.322 255.209.322 19 BE-301 1 I 251.971.496 251.971.496 20 BC-301 1 I 255.209.322 255.209.322 21 CR-301 1 I 827.8863228 827.8863228 22 EV-201 1 I 1446.217.228 1446.217.228 23 CF-301 1 I 1125.892.569 1125.892.569 24 E-204 1 I 29.993.422 29.993.422 25 E-301 1 I 18.556.126 18.556.126 26 RD-301 1 I 27963961 27963961 27 E-101 1 I 23.582.297 23.582.297 28 E-102 1 I 36.653.874 36.653.874 29 E-103 1 I 26.947.159 26.947.159 30 E-201 1 I 16382.990 16382.990 31 E-202 1 I 4.890.535 4.890.535 32 E-203 1 I 9.454.295 9.454.295 33 FL-201 1 I 1315.157.346 1315.157.346 34 P-101 1 NI 35.092.895 35.092.895 35 P-102 1 NI 11.134003 11.134003 36 P-103 1 NI 36.991.420 36.991.420 37 P-201 1 NI 14.117.487 14.117.487 38 P-202 1 NI 46.279.563 46.279.563 39 P-203 1 NI 45.111.675 45.111.675 40 P-204 1 NI 44.163.130 44.163.130 41 P-205 1 NI 35.568.274 35.568.274 42 P-301 1 NI 77.128.621 77.128.621 43 P-302 1 NI 8.1294.651 8.1294.651 44 G-101 1 NI 43.280.535 43.280.535


Lanjutan Tabel E.3 Estimasi Harga peralatan proses.............................(Lanjutan)

No Kode Unit Ket * Harga/unit (Rp) Harga total (Rp)

45 G-301 1 NI 43.733.074 43.733.074 46 Insulasi NH3 2 I 8.240.031 16.480.062 47 Insulai CO2 7 I 10.229.283 71.604.982

Total Rp 29.896.977.305

Impor (I) Rp 29.383.081.976 Non impor (NI) Rp 513.895.329

Tabel E.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas

No Kode Unit Ket*) Harga / Unit (Rp) Harga Total (Rp) 1 SC 1 NI 18.803.544 18.803.544 2 BS 1 NI 8.000.000 8.000.000 3 CL 1 I 554.920.929 554.920.929 4 SF 1 I 48.814.329 48.814.329 5 TU-I 1 I 462.274.363 462.274.363 6 CT 1 I 259.080.381 259.080.381 7 DE 1 I 1.754.477.432 1.754.477.432 8 KU 4 I 194.279.756 777.119.024 9 CE 1 I 137.868.929 137.868.929 10 AE 1 I 137.868.929 137.868.929 11 TP-01 1 I 81.886.148 81.886.148 12 TP-02 1 I 61.345.060 61.345.060 13 TP-03 1 I 132.031.142 132.031.142 14 TP-04 1 I 178.755.448 178.755.448 15 TP-05 1 I 6.312.769 6.312.769 16 TU-2 1 I 343.304.122 343.304.122 17 TB 4 I 555.671.162 2.222.684.646 18 Refrigeration 1 I 98.486.152 98.486.152 19 PU-01 1 NI 59.158.985 59.158.985 20 PU-02 1 NI 48.422.342 48.422.342 21 PU-03 1 NI 58.815.947 58.815.947 22 PU-04 1 NI 48.422.342 48.422.342 23 PU-05 1 NI 248.382.820 248.382.820 24 PU-06 1 NI 248.382.820 248.382.820 25 PU-07 1 NI 216.934.369 216.934.369 26 PU-08 1 NI 108.124.374 108.124.374 27 PU-09 1 NI 240.747.796 240.747.796 28 PU-10 1 NI 44.911.398 44.911.398 29 PU-11 1 NI 216.934.369 216.934.369 30 PU-12 1 NI 51.106.826 51.106.826 31 PU-13 1 NI 216.934.369 216.934.369 32 PU-14 1 NI 9.226.509 9.226.509 33 PU-15 1 NI 240.747.796 240.747.796


Tabel E.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas........................... (Lanjutan)

No Kode Unit Ket*) Harga / Unit (Rp) Harga Total (Rp) 34 PU-16 1 NI 273.576.718 273.576.718 35 PU-17 1 NI 258.235.485 258.235.485 36 PU-18 1 NI 249.084.234 249.084.234 37 PU-19 1 NI 16.149.086 16.149.086 38 PU-20 1 NI 43.125.491 43.125.491 39 PU-21 1 NI 43.125.491 43.125.491 40 PU-22 1 NI 43.125.491 43.125.491 41 PU-23 1 NI 43.125.491 43.125.491 42 BP 1 NI 75.000.000 75.000.000 43 BPA 1 NI 75.000.000 75.000.000 44 BN 1 NI 75.000.000 75.000.000 45 Generator 2 NI 100.000.000 200.000.000

Total Rp 10.735.833.894

Impor (I) Rp 7.158.743.651

Non Impor (NI) Rp 3.577.090.243

Keterangan*) : I untuk peralatan impor, sedangkan NI untuk peralatan non impor.

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered) adalah:

= 1,43 x ( Rp 29.383.081.976,- + Rp 7.158.743.651,- )

+ 1,21 x ( Rp 513.895.329,- + Rp 13.577.090.243,- )

= Rp 57.204.903.188,-

Biaya pemasangan diperkirakan 39 % dari total harga peralatan (Peters, et.al.,2004).

Biaya pemasangan = 0,39 × Rp 57.204.903.188,- = Rp 22.309.912.243,-

Harga peralatan + biaya pemasangan (C) :

= Rp 57.204.903.188,- + Rp 22.309.912.243,-

= Rp 79.514.815.432,-

Instrumentasi dan Alat Kontrol

Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 26% dari total harga

peralatan (Peters, et.al.,2004).

Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,26 × Rp 57.204.903.188,-

= Rp 14.873.274.829,-


Biaya Perpipaan

Diperkirakan biaya perpipaan 31% dari total harga peralatan


Biaya perpipaan (E) = 0,31 × Rp 57.204.903.188,-

= Rp 17.733.519.988 ,-

Biaya Instalasi Listrik

Diperkirakan biaya instalasi listrik 10% dari total harga peralatan


Biaya instalasi listrik (F) = 0,1 × Rp 57.204.903.188,-

= Rp 5.720.490.319,- Biaya Insulasi

Diperkirakan biaya insulasi 20% dari total harga peralatan


Biaya insulasi (G) = 0,2 × Rp 57.204.903.188,-

= Rp 11.440.980.638,-

Biaya Inventaris Kantor

Diperkirakan biaya inventaris kantor 3% dari total harga peralatan


Biaya inventaris kantor (H) = 0,03 × Rp 57.204.903.188,-

= Rp 1.716.147.096,-

Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan

Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 2% dari total harga

peralatan (Peters, et.al.,2004).

Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I )

= 0,02 × Rp 57.204.903.188,-

= Rp 1.144.098.064,-

Sarana Transportasi

Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana

transportasi ( J ) seperti pada tabel berikut :


Tabel E.5 Biaya Sarana Transportasi

No.

Jenis Kendaraan

Unit

Tipe

Harga/ Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

1 Direktur 1 Fortuner 377.000.000 377.000.000 2 Manajer 3 Kijang innova 160.200.000 640.000.000 3 Bus karyawan 2 Bus 204.350.000 408.700.000 4 Truk 5 Truk dyna 198.250.000 991.250.000 5 Mobil pemasaran 4 Pick up L-300 105.000.000 420.000.000 6 Mobil pemadam

kebakaran 2 truk tangki 400.000.000 800.000.000

Total 3.636.950.000

Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J

= Rp 162.874.276.365,-

E.1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

Biaya Pra Investasi

Diperkirakan 7% dari total harga peralatan (Peters, et.al.,2004).

Biaya Pra Investasi (K) = 0,07 × Rp 57.204.903.188,-

= Rp 4.004.343.223,-

Biaya Engineering dan Supervisi


Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,30 × Rp 57.204.903.188,-

= Rp 17.161.470.957,-

Biaya Legalitas


Biaya Legalitas (M) = 0,04 × Rp 57.204.903.188,-

= Rp 2.288.196.128,-

Biaya Kontraktor


Biaya Kontraktor (N) = 0,19 × Rp 57.204.903.188,-

= Rp 10.868.931.606-

Biaya Tak Terduga

Diperkirakan 37% dari total harga peralatan (Peters, et.al.,2004) .

Biaya Tak Terduga (O) = 0,37 × Rp 57.204.903.188,-


= Rp 21.165.814.180,-

Total MITTL = K + L + M + N+O

= Rp 55.488.756.093,-

Total MIT = MITL + MITTL

= Rp 162.874.276.365,- + Rp 55.488.756.093,-

= Rp 218.363.032.458,-

E.2 Modal Kerja

Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (= 90 hari).

E.2.1 Persediaan Bahan Baku

A. Bahan baku proses

1. Amonia (NH3)

Kebutuhan = 927,9084 kg/jam

Harga H3PO4 = Rp 1.500 /kg (www.alibaba.com, 2012)

Harga total = 330 hari × 24 jam/hr × 927,9084 L/jam × Rp 1500

= Rp 11.023.551.405,-

2. Karbon dioksida (CO2)


Harga = Rp 2.500,-/Kg (Antara news,2012)

Harga total = 330 hari × 24 jam/hari × 1159,8855 kg/jam × Rp2500,-/Kg

= Rp 22.965.732.095,-

3. FGD Gypsum

Kebutuhan = 4472,236 kg/ jam

Harga = Rp 75,-/kg (www.alibaba.com, 2012)

Harga total = 330 hari × 24 jam/hari x 4472,236 kg/ jam x Rp 75,-/kg

= Rp 2.656.508.138,-

4. Asam sulfat

Kebutuhan = 744,896 kg/ jam

Harga = Rp 1200/kg (www.katalogindustri.com, 2012)

Harga total = 330 hari × 24 jam/hari × 744,896 kg/ jam × Rp 1200,-/kg

= Rp 7.079.500.182,-


http://www.alibaba.com/�

http://www.alibaba.com/�

http://www.katalogindustri.com/�

B. Bahan baku utilitas

1. Alum, Al2(SO4)3


Harga = Rp 1.500 ,-/kg (www.indonetwork.co.id,2012)

Harga total = 330 hari × 24 jam/hari × 1,5207 kg/jam × Rp 1.500,- /kg

= Rp 18.065.916,-

2. Soda abu, Na2CO3


Harga = Rp 6.000,-/kg (P.T Noah Funtastic Pools, 2012)

Harga total = 330 hari × 24 jam/hari × 0,8212 kg/jam × Rp 6.000,-/kg

= Rp 39.023.424,-

3. Kaporit


Harga = Rp 17.000,-/kg (P.T Noah Funtastic Pools, 2012)

Harga total = 330 hari × 24 jam/hari × 0,0059 kg/jam × Rp 17.000,-/kg

= Rp 794.376,-

4. H2SO4


Harga = Rp 1200/kg (www.katalogindustri.com, 2012)

Harga total = 330 hari × 24 jam x 0,5234 kg/jam × Rp 1200,-/kg

= Rp 4.974.394,- 5. NaOH


Harga = Rp 6200,-/kg (www.indonetwork.co.id. 2012)

Harga total = 330 hari × 24 jam × 1,1109 kg/jam × Rp 6200,-/kg

= Rp 54.549.634,-

6. Solar

Kebutuhan = 1379,618 L/jam

Harga solar untuk industri = Rp 9350,-/liter (PT.Pertamina, 2012)

Harga total = 330 hari × 24 jam/hari × 1379,618 L/jam × Rp 9350,-/liter

= Rp 102.163.470.472,-


http://www.katalogindustri.com/�

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun

(330 hari) adalah = Rp 146.006.270.035,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan

adalah = 39.819.864.555,-

E.2.2 Kas

A. Gaji Pegawai

Tabel E.6 Perincian Gaji Pegawai

No Jabatan Jumlah Gaji/orang (Rp) Total gaji (Rp) 1 Dewan Komisaris 3 10.000.000 30.000.000 2 Direktur 1 25.000.000 25.000.000 3 Staff Ahli 2 15.000.000 30.000.000 4 Sekretaris 1 4.000.000 4.000.000 5 Manajer Produksi 1 13.000.000 13.000.000 6 Manajer Teknik 1 13.000.000 13.000.000 7 Manajer Umum & Keuangan 1 13.000.000 13.000.000 8 Manajer Pembelian & Pemasaran 1 13.000.000 13.000.000 9 Kepala Bagian Proses 1 10.000.000 10.000.000 10 Kepala Bagian Laboratorium R & D 1 8.000.000 8.000.000 11 Kepala Bagian Utilitas 1 8.000.000 8.000.000 12 Kepala Bagian Listrik 1 8.000.000 8.000.000 13 Kepala Bagian Instrumen 1 8.000.000 8.000.000 14 Kepala Bagian Pemeliharaan Pabrik 1 8.000.000 8.000.000 15 Kepala Bagian Keuangan 1 10.000.000 10.000.000 16 Kepala Bagian Administrasi 1 6.000.000 6.000.000 17 Kepala Bagian Personalia 1 6.000.000 6.000.000 18 Kepala Bagian Humas 1 6.000.000 6.000.000 19 Kepala Bagian Keamanan 1 4.500.000 4.500.000 20 Kepala Bagian Pembelian 1 6.000.000 6.000.000 21 Kepala Bagian Penjualan 1 8.000.000 8.000.000 22 Kepala Bagian Gudang/Logistik 1 5.000.000 5.000.000 23 Kepala Bagian Keselamatan Kerja 1 5.000.000 5.000.000 24 Karyawan Proses 40 4.000.000 160.000.000 25 Karyawan Laboratorium R & D 20 3.000.000 60.000.000 26 Karyawan Utilitas 20 3.000.000 60.000.000 27 Karyawan Unit Pembangkit Listrik 8 3.000.000 24.000.000 28 Karyawan Instrumentasi Pabrik 8 3.000.000 24.000.000 29 Karyawan Pemeliharaan Pabrik 20 3.000.000 60.000.000 30 Karyawan Bagian Keuangan 4 3.000.000 12.000.000 31 Karyawan Bagian Administrasi 4 3.000.000 12.000.000 32 Karyawan Bagian Personalia 4 3.000.000 12.000.000 33 Karyawan Bagian Humas 4 3.000.000 12.000.000


Tabel E.6 Perincian Gaji Pegawai............................................. (Lanjutan)

No Jabatan Jumlah Gaji/orang (Rp) Total Gaji (Rp) 34 Karyawan Pembelian 10 3.000.000 30.000.000 35 Karyawan Penjualan/Pemasaran 10 3.000.000 30.000.000 36 Petugas Keamanan 8 1.800.000 14.400.000 37 Karyawan Gudang/Logistik 14 1.800.000 25.200.000 38 Dokter 2 3.200.000 6.400.000 39 Perawat 3 1.800.000 5.400.000 40 Petugas Kebersihan 8 1.000.000 8.000.000 41 Supir 8 1.200.000 9.600.000

Total 221 - 812.500.000

gaji pegawai selama 3 bulan = Rp 2.437.500.000,-

B. Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 20 % dari gaji pegawai = 0,2 × Rp 2.437.500.000,-

= Rp 487.500.000,-

C. Biaya Pemasaran

Diperkirakan 20 % dari gaji pegawai = 0,2 × Rp 2.437.500.000,-

= Rp 487.500.000,-

D. 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

Nilai Perolehan Objek Pajak

Tanah Rp 12.900.000.000,-

Bangunan Rp 12.209.500.000,-

Total NJOP Rp 25.109.500.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak (Rp. 30.000.000,- –

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak Rp 25.139.500.000,-

Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP) Rp 1.256.975.000,-

Tabel E.7 Perincian Biaya Kas

No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1 Gaji Pegawai 2.437.500.000,- 2 Administrasi Umum 487.500.000,- 3 Pemasaran 487.500.000,- 4 Pajak bumi dan bangunan 1.256.975.000,-

Total 4.669.475,000-

E. Biaya Start – Up

Diperkirakan 8 % dari Modal Investasi Tetap (Peters, et.al.,2004).

= 0,08 × Rp 218.363.032.458,-

= Rp 17.469.042.597,-

F. Piutang Dagang

HPT12IPPD ×=

dimana: PD = piutang dagang

IP = jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan)

HPT = hasil penjualan tahunan

Penjualan :

1. Harga jual Amonium sulfat = Rp 11.900,-/kg

Produksi Amonium sulfat = 3787,87 kg/jam

Hasil penjualan Amonium sulfat tahunan

= 3787,87 kg/jam × 24 jam/hari × 330 hari/tahun × Rp 11.900,- /kg

= Rp 357.000.000.000,-


2. Harga jual kalsium karbonat = Rp 290/kg

Produksi kalsium karbonat = 3515,306 kg/jam

Hasil penjualan kalsium karbonat tahunan

= 3515,306 kg/jam × 24 jam/hari × 330 hari/tahun × Rp 290,- /kg

= Rp 8.073.954.694,-

Piutang Dagang = 121

× (Rp 357.000.000.000,- + Rp 8.073.954.694,-)

= Rp 30.422.829.558,-

Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel E.8 Perincian Modal Kerja No. Modal Kerja Jumlah Bulanan (Rp) 1. Bahan baku proses dan utilitas 39.819.864.555,- 2. Kas 4.669.475,000,- 3. Start up 17.469.042.597,- 4. Piutang Dagang 30.422.829.558,- Total 92.381.211.709,-

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja

= Rp 218.363.032.458,- + Rp 92.381.211.709,-

= Rp 310.744.244.168,-

Modal ini berasal dari:

- Modal sendiri = 60 % dari total modal investasi

= 0,6 × Rp 310.744.244.168,-

= Rp 186.446.546.501,-

- Pinjaman dari Bank = 40 % dari total modal investasi

= 0,4 × Rp 310.744.244.168,-

= Rp 124.297.697.667,-


E.3 Biaya Produksi Total

E.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

A. 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 812.500.000,-

= Rp 11.375.000.000,-

B. Bunga Pinjaman Bank

Bunga pinjaman bank adalah 10 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2012).

Bunga bank (Q) = 0,1 × Rp 124.297.697.667,-

= Rp 12.429.769.767,-

C. 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 E.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000

Kelompok Harta Berwujud

Masa (tahun)

Tarif (%)

Beberapa Jenis Harta

I. Bukan Bangunan

1.Kelompok 1

2. Kelompok 2

3. Kelompok 3

4

8

16

25

12,5

6,25

Mesin kantor, perlengkapan, alat perangkat/ tools industri.

Mobil, truk kerja

Mesin industri kimia, mesin industri mesin

II. Bangunan

Permanen

20

5

Bangunan sarana dan penunjang

Sumber : Waluyo, 2000 dan Rusdji,2004


Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

n

LPD −=

dimana: D = depresiasi per tahun

P = harga awal peralatan

L = harga akhir peralatan

n = umur peralatan (tahun)

Tabel E.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI No. 17 Tahun 2000

Komponen Biaya (Rp) Umur (tahun) Depresiasi (Rp)

Bangunan 13.547.000.000 25 541.880.000 Peralatan proses dan utilitas 79.514.815.432 16 4.969.675.964 Instrumentrasi dan pengendalian proses 14.873.274.829 5 2.974.654.966 Perpipaan 17.733.519.988 5 3.546.703.998 Instalasi listrik 5.720.490.319 5 1.144.098.064 Insulasi 11.440.980.638 5 2.288.196.128 Inventaris kantor 1.716.147.096 5 343.229.419 Perlengkapan keamanan dan kebakaran 1.144.098.064 5 228.819.613 Sarana transportasi 3.636.950.000 8 454.618.750

TOTAL Rp 16.491.876.901,-

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 (UURI 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 25 % dari MITTL. sehingga :

Biaya amortisasi = 0,25 × Rp 55.488.756.093,-

= Rp 13.872.189.023,-


Total biaya depresiasi dan amortisasi (R)

= Rp 16.491.876.901,-+ Rp 13.872.189.023,-

= Rp 30.364.065.924,-

D. Biaya Tetap Perawatan

1. Perawatan mesin dan alat-alat proses

Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%,

diambil 10% dari harga peralatan terpasang di pabrik (Peters, et.al.,2004).

Biaya perawatan mesin = 0,1 × Rp 79.514.815.432,-

= Rp 7.951.481.543,-

2. Perawatan bangunan

Diperkirakan 10 % dari harga bangunan (Peters, et.al.,2004).

Perawatan bangunan = 0,1 × Rp 13.547.000.000,-

= Rp 1.354.700.000,-

3. Perawatan kendaraan

Diperkirakan 10 % dari harga kendaraan (Peters, et.al.,2004).

Perawatan kenderaan = 0,1 × Rp 3.636.950.000,-

= Rp 363.695.000

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol

Diperkirakan 10 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Peters,

et.al.,2004).

Perawatan instrumen = 0,1 × Rp 14.873.274.829,-

= Rp 1.487.327.483,-

5. Perawatan perpipaan

Diperkirakan 10 % dari harga perpipaan (Peters, et.al.,2004).

Perawatan perpipaan = 0,1 × Rp 17.733.519.988,-

= Rp 1.773.351.999,-

6. Perawatan instalasi listrik

Diperkirakan 10 % dari harga instalasi listrik (Peters, et.al.,2004).

Perawatan listrik = 0,1 × Rp 5.720.490.319,-

= Rp 572.049.032,-


7. Perawatan insulasi

Diperkirakan 10 % dari harga insulasi (Peters, et.al.,2004).

Perawatan insulasi = 0,1 × Rp 11.440.980.638,-

= Rp 1.144.098.064,-

8. Perawatan inventaris kantor

Diperkirakan 10 % dari harga inventaris kantor (Peters, et.al.,2004).

Perawatan inventaris kantor = 0,1 × Rp 1.716.147.096,-

= Rp 171.614.710,-

9. Perawatan perlengkapan kebakaran

Diperkirakan 10 % dari harga perlengkapan kebakaran (Peters, et.al.,2004).

Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,1 × Rp Rp 1.144.098.064,-

= Rp 114.409.806,-

Total biaya perawatan (S) = Rp 14.932.727.637,-

E. Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost)

Biaya tambahan industri ini diperkirakan 20 % dari modal investasi tetap


Plant Overhead Cost (T) = 0,2 x Rp 218.363.032.458,-

= Rp 43.672.606.492,-

F. Biaya Administrasi Umum

Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = Rp 1.950.000.000,-

G. Biaya Pemasaran dan Distribusi

Biaya pemasaran selama 1 tahun = Rp 1.950.000.000,-

Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran, sehingga :

Biaya distribusi = 0,5 × Rp 1.950.000.000,-= Rp 975.000.000,-

Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp 2.925.000.000,-

H. Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan

Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan industri (Peters, et.al.,2004).

Biaya laboratorium (W) = 0,05 x Rp 43.672.606.492,-

= Rp 2.183.630.325,-


I. Hak Paten dan Royalti

Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Peters, et.al.,2004).

Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01 x Rp 218.363.032.458,-

= Rp 2.183.630.325,-

J. Biaya Asuransi

1. Biaya asuransi pabrik. adalah 3,1 permil dari modal investasi tetap

langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2009).

= 0,0031 × Rp 162.874.276.365,-

= Rp 504.910.257,-

2. Biaya asuransi karyawan.

Biaya asuransi pabrik adalah 4,24% dari gaji (PT. Jamsostek, 2007).

Maka biaya asuransi karyawan = 0,0424 x Rp 9.750.000.000,-

= Rp 413.400.000,-

Total biaya asuransi (Y) = Rp 918.310.257,-

K. Pajak Bumi dan Bangunan

Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp. 1.256.975.000

Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z

= Rp. 124.191.715.725,-

E.3.2 Biaya Variabel

A. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun

Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 330 hari adalah

Rp 146.006.170.035,-

B. Biaya Variabel Tambahan

1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 1% dari biaya variabel bahan baku

Biaya variabel Perawatan dan Penanganan Lingkungan:

= 0,01 × Rp 146.006.170.035,-

= Rp 1.460.061.700,-

2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi


Diperkirakan 10 % dari biaya variabel bahan baku

Biaya Pemasaran dan Distribusi = 0,1 × Rp 146.006.170.035,-

= Rp 14.600.617.003,-

Total biaya variabel tambahan = Rp 16.060.678.704,-

C. Biaya Variabel Lainnya

Diperkirakan 5 % dari biaya variabel tambahan

= 0,05 × Rp 16.060.678.704,-

= Rp 803.033.935,-

Total biaya variabel = Rp 162.869.882.674,-

Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 124.191.715.725,- + Rp 162.869.882.674,-

= Rp 287.061.598.399,-

E.4 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

E.4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto) Laba atas penjualan = total penjualan – total biaya produksi

= Rp 365.073.954.694,- - Rp 287.061.598.399,-

= Rp 78.012.356.295,-

Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5 % dari keuntungan perusahaan

= 0,005 × Rp 78.012.356.295,- = Rp 390.061.781,-

Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UURI No. 17/00

Pasal 6 ayat 1 sehingga :

Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 78.012.356.295,- − Rp 390.061.781,-

= Rp 77.622.294.514,-

E.4.2 Pajak Penghasilan

Berdasarkan UURI Nomor 36 Pasal 17 ayat 1b Tahun 2008, Tentang

Perubahan Keempat atas Undang-Undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak

Penghasilan (http://www.dpr.go.id/undang2/uu08/uu08-36, 2011),wajib Pajak badan

dalam negeri dan bentuk usaha tetap adalah sebesar 28%. Undang-undang ini mulai

berlaku terhitung tanggal 1 Januari 2009. Maka pajak penghasilan yang harus

dibayar adalah:


PPh = 28% × Rp 77.622.294.514,- = Rp 21.734.242.464,-

Laba setelah pajak = Rp 77.622.294.514,- - Rp 21.734.242.464,-

= Rp 55.888.052.050,-

E.5 Analisa Aspek Ekonomi

A. Profit Margin (PM)

PM = penjualantotal

pajaksebelumLaba× 100 %

PM = 100%x 4.694,-365.073.95 Rp

.514,-77.622.294 Rp

= 21,26 %

B. Break Even Point (BEP)

BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya−

× 100 %

BEP = 100% 2.674,-162.869.88 Rp -4.694365.073.95 Rp

-5.725124.191.71 Rp ×

= 61,42 %

Kapasitas produksi pada titik BEP = 61,42 % × 30.000 ton/tahun

= 18425,699 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = 61,42 % × Rp 365.073.954.694,-

= Rp 224.224.766.332,-

C. Return on Investment (ROI)

ROI = investasi modal Total

pajak setelah Laba × 100 %

ROI = 100%x 4.168,-310.744.24 Rp

.050,-55.888.052

= 17,99 %

D. Pay Out Time (POT)

POT = tahun1x 0,1799

1


POT = 5,56 tahun

E. Return on Network (RON)

RON = sendiriModal

pajaksetelahLaba × 100 %

RON = 100%x 6.501,-186.446.54 Rp

.050,-55.888.052 Rp

RON = 29,98 %

F. Internal Rate of Return (IRR)

Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan

pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk

memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut:

- Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun

- Masa pembangunan disebut tahun ke nol

- Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun

- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10

- Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan.

Dari Tabel E.11, diperoleh nilai IRR = 31,04 %


Gambar E.2 Grafik Break Event Point (BEP)

0.000

100.000

200.000

300.000

400.000

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110

Har

ga (m

ilyar

rup

iah)

)

Kapasitas Produksi (%)

Biaya tetap

Biaya variabel

Biaya produksi

Penjualan


Tabel. E.11 Data Perhitungan Internal Rate of Return (IRR)

Thn Laba sebelum pajak (Rp) Pajak (Rp) Laba Sesudah

pajak (Rp) Penyusutan

(Rp) Net Cash Flow

(Rp) P/F pada i

= 31% PV pada i = 31 %

P/F pada i = 32 %

PV pada i = 32 %

0 - - - - -310744244168 1 -310744244168 1 -310744244168 1 77622294514 21734242464 55888052050 30364065924 86252117974 0.7634 65841311431 0.7576 65342513617 2 85384523965 23907666710 61476857255 30364065924 91840923179 0.5827 53517232783 0.5739 52709437086 3 93922976361 26298433381 67624542980 30364065924 97988608905 0.4448 43587474397 0.4348 42604335758 4 103315273998 28928276719 74386997278 30364065924 104751063203 0.3396 35569131172 0.3294 34503465293 5 113646801397 31821104391 81825697006 30364065924 112189762931 0.2592 29080157344 0.2495 27995199987 6 125011481537 35003214830 90008266707 30364065924 120372332631 0.1979 23817649650 0.1890 22755327447 7 137512629691 38503536313 99009093377 30364065924 129373159302 0.1510 19540924834 0.1432 18527919936 8 151263892660 42353889945 108910002715 30364065924 139274068640 0.1153 16058312222 0.1085 15110499237 9 166390281926 46589278939 119801002987 30364065924 150165068911 0.0880 13216828626 0.0822 12342511453

10 183029310119 51248206833 131781103285 30364065924 162145169210 0.0672 10894092481 0.0623 10096357086

378870773

-8756677269

IRR = 31 %+ ( )%31%32)8756677269(378870773

378870773−×

−−

= 31,04 %


Appendix

Documents

Transcript of Appendix