Glycol From EO n O2

PRA RANCANGAN PABRIK

PEMBUATAN ETILEN GLIKOL DARI ETILEN OKSIDA DENGAN

PROSES KARBONASI

DENGAN KAPASITAS 80.000 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

OLEH :

WULAN PRATIWI

NIM. 050405045

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA

MEDAN

2009

Wulan Pratiwi : Pembuatan Etilen Glikol Dari Etilen Oksida Dengan Proses Karbonasi Dengan Kapasitas 80.000 Ton/Tahun, 2010.

INTI SARI

Etilen glikol adalah salah satu bahan kimia yang jumlahnya belum

mencukupi kebutuhan industri di Indonesia. Etilen glikol sebagian besar digunakan

sebagai bahan baku industri poliester yang merupakan bahan baku industri tekstil dan

plastik. Selain itu kegunaan etilen glikol lainnya adalah sebagai bahan baku

tambahan pada pembuatan cat, cairan rem, solven, alkyl resin, tinta cetak, tinta

ballpoint, foam stabilizer, kosmetik, dan bahan anti beku. Produksi etilen glikol

biasanya dilakukan dengan hidrolisis langsung etilen oksida, tetapi banyak

kekurangan dalam proses ini salah satunya konversi etilen glikol rendah. Oleh karena

itu, untuk menghasilkan etilen glikol maksimal dilakukan produksi etilen glikol dari

etilen oksida dengan proses Karbonasi. Proses produksi ini terdiri dari beberapa

tahap yaitu tahap awal, tahap Karbonasi, tahap Hidrolisis.

Pra rancangan pabrik Etilen Glikol ini direncanakan akan berproduksi

dengan kapasitas 80.000 ton/tahun dan beroperasi selama 330 hari dalam setahun.

Lokasi pabrik yang direncanakan adalah di daerah daerah hilir Sungai Rokan,

Kabupaten Rokan Hilir, Riau dengan luas tanah yang dibutuhkan sebesar 20.000 m2.

Tenaga kerja yang dibutuhkan untuk mengoperasikan pabrik sebanyak 166 orang.

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

organisasinya adalah organisasi sistem garis dan staff.

Hasil analisa terhadap aspek ekonomi pabrik Etilen Glikol adalah :

Modal Investasi : Rp. 646.101.102.857,-

Biaya Produksi per tahun : Rp 1.085.926.256.857,-

Hasil Jual Produk per tahun : 356.325,-1.437.714. Rp

Laba Bersih per tahun : Rp 245.037.911.279,-

Profit Margin : 24,35%

Break Event Point : 51,02 %

Return of Investment : 24,58%

Pay Out Time : 4,07 tahun

Return on Network : 40,97%

Internal Rate of Return : 39,86%

Dari hasil analisa aspek ekonomi dapat disimpulkan bahwa pabrik pembuatan

etilen glikol ini layak untuk didirikan.


KATA PENGANTAR

Syukur Alhamdulillah penulis ucapkan kehadirat Allah SWT atas rahmat,

karunia dan anugerah-Nya, serta kepada Junjungan kita Nabi besar Muhammad

SAW yang telah membawa kita ke alam yang penuh ilmu pengetahuan seperti

sekarang ini, sehingga penulis dapat menyelesaikan Tugas Akhir yang berjudul Pra-

Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Glikol dari Etilen Oksida dengan Proses

Karbonasi dengan Kapasitas 80.000 Ton/Tahun. Tugas Akhir ini dikerjakan

sebagai syarat untuk kelulusan dalam sidang sarjana.

Selama mengerjakan Tugas akhir ini penulis begitu banyak mendapatkan

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

penulis mengucapkan terima kasih kepada:

1. Ibu Dr.Ir. Rosdanelli Hasibuan,MT selaku Dosen Pembimbing I yang telah

membimbing dan memberikan masukan selama menyelesaikan tugas akhir

ini.

2. Ibu Farida Hanum ST,MT sebagai Dosen Pembimbing II yang telah

memberikan arahan selama menyelesaikan tugas akhir ini.

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

USU dan Bapak M Hendra S Ginting ST, MT selaku sekretaris Departemen

Teknik Kimia

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

Teknik Kimia FT USU.

5. Dan yang paling istimewa Orang tua penulis yaitu Ibunda Nila Puspa

Dewi,SE dan Ayahanda Edi Aslan,SE yang tidak pernah lupa memberikan

motivasi dan semangat kepada penulis.

6. Adik-adik tercinta yang selalu mendoakan dan memberikan semangat.

7. M. Rudy Hermansyah, untuk semangat, motivasi dan mengantar-jemput

penulis. Terimakasih sudah ada disaat-saat paling sulit.


8. Teman-temanku terutama Rudiansyah, M. Izni Harahap, Indra Azmi

Marpaung, Dahyat, thanks buat kebersamaan dan semangatnya. Cepat

menyusul ya kawan-kawan. Teman-teman stambuk ’05, semangat ya.

9. Teman seperjuangan Lady Marissa Febrianan sebagai partner penulis dalam

penyelesaian Tugas Akhir ini.

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

namanya.

Penulis menyadari bahwa Tugas Akhir ini masih terdapat banyak kekurangan

dan ketidaksempurnaan. Oleh karena itu penulis sangat mengharapkan saran dan

kritik yang sifatnya membangun demi kesempurnaan pada penulisan berikutnya.

Semoga laporan ini dapat bermanfaat bagi kita semua.

Medan, September 2009

Penulis

WULAN PRATIWI

050405045


DAFTAR ISI

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

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

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

Daftar Tabel ........................................................................................................ vii

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

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

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

1.2 Perumusan Masalah ........................................................................... I-2

1.3 Tujuan .............................................................................................. I-3

1.4 Manfaat ............................................................................................. I-3

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

2.1 Etilen Oksida .................................................................................. II-1

2.2 Karbon Dioksida ............................................................................. II-3

2.3 Etilen Karbonat............................................................................... II-4

2.4 Air .................................................................................................. II-4

2.5 Etilen Glikol ................................................................................... II-5

2.5.1 Proses Du-Pont Formaldehid .................................................. II-7

2.5.2 Proses hidrolisis etilen oksida................................................. II-7

2.5.3 Proses Karbonasi.................................................................... II-8

2.6 Perbandingan dan pemilihan proses ................................................ II-10

2.7 Deskripsi proses ............................................................................. II-11

7.1 Pencampuran bahan baku .......................................................... II-11

7.2 Proses Karbonasi ...................................................................... II-11

7.3 Proses Hidrolisis ....................................................................... II-12

7.4 Pemurnian produk ..................................................................... II-13

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

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

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

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

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


6.2 Keselamatan kerja .......................................................................... VI-8

6.3 Keselamatan kerja pada pabrik pembuatan Etilen Glikol ................VI-10

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

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

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

7.3 Kebutuhan Bahan kimia .............................................................. VII-12

7.4 Kebutuhan Listrik ....................................................................... VII-13

7.5 Kebutuhan Bahan bakar .............................................................. VII-13

7.6 Unit pengolahan limbah .............................................................. VII-15

7.7 Spesifikasi peralatan utilitas ........................................................ VII-34

7.8 Spesifikasi peralatan pengolahan limbah ..................................... VII-45

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

8.1 Lokasi pabrik .............................................................................. VIII-4

8.2 Tata letak pabrik ......................................................................... VIII-7

8.3 Perincian luas tanah .................................................................... VIII-9

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

9.1 Organisasi Perusahaan ............................................................... IX-1

9.2 Manajemen Perusahaan .............................................................. IX-3

9.3 Bentuk hukum badan usaha ........................................................ IX-5

9.4 Uraian tugas, wewenang, dan tanggung jawab ............................ IX-6

9.5 Sistem kerja ................................................................................ IX-8

9.6 Jumlah karyawan dan tingkat pendidikan .................................... IX-10

9.7 Sistem penggajian ....................................................................... IX-12

9.8 Fasilitas tenaga kerja................................................................... IX-15

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

10.1 Modal investasi ......................................................................... X-1

10.2 Biaya Produksi total (BPT)/ Total Cost (TC) ............................ X-4

10.3 Total penjualan (Total sales) ..................................................... X-5

10.4 Bonus perusahaan ..................................................................... X-5

10.5 Perkiraan rugi/laba usaha .......................................................... X-5

10.6 Analisa aspek ekonomi ............................................................. X-5

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


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

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

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

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

LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS . LD-1

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


DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Impor etilen glikol Indonesia .............................................................. I-2

Tabel 2.1 Beberapa kegunaan etilen glikol ......................................................... II-6

Tabel 3.1 Neraca Massa Reaktor I (Reaktor Karbonasi) ...................................... III-1

Tabel 3.2 Neraca Massa Separator I. ................................................................... III-1

Tabel 3.3 Neraca Massa Reaktor II (Reaktor Hidrolisis). ..................................... III-2

Tabel 3.4 Neraca Massa Heater. ......................................................................... III-2

Tabel 3.5 Neraca Massa Separator II. .................................................................. III-3

Tabel 3.6 Evaporator.. ......................................................................................... III-3

Tabel 3.7 Neraca Massa Kolom Distilasi.. ........................................................... III-3

Tabel 3.8 Neraca Massa Kondensor.. .................................................................. III-4

Tabel 3.9 Neraca Massa Reboiler.. ...................................................................... III-4

Tabel 3.10 Neraca Massa Flash Drum................................................................. III-4

Tabel 4.1 Neraca Panas Heater 1 (E-101).......................................................... IV-1



Tabel 4.4 Neraca Panas Reaktor I (R-101) ........................................................ IV-2


Tabel 4.6 Neraca Panas Reaktor II (R-102) ........................................................ IV-2

Tabel 4.7 Neraca Panas Cooler 1 (E-105)........................................................... IV-3

Tabel 4.8 Neraca Panas Evaporator (FG-101) ................................................... IV-3

Tabel 4.9 Neraca Panas Heater 5 (E-106)........................................................... IV-3

Tabel 4.10 Neraca Panas Kondensor (E-107) ..................................................... IV-3

Tabel 4.11 Neraca Panas Cooler 2 (E-108) ......................................................... IV-4

Tabel 4.12 Neraca Panas Reboiler (E-109) ......................................................... IV-4

Tabel 4.13 Neraca Panas Kondensor Subcooler (E-110) ..................................... IV-4



Tabel 6.1 Daftar penggunaan instrumentasi pada Pra-rancangan Pabrik Pembuatan

Etilen Glikol dari Etilen Oksida dengan Proses Karbonasi ................. VI-5

Tabel 7.1 Kebutuhan Uap Sebagai Media Pemanas ......................................... VII-1


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

Tabel 7.3 Kebutuhan Air Proses Pabrik ........................................................... VII-3

Tabel 7.4 Pemakaian Air Untuk Berbagai Kebutuhan...................................... VII-4

Tabel 7.5 Kualitas Air Sungai Rokan, Riau ..................................................... VII-5

Tabel 8.1 Pembagian Penggunaan areal tanah ................................................. VIII-9

Tabel 9.1 Jadwal Kerja Karyawan Shift ........................................................... IX-9

Tabel 9.2 Jumlah Karyawan dan Kualifikasinya .............................................. IX -10

Tabel 9.3 Perincian Gaji Karyawan ................................................................. IX -12

Tabel 9.4 Perincian Uang Lembur Karyawan ................................................ VII-13

Tabel LA.1 Neraca massa destilasi .................................................................. LA-5

Tabel LA.2 Konstanta persamaan tekanan uap antoine .................................... LA-5

Tabel LA.3 Titik didih umpan masuk destilasi ............................................... LA-6

Tabel LA.4 Dew point destilat. ....................................................................... LA-6

Tabel LA.5 Boiling point produk bawah ......................................................... LA-6

Tabel LA.6 Omega point destilasi ................................................................... LA-7

Tabel LA.7 Neraca massa kondensor .............................................................. LA-8

Tabel LA.8 Neraca massa reboiler .................................................................. LA-10

Tabel LA.9 Konstanta persamaan tekanan uap antoine .................................... LA-11

Tabel LA.10 Tekanan uap jenuh komponen pada T = 250oC = 525,15 K......... LA-11

Tabel LA.11 Data Trial Temperatur dan Komposisi Flash Drum II ................. LA-12

Tabel LA.12 Nilai V flash drum ...................................................................... LA-13

Tabel LA.13 Neraca massa Flash Drum ........................................................ LA-14

Tabel LA.14 Neraca massa Evaporator ........................................................... LA-16

Tabel LA.15 Konstanta persamaan tekanan uap antoine .................................. LA-17

Tabel LA.16 Tekanan uap jenuh komponen pada T = 100oC =373,15 K ......... LA-18

Tabel LA.17 Nilai V separator I ...................................................................... LA-19

Tabel LA.18 Neraca massa separator II ........................................................... LA-21

Tabel LA.19 Neraca Massa Heater .................................................................. LA-22

Tabel LA.20 Neraca Massa Ekspander ............................................................ LA-23

Tabel LA.21 Neraca Massa Reaktor Hidrolisis ................................................ LA-26

Tabel LA.22 Konstanta persamaan tekanan uap antoine ln P = A – (B/(T+C)) LA-27

Tabel LA.23 Tekanan uap jenuh komponen pada T = 100oC = 373,15 K......... LA-27


Tabel LA.24 Nilai V separator I ...................................................................... LA-28

Tabel LA.25 Neraca massa separator 1 ........................................................... LA-30

Tabel LA.27 Neraca Massa Reaktor Karbonasi ............................................... LA-32

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas ..................................................................... LB-1

Tabel LB.2 Kapasitas Panas Liquid ................................................................. LB-1

Tabel LB.3 Panas Laten [J/mol] ...................................................................... LB-1

Tabel LB.4 Panas Reaksi Pembentukan [kkal/mol] ......................................... LB-2

Tabel LB.5 Data Tekanan Uap Antoine ........................................................... LB-2

Tabel LB.6 Data Air Pemanas dan Air Pendingin yang Digunakan ................. LB-2

Tabel LB.7 Panas Masuk Heater 1 (E-101) ..................................................... LB-3

Tabel LB.8 Panas Keluar Heater 1 (E-101) ..................................................... LB-3

Tabel LB.9 Panas Masuk Heater 2 (E-102) ..................................................... LB-4

Tabel LB.10 Panas Keluar Heater 2 (E-102) ................................................... LB-4

Tabel LB.11 Panas Masuk Heater 3 (E-103) ................................................... LB-5


Tabel LB.13 Panas Keluar Reaktor 1 (R-101) ................................................. LB-7



Tabel LB.16 Panas Keluar Reaktor 2 (R-102) ................................................. LB-10

Tabel LB.17 Panas Masuk Cooler 1 (E-105) ................................................... LB-11

Tabel LB.18 Panas Keluar Cooler 1 (E-105) ................................................... LB-11

Tabel LB.19 Panas Masuk evaporator ............................................................. LB-12

Tabel LB.20 Panas Keluar evaporator gas ....................................................... LB-13

Tabel LB.21 Panas Keluar evaporator liquid ................................................... LB-13



Tabel LB.24 Titik Didih Umpan Pada Bagian Atas Kolom Distilasi ................ LB-15

Tabel LB.25 Dew Point Kondensor ................................................................. LB-16

Tabel LB.26 Panas Masuk Kondensor ............................................................. LB-16

Tabel LB.27 Panas Keluar Kondensor ............................................................. LB-16

Tabel LB.28 Panas Masuk Cooler 2 ................................................................ LB-17

Tabel LB.29 Panas Keluar Cooler 2 ................................................................ LB-18


Tabel LB.30 Bubble Point Reboiler (E-302).................................................... LB-19

Tabel LB.31 Panas Masuk Reboiler (E-109) ................................................... LB-19

Tabel LB.32 Panas Keluar Vb (alur 30) Reboiler ............................................ LB-19

Tabel LB.33 Panas Keluar B (alur 31) Reboiler .............................................. LB-20

Tabel LB.34 Panas Masuk Kondensor Subcooler ......................................... LB-21

Tabel LB.35 Panas Keluar Kondensor Subcooler ......................................... LB-21

Tabel LB.36 Panas Masuk Cooler 3 .............................................................. LB-22

Tabel LB.37 Panas Keluar Cooler 3 .............................................................. LB-22

Tabel LB.38 Panas Masuk Cooler 4 ................................................................ LB-23

Tabel LB.39 Panas Keluar Cooler 4 .............................................................. LB-23

Tabel LB.40 Panas Masuk Gas Buang Sementara (TT-103) ............................ LB-24

Tabel LB.41 Panas Keluar Gas Buang Sementara (TT-103) ............................ LB-24


DAFTAR GAMBAR

Gambar 2.1 Struktur Molekul Etilen Glikol ..................................................... II-6

Gambar 2.2 Proses Sederhana Pembuatan Etilen Glikol .................................. II-8

Gambar 2.3 Flowdiagram Pembuatan Etilen Glikol Dengan Proses Karbonasi II-9

Gambar 6.1 Alat-alat Pengendali Pada Pabrik Etilen Glikol ............................ VI-8

Gambar 7.1 Skema Sistem Pengolahan Limbah .............................................. VII-16

Gambar 8.1 Tata Letak Pabrik Etilen Glikol .................................................. VIII-10

Gambar 9.1 Bagan Struktur Organisasi Pada Pabrik Etilen Glikol ................... IX-16


BAB I

PENDAHULUAN

1.1 Pendahuluan

Perkembangan industri di Indonesia khususnya industri kimia terus

mengalami peningkatan. Meskipun sempat dilanda krisis ekonomi sampai saat ini,

namun dengan usaha-usaha tertentu yang dilakukan pemerintah, sektor ini mulai

bangkit lagi. Dengan bangkitnya sektor ini, maka peningkatan unsur-unsur

penunjang industri juga makin meningkat, termasuk bahan-bahan pembantu dan

penunjang.

Kebutuhan berbagai bahan baku dan bahan penunjang di Indonesia masih

banyak didatangkan dari luar negeri. Jika bahan baku dan bahan penunjang ini bisa

dihasilkan di dalam negeri, hal ini tentunya akan menghemat pengeluaran devisa,

meningkatkan ekspor dan mengembangkan penguasaan teknologi.

Etilen glikol adalah salah satu bahan kimia yang jumlahnya belum

mencukupi kebutuhan industri di Indonesia. Etilen glikol itu sendiri sebagian besar

digunakan sebagai bahan baku industri poliester. Poliester yang merupakan senyawa

polimer jenis thermoplastik ini digunakan sebagai bahan baku industri tekstil dan

plastik. Disamping dapat dibuat serat yang kemudian dipintal menjadi benang, juga

bisa dibuat langsung menjadi benang filament untuk produk tekstil. Selain itu,

poliester ini dapat juga dibentuk (dicetak) sebagai bahan molding seperti pada

pembuatan botol plastik. Kegunaan lain dari etilen glikol ini adalah sebagai bahan

baku tambahan pada pembuatan cat, cairan rem, solven, alkyl resin, tinta cetak, tinta

ballpoint, foam stabilizer, kosmetik, dan bahan anti beku ( Anonim, 2008 ).

Etilen glikol digunakan hampir diseluruh bagian dunia, termasuk Indonesia.

Namun kebutuhan Indonesia akan etilen glikol hanya terpenuhi sekitar 50% oleh PT.

Gajah Tunggal Petrochem Tbk yang memproduksi 216.000 ton etilen glikol per

tahunnya( www.petrochem.com, 2008) . Permintaan pasar Indonesia terhadap etilen

glikol adalah sebesar 500.000 ton per tahun, artinya Indonesia masih kekurangan

pasokan etilen glikol sebesar 284.000 ton per tahunnya. Kekurangan ini

ditanggulangi dengan mengimpor etilen glikol untuk industri Indonesia. Berdasarkan

data Badan Pusat Statistik, pada tahun 2007, Indonesia mengimpor etilen glikol dari


http://www.petrochem.com/

18 negara. Kuwait mengekspor etilen glikol terbesar bagi Indonesia yaitu sebanyak

9.458.963 kg seharga USD 13.500.045. Sedangkan Saudi Arabia mengekspor

9.327.046 kg kepada Indonesia ( Badan Pusat Statistik, 2007).

Tabel 1.1 Impor Etilen Glikol Indonesia

Tahun Import Jumlah ( ton ) Nominal ( US$ 000 )

1999 378.794 165.743

2000 416.718 244.977

2001 430.721 216.294

2002 384.283 173.107

2003 283.920 178.407

2004 257.337 240.284

2005 261.496 255.740

2006 286.468 257.094

2007 247.639 255.551

( Badan Pusat Statistik, 2007)

Proses yang biasa digunakan untuk memproduksi etilen glikol adalah proses

hidrolisis etilen oksida dan reaksi formaldehid. Namun, kedua proses tersebut sangat

tidak effisien karena membutuhkan steam yang besar, air yang banyak,

menggunakan bahan baku lain dan biaya peralatan yang cukup mahal. Oleh karena

itu dikembangkan pembuatan etilen glikol dengan mereaksikan etilen oksida dengan

karbondioksida menghasilkan etilen karbonat yang kemudian dihidrolisis

menghasilkan etilen karbonat. Proses ini disebut proses karbonasi. Keuntungan dari

proses ini yaitu, prosesnya lebih sederhana, low energy, menghemat biaya produksi

dan konversi etilen oksida menjadi etilen glikol yang hampir sempurna yaitu 99%(

Kawabe, 1998 ).

1.2 Perumusan Masalah

Kebutuhan etilen glikol di Indonesia belum dapat terpenuhi, sehingga untuk

menanggulangi kebutuhan etilen glikol di dalam negeri serta untuk meningkatkan

nilai ekonomis dari etilen glikol dengan biaya yang cukup rendah, dibandingkan


dengan proses lain maka dirasa perlu untuk mendirikan suatu pabrik pembuatan

etilen glikol dari etilen oksida yang direaksikan dengan karbondioksida

menghasilkan etilen karbonat yang kemudian dihidrolisis menghasilkan etilen glikol.

1.3 Tujuan

Tujuan dari pra rancangan pabrik pembuatan etile glikol dari etilen oksida

dengan proses karbonasi adalah untuk mengaplikasikan ilmu Teknik Kimia,

khususnya di bidang perancangan, analisis proses, dan operasi teknik kimia, sehingga

akan memberikan gambaran kelayakan prarancangan pabrik pembuatan etilen glikol.

1.4 Manfaat

Manfaat yang dapat diperoleh dari pra rancangan ini adalah tersedianya

informasi mengenai pabrik etilen glikol dari etilen dengan etilen oksida sebagai

intermediet sehingga dapat menjadi referensi untuk pendirian suatu pabrik etilen

glikol.


BAB II

TINJAUAN PUSTAKA

2.1 Etilen Oksida

Pada tahun 1859, seorang ilmuwan Perancis, Charles-Adolphe Wurtz,

menemukan etilen oksida dengan mereaksikan 2-kloroetanol dengan senyawa basa.

Penemuan tersebut merupakan keberhasilan penting pada masa Perang Dunia I

karena penemuan tersebut menjadi pelopor dari senyawa kimia etilen glikol dan

senjata kimia gas beracun (mustard gas). Pada tahun 1931, seorang ilmuwan

Perancis lainnya menemukan cara menghasilkan etilen oksida secara langsung

dengan mereaksikan etilen dan oksigen menggunakan katalis perak. Metoda ini

kemudian digunakan untuk memproduksi etilen oksida dalam skala industri

(Emulsifiers, 2007).

Etilen oksida merupakan zat kimia komoditas utama yang diproduksi di

seluruh dunia. Etilen oksida diproduksi dengan proses oksidasi katalitik etilen

dengan katalis perak. Banyak metoda lain yang telah diajukan untuk memproduksi

etilen oksida namun tidak ada metoda lain yang diterapkan dalam skala industri

selain metoda ini (Emulsifiers, 2007). Reaksi samping mengoksidasi etilen dan etilen

oksida menjadi karbon dioksida dan uap air. Reaksi yang berlangsung yaitu:

C2H4 + ½ O2 → C2H4O (1)

etilen oksigen etilen oksida

C2H4 + 3 O2 → 2 CO2 + 2 H2O (2)

etilen oksigen karbon dioksida uap air

Etilen oksida menimbulkan efek beracun bila dihirup. Gejala-gejala yang

timbul akibat menghirup terlalu banyak gas etilen oksida antara lain pusing, kejang-

kejang (mendadak), dan koma. Gas ini juga mengiritasi kulit dan menghirup uap

etilen oksida dapat menyebabkan paru-paru terisi dengan cairan selama beberapa

jam.


http://www.emulsifiers.in/about_ethylene_oxide.htm

http://www.emulsifiers.in/about_ethylene_oxide.htm

A. Kegunaan Etilen Oksida

Etilen oksida digunakan dalam produksi (Anonim, 2006):

1. Etilen glikol (sebagai zat anti beku, serat poliester, botol dan kontainer polietilen

tereftalat (PET), dehidrasi gas, fluida penukar panas, pelarut, dan poliester)

2. Polietilen glikol (digunakan dalam industri kosmetik, pembuatan obat – obatan,

pelumas, pelarut cat, dan plasticizer)

3. Etilen oksida glikol eter (digunakan sebagai fluida rem, deterjen, pelarut cat dan

pernis)

4. Etanolamin (digunakan dalam industri sabun, deterjen, pemurnian gas alam, dan

finishing tekstil)

5. Produk etoksilat dari fatty alkohol (digunakan dalam pembuatan deterjen,

surfaktan, emulsifier, dan dispersant)

B. Sifat Fisik Etilen Oksida

Sifat-sifat etilen oksida (EPA, 1986) antara lain :

1. Berat molekul : 44,053 gr/mol

2. Bentuk fisik : gas pada temperatur ruangan

3. Titik didih : 10,5oC

4. Titik leleh : -112,44oC

5. Densitas : 0,8711 gr/cm3

6. Tekanan uap : 1305 torr (25oC)

7. Viskositas : 0,31 cp (4oC)

8. Kalor jenis : 0,44 kal/g oC (20

oC)

9. Kalor uap : 136,1 kal/g (1 atm)

10. Flash point : < -18oC (tag open cup)

11. Suhu nyala : 429oC (udara, 1 atm)

12. Panas pembakaran : 1306,4 kJ/mol (25oC)

13. Tekanan kritik : 7,19 MPa

14. Suhu kritik : 195,8oC

15. Kalor fusi : 5,17 kJ/mol

16. Panas larutan : 6,3 kJ/mol (dalam air murni 25oC)

17. Kelarutan : larut dalam air, aseton, CCl4, eter, metanol


18. Kereaktifan : mudah meledak jika dipanaskan, meledak dengan

logam alkali dalam basa

2.2 Karbondioksida

Karbondioksida merupakan salah satu gas pertama yang dnyatakan terdapat

dalam udara. Pada abad ke17, Jan Baptist Van Helmont mengetahuinya ketika ia

membakar batu bara dalam sebuah tabung tertutup, massa abu yang dihasilkan lebih

sedikit daripada batu bara yang digunakan. Interpretasinya bahwa batu bara itu sudah

berubah menjadi suatu bahan yang tidak terlihat yang ia defenisikan sebagai gas atau

roh ( Anonim, 2007)

Karbondioksida adalah salah satu gas diatmosfir, terdistribusi seragam pada

permukaan bumi dengan konsentrasi sekitar 0.033 % atau 330 ppm. Secara komersil,

CO2 digunakan sebagai refrigeran, minuman bersoda, dan alat pemadam api. Karena

konsentrasinya yang rendah diudara, secara praktek sulit untuk mengekstrak gas ini

dari udara. Kebanyakan karbondioksida diperoleh dari hasil samping dari proses

lain,seperti produksi etanol dengan fermentasi dan pembuatan ammoniak (

Shakhashiri, 2008 ).

A. Sifat-sifat Karbondioksida (Anonim, 2007) :

1. Rumus molekul : CO2


3. Sifat fisik : gas tak berwarna (pada temperatur ruangan)

4. Massa jenis : 1600 kg/m3

5. Titik lebur : -57°C

6. Titik didih : -78°C

7. Kelarutan dalam air : 1,45 kg/m³

8. Kalor laten sublimasi : 25,13 kJ/mol

9. Viskositas : 0,07 cP pada −78°C

10. Tekanan kritis : 7821 kPa

11. Suhu kritis : 31,1°C


http://id.wikipedia.org/wiki/Oksigen

http://id.wikipedia.org/wiki/Celsius

http://id.wikipedia.org/wiki/Celsius

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

2.3 Etilen karbonat

Etilen karbonat adalah salah satu ester dari etilen glikol dan asam carbonik.

Pada temperatur ruang ( 250 C ) etilen karbonat berbentuk kristal transparan seperti

padatan. Pada suhu 34-370 C berbentuk cairan yang tidak berwarna dan tak berbau.

A. Sifat-sifat etilen karbonat ( Anonimb,2009 ) :


2. Bentuk fisik : padatan berwarna kekuningan (pada suhu

25oC) dan cairan tak berwarna (pada 34-37

o C)

3. Titik leleh : 34-37o C

4. Titik didih : 260,7 o C

5. Titik beku : 360 C

6. Densitas : 1.3210 g/cm3

7. Flash point : 150 o C

8. Viskositas ( 400 C ) : 1,5 cp

9. Spesifik gravity : 1,3

2.4 Air

Air mempunyai rumus kimia H2O, yang berarti satu molekul air terdiri dari

dua atom hydrogen dan satu atom oksigen. Sering digunakan sebagai pelarut. Air

merupakan senyawa kimia yang paling aman dan paling dibutuhkan seluruh makhluk

hidup karena tanpa air, makhluk hidup tidak akan dapat bertahan hidup. Ilmu yang

mempelajari tentang kandungan, sifat-sifat, proses penyebaran, dan kebiasaan alami

air dikenal dengan hidrologi. Hidrologi merupakan induk ilmu untuk percabangan

teknik sipil, dan hidrologi mempelajari masalah persediaan air dan penyaluran

kotoran, sistem pengaliran air dan irigasi, peraturan navigasi dan sungai, dan

pengendalian banjir dan tenaga air ( Anonima, 2007 ).

A. Sifat-sifat Air (Perry,1997) :

1. Berat molekul : 18,016 gr/gmol

2. Titik lebur : 0 C (1 atm)

3. Titik didih : 100 C (1 atm)


4. Densitas : 1 gr/ml (4 C)

5. Spesifik graviti : 1,00 (4 C)

6. Indeks bias : 1,333 (20 C)

7. Viskositas : 0,8949 cP

8. Kapasitas panas : 1 kal/gr

9. Panas pembentukan : 80 kal/gr

10. Panas penguapan : 540 kal/gr

11. Temperatur kritis : 374 C

12. Tekanan kritis : 217 atm

2.5 Ethylene Glycol

Etilen glikol pertama kali ditemukan oleh Charles Adolphe Wurtz pada tahun

1859 dengan hidrolisis etilen glikol diasetat via saponifikasi dengan KOH dan pada

tahun 1860 melalui hidrolisis etilen oksida. Senyawa ini belum di komersialkan

hingga perang dunia pertama, dimana etilen glikol disintesis dari etilen diklorida dan

digunakan sebagai substituent gliserol pada industri peledakan di jerman. Di

Amerika, produksi semi komersial etilen glikol via etilen klorohidrin dimulai pada

tahun 1917. Pabrik etilen glikol pertama berdiri pada 1925 di West Virginia (

Anonimc, 2009).

Monoetilen glikol yang sering disebut etilen glikol adalah cairan jenuh, tidak

berwarna, tidak berbau, berasa manis dan larut sempurna dalam air. Grup hidroksil

pada glikol memberikan kemungkinan turunan senyawa yang lebih luas. Gugus

hidroksil ini bisa diubah menjadi aldehid, alkil halide, amina, azida, asam karboksil,

eter, merkaptan, ester nitrat, nitril, ester nitrit, ester organic, ester posphat, dan ester

sulfat. Senyawa-senyawa ini membuat etilen glikol bisa menjadi senyawa

intermediet dalam banyak reaksi. Terutama dal;am formasi resin, termasuk

kondensasi dengan dimetil terephtalat atau asam terephtalat yang menghasilkan resin

polyester ( MEG Global Group, 2008 ).

Rumus molekul etilen glikol adalah HOCH2CH2OH dan struktur molekulnya

seperti yang ditampilkan pada gambar 2.1


Gambar 2.1 Struktur Molekul Etilen Glikol ( Anonimc, 2009 )

Tabel 2.1 Beberapa kegunaan etilen glikol ( MEG Global Group, 2008 ) :

Sifat/ Karakteristik Aplikasi / Kegunaan

Senyawa intermediet dari resin - Resin polyester ( Fibers, Containers

dan films )

- Resin ester sebagai plasticizers (

adhesive, pernis, dan pelapis )

- Alkyd-type resins ( karet sintetis,

adhesive, pelapis permukaan )

Solven coupler ( pasangan pelarut ) - Sebagai penstabil pada formasi gel

Penurunan titik pembekuan

( Freezing Point Depression )

- Fluida penghilang es ( deicing fluids )

pada pesawat terbang, dan

landasannya.

- Sebagai fluida penghantar panas ( heat

transfer fluids ) pada kompresor gas,

pemanas, pendingin udara, proses

pendingin

- Antibeku pada kendaraan dan

pendingin.

- Formulasi berdasarkan air seperti

adesif, cat latex dan emulsi aspal )

Pelarut - Garam konduktif medium pada

kapasitor elektrolitik

Humectant - Serat tekstil, kertas, kulit, adhesive

dan lem


http://www.wikipedia.org/

Secara komersial, etilen glikol di Indonesia digunakan sebagai bahan baku

industri polyester ( tekstil ) sebesar 97,34%. Sedangkan sisanya sebesar 2,66%

digunakan sebagai bahan baku tambahan pada pembuatan cat, cairan rem, solven,

alkil resin, tinta cetak, tinta ballpoint, foam stabilizer, kosmetik, dan bahan anti beku.

Ada beberapa proses pembuatan etilen glikol, yaitu (Mc Ketta dan

Cunningham,1984) :

2.5.1. Proses Du Pont Fomaldehid

Dalam proses ini formaldehid direaksikan dengan karbon monoksida dan air

untuk membentuk asam glikolat untuk selanjutnya diesterifikasi dengan

menggunakan metanol, etanol atau propanol dan produk alkil glikolat dihidrogenasi

dalam fase uap menggunakan katalis kromat menghasilkan monoetilen glikol dan

alkohol (Mc Ketta dan Cunningham,1984).

CO + CH2O + H2O H*

HOOCCH2OH

HOOCCH2OH + CH3OH CH3OOCCH2OH + H2O

CH3OOCCH2OH + H2 Cr2O3

HOCH2CH2OH + CH3OH

2.5.2. Proses Hidrolisis Etilen Oksida

1. Proses Katalitik

Merupakan proses pembuatan monoetilen glikol dengan mereaksikan air dan

etilen oksida dalam reaktor adiabatik katalitik. Etilen oksida murni atau campuran air

dengan etilen oksida (keduanya dalam fasa cair), digabungkan dengan air recycle

dengan perbandingan mol air dengan etilen oksida 5 : 1, dikondisikan hingga

mencapai kondisi yang disyaratkan dalam reaktor katalitik. Pada proses katalitik ini

digunakan katalis untuk memperbesar selektivitas terhadap monoetilen glikol

sekaligus mengurangi jumlah ekses air yang ditambahkan sehingga akan mengurangi

kebutuhan energi dalam proses pemisahan antara monoetilen glikol dengan air yang

tidak bereaksi (Mc Ketta dan Cunningham,1984).

2. Proses non Katalitik

Merupakan proses hidrolisis etilen oksida dengan air yang akan membentuk

monoetilen glikol dengan hasil samping berupa dietilen glikol dan trietilen glikol.

Mula-mula etilen oksida murni atau campuran air dengan etilen oksida digabungkan


dengan air recycle dengan perbandingan mol air dengan etilen oksida = 20 : 1 ( air

dalam jumlah yang sangat berlebih digunakan untuk mencapai selektivitas

monoetilen glikol yang tinggi ), dipanaskan sampai kondisi reaksi pada reaktor

tubular untuk diubah menjadi monoetilen glikol dengan hasil samping berupa

dietilen glikol dan trietilen glikol (Mc Ketta dan Cunningham,1984). Air berlebih

pada proses ini dihilangkan dengan menggunakan evaporator dan etilen glikol

dimurnikan dengan distilasi vakum ( Kirk dan Othmer, 1990 ).

Gambar 2.2 Proses sederhana pembuatan etilen glikol

( Kirk dan Othmer, 1990 )

2.5.3 Proses Karbonasi

Etilen glikol dapat diproduksi dengan mereaksikan etilen oksida dengan

karbondioksida membentuk etilen karbonat yang selanjutnya dihidrolisis menjadi

etilen glikol. Unit oksidasi etilen dengan proses langsung menghasilkan etilen oksida

yang kemudian diabsorbsi oleh suatu larutan absorben sebelum memasuki unit

karbonasi. Keluaran dari menara absorbsi direaksikan dengan karbondioksida

kemudian dikonversi menjadi etilen karbonat yang kemudian masuk ke unit

hidrolisis untuk membentuk etilen glikol ( Kawabe dkk, 1998 ).

Keuntungan yang paling signifikan pada proses ini yaitu konversi etilen

oksida menjadi etilen glikol yang hampir sempurna dimana hanya sekitar 1%

dihasilkan dietilen glikol dan senyawa glikol lain ( Kirk dan Othmer, 1990 ).


Ada 3 reaksi utama dalam pembuatan etilen glikol dari etilen dengan proses

karbonasi, yaitu ( Kirk dan Othmer, 1990 ):

C2H4 + O2 C2H4O

C2H4O + CO2 C3H4O3

C3H4O3 + H2O CO2 + C2H6O

Gambar 2.3 flow diagram pembuatan etilen glikol dengan proses karbonasi

( Kawabe dkk, 1998 )

Diagram alir diatas mengilustrasikan proses, komponen yang terlibat, zat

inert dan sistem pembersihan ( purging system ). Proses ini terbagi atas 3 tahap

utama yaitu, absorbsi etilen oksida dengan menggunakan suatu larutan absorban

yang terdiri atas etilen glikol, etilen karbonat yang di-recycle dan air. Tahap kedua

yaitu, proses karbonasi etilen oksida dengan CO2. Tahap yang terakhir adalah

hidrolisis etilen karbonat ( Kawabe dkk, 1998 ).

A. Sifat fisik etilen glikol ( Anonimd, 2007 )

1. Berat molekul : 62.068 g/mol

2. Densitas : 1.1132 g/cm³

3. Titik leleh : −12.9 °C (260 K)

4. Titik didih : 197.3 °C (470 K)

5. Titik beku : -13o C

5. Flash Point : 244 F ( Huntsmana, 2006 )

6. Spesifik grafiti ( 20o C ) : 1,115 ( Huntsman

a, 2006 )


7. Viskositas ( 20o C ) : 20,9 Cp

8. Densitas ( 20o C) : 9,28 lb/gal

.

B. Dietilen glikol ( Huntsmanb ,2006 )

1. Berat molekul : 106 g/mol

2. Titik didih : 244,8o C

3. Flash point : 290o F

4. Titik beku : -10,5o C

5. Spesifik grafiti (20o C) : 1,1184

6. Viskositas (20o C) : 35,7 Cp

7. Densitas (20o C) :9,31 lb/gal

2.6 Perbandingan Dan Pemilihan Proses

Dari ketiga proses yang dijelaskan diatas, proses yang paling efektif dan

efisien adalah proses karbonasi. Pada proses du-pont, membutuhkan biaya yang

cukup tinggi dalam hal penyediaan bahan, seperti formaldehid, air, karbon

monoksida dan methanol, dan peralatan yang cukup banyak juga akan meningkatkan

biaya produksi dengan proses ini. Sedangkan pada proses karbonasi hanya

membutuhkan bahan yaitu etilen, oksigen dari udara, karbondioksida dan air. Juga

tahapan proses yang tidak memerlukan banyak peralatan membuat proses ini lebih

ekonomis dibanding proses du-pont ( Kirk dan Othmer, 1990).

Untuk proses dengan hidrasi etilen oksida, agar absorbsi etilen oksida dengan

air maksimal, maka digunakan air dalam jumlah yang besar. Setelah prosedur

absorbsi dan separasi etilen oksida, air yang digunakan dalam jumlah besar tersebut

harus dipanaskan, sehingga akan membutuhkan jumlah energi yang sangat besar

(Kawabe dkk, 1998). Penggunaan air berlebih ini dilakukan untuk meminimalkan

pembentukan senyawa glikol yang tinggi seperti dietilen glikol dan trietilen glikol

(Bhise & Harold, 1985). Selain itu proses ini juga membutuhkan banyak tahap untuk

menghasilkan etilen glikol (Kawabe dkk, 1998). Dengan menggunakan proses

karbonasi, penggunaan air berlebih dapat dihindari karena proses ini menggunakan

karbondioksida, dimana CO2 ini bisa mengurangi pembentukan senyawa glikol berat,

sehingga hanya memerlukan air yang lebih sedikit. Proses ini juga mereduksi


beberapa peralatan mahal untuk pemurnian etilen glikol seperti stripper. Keuntungan

yang lainnya yaitu kondisi operasinya lebih mudah dibandingkan dengan hidrasi

etilen secara langsung (Bhise & Harold, 1985).

2.7 Deskripsi Proses

Proses produksi etilen glikol (C2H6O2) dapat dibagi menjadi empat tahapan

proses yaitu proses persiapan bahan baku, proses karbonasi, proses hidrolisis, dan

proses pemurnian etilen glikol.

2.7.1 Persiapan Bahan Baku

Bahan baku yang digunakan dalam proses produksi etilen glikol adalah gas

etilen oksida dan gas karbon dioksida. Etilen oksida (C2H4O) dari Tangki Etilen

(TT-101) pada tekanan 1,01 bar dan temperatur 30 C di alirkan dengan blower JB-

101 ke Heater 1 (E-101) sebelum tekanannya dinaikkan menjadi 14,5 bar dengan

Kompresor 1 (JC-101).

Gas karbondioksida (CO2) dari Tangki karbondioksida (TT-102) pada

tekanan 1,1 bar dan temperatur 30 C di alirkan dengan blower JB-102 ke

Kompresor 1 (JC-101) untuk menaikkan tekanannya menjadi 14,5 bar lalu dialirkan

menuju Heater 2 (E-102) untuk menaikkan temperatur menjadi 100 C . Kemudian

gas etilen oksida akan dicampur dengan gas karbon dioksida di dengan perbandingan

laju alir mol etilen oksida per karbondioksida = 0,87 (Becker, 1983) sebagai umpan

di Reaktor Karbonasi (R-201).

2.7.2 Proses Karbonasi

Pembuatan etilen glikol dihasilkan melalui proses karbonasi etilen oksida

dengan katalis molybdenum dan dihasilkan senyawa intermediat yaitu etilen

karbonat. Reaksi berlangsung secara eksotermik sehingga untuk menyerap kelebihan

panas reaksi digunakan Reaktor Fixed Bed dengan Tube-In-Shell, di mana reaksi

berlangsung di bagian tube dan air disirkulasi di antara tube sebagai pembawa panas.

Reaksi yang berlangsung adalah:

C2H4O + CO2 C3H4O3

Etilen oksida karbon dioksida etilen karbonat


Proses karbonasi ini berlangsung pada tekanan 14,5 bar dengan suhu operasi

80 - 150 C. Jika temperatur operasi terlalu rendah maka laju reaksi menjadi rendah,

reaksi akan berlangsung sangat lama, ukuran reaktor akan lebih besar sehingga tidak

ekonomis. Disisi lain, jika proses dioperasikan pada temperatur tinggi maka banyak

panas yang hilang dan memberikan efek buruk pada kualitas produk yang dihasilkan.

Dari pertimbangan diatas maka suhu operasi yang digunakan adalah 100 C. Konversi

reaksi etilen oksida menjadi etilen karbonat adalah 99% (Kawabe dkk, 1998).

Produk dari reaktor karbonasi dialirkan dengan pompa (P-102) ke separator

tekanan rendah (FG-101) melalui penurunan tekanan pada Ekspander 1 (JE-101)

yaitu 2,5 bar. Produk atas yang keluar dari separator berupa karbon dioksida berlebih

yang kemudian ditampung di tangki penampungan gas buang sementara (TT-103).

Sedangkan pada produk bawah tekanannya dinaikkan menjadi 14,5 bar dengan

kompresor 4 (JC-301) dan dipanaskan hingga suhu 1500C dengan heater 4 (E-104)

sebagai umpan direaktor hidrolisis.

2.7.3 Proses Hidrolisis

Air masuk pada suhu 300C kemudian tekanan dinaikkan menjadi 14,5 bar

dengan kompresor 3 (JC-103) dan dipanaskan sampai suhu 1500C menggunakan

heater 3 (E-103) kemudian dialirkan melalui pompa 1 (P-101) ke reaktor hidrolisis

(R-102), bersamaan dengan produk bawah separator 1 (FG-101) yang mengandung

etilen karbonat.

Sama seperti reaksi karbonasi, reaksi hidrolisis berlangsung secara

eksotermik sehingga diperlukan Reaktor Fixed Bed dengan Tube-In-Shell, di mana

reaksi berlangsung di bagian tube dan air disirkulasi di antara tube sebagai pembawa

panas. Reaksi yang berlangsung adalah:

C3H4O3 + H2O CO2 + C2H6O2 (1)

Etilen karbonat Air karbon dioksida Etilen gikol

2C3H4O3 + H2O 2 CO2 + C4H10O3 (2)

Etilen karbonat Air karbon dioksida dietilen gikol


Reaksi dalam reaktor hidrolisis berlangsung pada suhu 1500C dan tekanan

14,5 bar (Kawabe dkk, 1998). Kondisi ini sesuai agar etilen glikol yang dihasilkan

lebih banyak serta konversi reaksi mencapai 99%.(Becker, 1983).

Produk yang dihasilkan pada reaktor ini adalah etilen glikol, dietilen glikol,

dan sisa gas lain.

2.7.4 Pemurnian Produk

Produk yang dihasilkan dari reaktor hidrolisis dialirkan dengan pompa 4

(P-104) menuju separator tekanan rendah II (FG-102) yang sebelumnya dilakukan

penurunan tekanan dengan Ekspander 2 (JE-102) dan penurunan suhu menjadi 1000C

menggunakan Cooler 1 (E-105). Produk atas separator mengeluarkan gas buang yang

kemudian ditampung di tangki penampungan gas sementara (TT-103) melalui blower

4(JB-104). sedangkan produk bawah dilanjutkan ketahap evaporasi yang sebelumnya

dilakukan penurunan tekanan hingga 1 bar dengan Ekspander 2 (JE-102).

Tahap selanjutnya yaitu penghilangan air menggunakan Evaporator dengan

suhu 1200C. Produk atas pada evaporator akan mengeluarkan air, etilen oksida dan

karbondioksida. Sedangkan produk bawah mengeluarkan etilen glikol, dietilen glikol

dan sisa etilen karbonat.

Hasil produk bawah evaporasi kemudian dialirkan dengan pompa 6 (P-106)

menuju destilasi tetapi harus ditingkatkan suhu umpan menjadi 1970C menggunakan

heater 5 (E-106). Produk atas (destilat) keluar dalam bentuk cair yaitu etilen glikol

suhu 1000C dan akan didinginkan dengan Cooler 2 (E-108) hingga suhu 30

0C yang

kemudian dialirkan ke tangki produk (TT-104) dengan tingkat kemurnian 99%.

Sedangkan produk bawah berupa Dietilen glikol dan Etilen karbonat keluar

Reboiler (E-109) pada suhu 2500C dalam bentuk uap - cair kemudian dialirkan ke

Flash drum (V-101) untuk memisahkan etilen karbonat dengan dietilen glikol.

Produk atas Flash drum berupa dietilen glikol dan didinginkan dengan Condensor

Subcooler (E-110) menjadi suhu 300C dan dialirkan dalam tangki Dietilen glikol

(TT-105). Sedangkan produk bawah berupa etilen karbonat keluar pada suhu 2500C

yang didinginkan dengan Cooler 3 (E-111) sampai suhu 1000C dan dilanjutkan

dengan Cooler 4 (E-112) sehingga suhunya menjadi 350C kemudian ditampung

ditangki Etilen karbonat (TT-106).


BAB III

NERACA MASSA

Hasil perhitungan neraca massa pada proses pembuatan etilen glikol dengan

kapasitas produksi 10101,0101 kg/jam diuraikan sebagai berikut:

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Waktu bekerja / tahun : 330 hari

Satuan operasi : kg/jam

3.1 Reaktor I

Tabel 3.1 Neraca Massa Reaktor I (Reaktor Karbonasi)

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

Alur 2 Alur 4 Alur 7

C3H6O3 - - 14480,5136

CO2 73,5526 7756,3561 522,70405

C2H4O 7281,7140 - 37,6750596

Total 7355,2667 7756,3561 15040,8927

15039,2211 15039,2211

3.2 Separator I

Tabel 3.2 Neraca Massa Separator I

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

Alur 9 Alur10 Alur 8

C3H4O3 2.2160 14478.2975 14480,5136

CO2 244.8968 276.1357 521,0325

C2H4O 3.1993 34.4758 37,6751

Total 250.3121 14788.9090 15039,2211

15039,2211 15039,2211


3.3 Reaktor II

Tabel 3.3 Neraca Massa Reaktor II (Reaktor Hidrolisis)



C2H6O2 - - 10012,6361

C4H10O3 - - 155,4511

H2O 3987,8005 - 1057,3335

C3H4O3 - 14478,2975 14,4212

CO2 - 276,1357 7503,1463

C2H4O - 34,4758 34,4758

Total 3987,800474 14788,909 18777,46402

18777,46402 18777,46402

3.4 Heater

Tabel 3.4 Neraca Massa Heater


Alur 14 Alur 15

C2H6O2 10012,6361 10012,6361

C4H10O3 155,4511 155,4511

H2O 1057,3335 1057,3335

C3H4O3 14,4212 14,4212

CO2 7503,1463 7503,1463

C2H4O 34,4758 34,4758

Total 18777,4640 18777,4640


3.5 Separator II

Tabel 3.5 Neraca Massa Separator II



C2H6O2 0 10012,6361 10012,6361

C4H10O3 0 155,4511 155,4511

H2O 102,1831 955,1504 1057,3335

C3H4O3 0 14,4212 14,4212

CO2 7384,1255 119,0209 7503,1463

C2H4O 26,8189 7,6569 34,4758

Total 7513,1275 11264,3365 18777,4640

18777,4640 18777,4640

3.6 Evaporator

Tabel 3.6 Neraca Massa Evaporator



C2H6O2 - 10012,6361 10012,6361

C4H10O3 - 155,4511 155,4511

H2O 955,1504 - 955,1504

C3H4O3 0 14,4212 14,4212

CO2 119,0209 - 119,0209

C2H4O 7,6569 - 7,6569

Total 1081,8281 10182,5084 11264,3365

11264,3365 11264,3365


3.7 Kolom Distilasi

Tabel 3.7 Neraca Massa Kolom Distilasi



C2H6O 10012,6361 10000 12,6361

C4H10O3 155,4511 101,0101 59,2110

C3H4O3 14,4212 0 9,0636

Total 10182,50844 10101,0101 80,9107

10182,50844 10182,50844

3.8 Kondensor

Tabel 3.8 Neraca Massa Kondensor



C2H6O 14467,4706 10000 4467,4706

C4H10O3 178,0764 101,0101 77,0663

C3H6O3 0 0 0

Total 14645,5470 10101,0101 4544,5369

14645,5470 14645,5470

3.9 Reboiler

Tabel 3.9 Neraca Massa Reboiler


Alur 31 Alur Vb Alur Lb

C2H6O 12,6361 1106,6468 1119,9763

C4H10O3 59,2110 4767,8372 4825,2654

C3H6O3 9,0636 793,7682 803,3291

Total 80,9107 6668,2522 6748,5708

6748,5708 6748,5708


3.10 Flash Drum

Tabel 3.10 Neraca Massa Flash Drum

Komponen

Keluar (kg/jam)

Masuk (kg/jam)


C2H6O 12,6361 0 12,636

C4H10O3 59,2110 0 59,211

C3H6O3 9,0636 9,064

Total

71,8471 9,0636 80,9107

80,9107 80,9107


BAB IV

NERACA PANAS


Satuan operasi : kJ/jam

Temperatur basis : 25oC

4.1 Heater 1 (E-101)

Tabel 4.1 Neraca Panas Heater 1 (E-101)

Alur masuk (kJ/jam) Alur keluar (kJ/jam)

Umpan 106404,9019 -

Produk - 1233471,834

Steam 1127066,932 -

Total 1233471,834 1233471,834

4.2 Heater 2 (E-102)



Umpan 39424,1883 -

Produk - 512179,8825

Steam 472755,6942 -

Total 512179,8825 512179,8825

4.3 Heater 3 (E-103)



Umpan 83013,9278 -

Produk - 2109960,5745

Steam 2026946,6466 -

Total 2109960,5745 2109960,5745


4.4 Reaktor Karbonasi (R-101)

Tabel 4.4 Neraca Panas Reaktor I


Umpan 1740794,9212 -

Produk - 2706096,2715

ΔHr 1876194,4076 -

Air Pendingin - 910893,0573

Total 3616989,3288 3616989,3288

4.5 Heater 4 (E-104)



Umpan 2687598,9950 -

Produk - 4608596,4435

Steam 1920997,4485 -

Total 4608596,4435 4608596,4435

4.6 Reaktor Hidrolisis (R-102)

Tabel 4.6 Neraca Panas Reaktor II


Umpan 6718557,0179

Produk 5371449,5173

ΔHr 19477163,6215

Air Pendingin 20824271,1222

Total 26195720,6394 26195720,6394


4.7 Cooler 1 (E-105)

Tabel 4.7 Neraca Panas Cooler 1

Komponen Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam)

Umpan 5317838.0476 -

Produk - 2963844.3052

Air Pendingin - 2353993.7424

Total 5317838.0476 5317838.0476

4.8 Evaporator (FE-101)

Tabel 4.8 Neraca Panas Evaporator

Komponen Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam)

Umpan 2738177.6445 -

Produk - 3138416.8488

Steam 400239.2044 -

Total 3138416.8488 3138416.8488

4.9 Heater 6 (E-106)



Umpan 2961625.8189 -

Produk - 5586531.1470

Steam 2624905.3281 -

Total 5586531.1470 5586531.1470


4.10 Kondensor (E-107)

Tabel 4.10 Neraca Panas Kondensor


Umpan 5550241.0133 -

Produk - 2301579.7190

Kondensor duty - 3248661.2943

Total 5550241.0133 5550241.0133

4.11 Cooler 2 (E-108)

Tabel 4.12 Neraca Panas Cooler 2


Umpan 2301579.7190 -

Produk - 148628.4377


Total 2301579.7190 2301579.7190

4.12 Reboiler (E-109)

Tabel 4.11 Neraca Panas Reboiler


Umpan 3004239.4794 -

Produk - 2125075.5806

Reboiler duty -879163.8989 -

Total 2125075.5806 2125075.5806

4.13 Kondensor Subcooler (E-110)

Tabel 4.13 Neraca Panas Kondensor Subcooler (E-110)


Umpan 23251.9484 -

Produk - 833.5279


Total 23251.9484 23251.9484


4.14 Cooler 3 (E-111)

Tabel 4.14 Neraca Panas Cooler 3 (E-111)


Umpan 5497.9031 -

Produk - 1668.2694


Total 5497.9031 5497.9031

4.15 Cooler 4 (E-112)

Tabel 4.15 Neraca Panas Cooler 4 (E-112)


Umpan 1668.2694 -

Produk - 214.2663


Total 1668.2694 1668.2694


BAB V

SPESIFIKASI PERALATAN

1. Tangki Penyimpanan Etilen Oksida (TT-101)

Fungsi : Untuk menyimpan Etilen Oksida untuk kebutuhan 7 hari

Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup

ellipsoidal

Bahan Konstruksi : Carbon steel, SA – 240 Grade A

Jumlah : 8 unit

Kapasitas : 210,6523 m3

Kondisi Operasi :

- Temperatur : 30 0C

- Tekanan : 1,01 bar

Kondisi fisik :

- Silinder

- Diameter : 5,35 m

- Tinggi : 8,02 m

- Tebal : 1 ½ in

- Tutup

- Diameter : 5,35 m

- Tinggi : 1,34 m

- Tebal : 1 ½ in

2. Heater 1 (E-101)

Fungsi : Menaikkan temperatur etilen oksida sebelum menuju R-101

Jenis : 1-2 shell and tube exchanger

Bahan konstruksi : Carbon Steel

Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 7281,71 kg/jam

Diameter tube : 1 in

Jenis tube : 18 BWG


Panjang tube : 12 ft

Pitch (PT) : 1¼ in triangular pitch

Jumlah tube : 16

Diameter shell : 8 in

Daya : 15 hp

3. Tangki Penyimpanan Karbon Dioksida (TT-102)

Fungsi : Untuk menyimpan Karbon dioksida untuk kebutuhan 7 hari


ellipsoidal

Bahan Konstruksi : Carbon steel, SA – 240 Grade A

Jumlah : 5 unit


Kondisi Operasi :

- Temperatur : 30 0C

- Tekanan : 1,1 bar

Kondisi fisik :

- Silinder

- Diameter : 5, 2 m

- Tinggi : 7,83 m

- Tebal : 1 ½ in

- Tutup

- Diameter : 5,2 m

- Tinggi : 1,31 m

- Tebal : 1 ½ in

4. Ekspander 1 (JE-101)

Fungsi : Menurunkan tekanan gas dari tangki penyimpan CO2

sebelum dimasukkan ke Reaktor karbonasi ( R-101)

Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : carbon steel

Tekanan masuk : 68 bar


Tekanan keluar : 14,5 bar

Kapasitas : 4,8477 m3/jam

Daya : 90 hp.

5. Heater 2 (E-102)

Fungsi : Menaikkan temperatur karbon dioksida sebelum menuju

reaktor I ( R-101).



Jumlah : 1 unit



Jenis tube : 18 BWG


Pitch (PT) : 1¼ in triangular pitch

Jumlah tube : 52


6. Tangki Penyimpanan Air (TT-103)

Fungsi : Untuk menyimpan air

Bentuk :Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup

ellipsoidal

Bahan : Carbon steel, SA – 240 Grade A

Jumlah : 7 unit

Lama Penyimpanan : 7 hari


Kondisi Operasi :

- Temperatur (T) = 30 0C

- Tekanan ( P) = 1,01 bar

Kondisi fisik :

- Silinder

- Diameter : 4,4435 m


- Tinggi : 6,6653 m

- Tebal : 2 in

Tutup


- Tinggi : 0,7405 m

- Tebal : 2 in

7. Pompa Air (P-101)

Fungsi : Memompa Air dari tangki penyimpanan air menuju Heater 3

(E-103)

Jenis : Pompa sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 25,9141 gpm

Daya : ½ hp

8. Heater 3 (E-103)

Fungsi : Menaikkan temperatur air sebelum menuju reaktor II ( R-

101).



Jumlah : 1 unit


Diameter tube : 1 ¼ in

Jenis tube : 8 BWG

Panjang tube : 8 ft

Pitch (PT) : 1 9/16 in square pitch

Jumlah tube : 10


9. Reaktor Karbonasi (R-101)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi karbonasi etilen

oksida.


Jenis : Plug Flow Reactor

Type Reaktor : Fixed Bed Reactor

Bentuk : silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : carbon steel SA-240 Grade C

Kapasitas : 24,57074991 m3

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

- Temperatur masuk : 100°C

- Temperatur keluar : 100°C

- Tekanan operasi : 14,5 bar

Kondisi fisik :

- Silinder

- Diameter : 4,03 m

- Panjang : 12 m

- Tebal : 2 in

- Tutup

- Diameter : 4,03 m

- Panjang : 1,0075 m

- Tebal : 2 in

10. Separator Tekanan Rendah I (FG-101)

Fungsi : Memisahkan uap dan cairan dari reaktor I (R-101)

Bentuk : Silinder vertical dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-240 grade A

Jenis sambungan : Double welded butt joints

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur : 100°C

Tekanan : 2,5 bar

Kondisi fisik :

- Silinder



- Panjang : 13,9824 ft

- Tebal : 1,25 in

- Tutup



- Tebal : 1,25 in

11. Blower 3 (JB-103)

Fungsi : Memompa gas buang dari Evaporator (FE-101) menuju

udara luar

Jenis : blower sentrifugal


Kapasitas : 69,3636 m3 /jam

Daya : 1 hp

12. Pompa 2 (P-102)

Fungsi : Memompa campuran dari Reaktor karbonasi (R-101)

menuju Separator I (FG-101).


Jumlah : 1 unit


Daya : 1 ¼ hp

13. Heater 4 (E-104)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran dari separator I (FG-101)

sebelum menuju R-102



Jumlah : 1 unit




Jenis tube : 18 BWG


Pitch (PT) : 1 ¼ in triangular pitch

Jumlah tube : 52


14. Reaktor Hidrolisis (R-102)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi hidrolisis etilen

karbonat.

Jenis : Plug Flow Reactor

Type Reaktor : Fixed Bed Reactor




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

- Temperatur masuk : 150°C

- Temperatur keluar : 150°C

- Tekanan operasi : 14,5 bar

Kondisi fisik :

- Jumlah Tube : 26 buah

- Silinder


- Panjang : 20 m

- Tebal : 2 ¼ in

- Tutup


- Panjang : 1,774 m

- Tebal : 2 ¼ in


15. Cooler 1 (E-106)

Fungsi : Mendinginkan campuran dari Reaktor Hidrolisis (R-102)

menuju Separator II (FG-102).



Jumlah : 1 unit



Jenis tube : 10 BWG

Panjang tube : 8 ft

Pitch (PT) : 1691 in square pitch

Jumlah tube : 112

Diameter shell : 21 ¼ in

16. Separator Tekanan Rendah II (FG-102)

Fungsi : Memisahkan uap dan cairan dari reaktor II (R-102)

Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup ellipsoidal



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 100°C

Tekanan = 2,5 bar

Kondisi fisik :

- Silinder

- Diameter : 2,16 m

- Panjang : 14,7277 m

- Tebal : 1,5 in

- Tutup

- Diameter : 2,16 m

- Panjang : 0,54 m

- Tebal : 1,5 in


17. Blower 2 (JB-102)

Fungsi : memompa campuran dari Separator II (FG-102) menuju




Daya : 8 hp

18. Evaporator (FE-101)

Fungsi : Menghilangkan air dari campuran bottom Separator II

(FG-102) sebelum dimasukkan ke kolom destilasi T-101

Bentuk : Long-tube Vertical Evaporator

Tipe : Single Effect Evaporator


Bahan Konstruksi : carbon steel

Jumlah : 1 unit



Pitch (PT) : 1 169 in triangular pitch


Jenis tube : 12 BWG

Jumlah tube : 18


19. Blower 3 (JB-103)

Fungsi : Memompa campuran dari Evaporator (FE-101) menuju

alur gas buang




Daya : 7 hp


20. Pompa 3 (P-103)

Fungsi : Memompa campuran dari Evaporator (FE-101) menuju kolom

destilasi (T-101).


Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 1673,8839 gal/mnt

Daya : 1 hp

21. Heater 5 (E-105)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran sebelum menuju kolom

destilasi (T-101)



Jumlah : 1 unit



Jenis tube : 18 BWG



Jumlah tube : 86

Diameter shell : 13,25 in

22. Kolom Distilasi 1 (T-101)

Fungsi : memisahkan campuran etilen glikol dan dietilen glikol

Jenis : sieve – tray


Bahan konstruksi : carbon steel SA-240 grade A

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur : 197°C

- Tekanan : 1,01 atm


Tray spacing (t) = 0,5 m

Hole diameter (do) = 4,5 mm

Space between hole center (p’)= 12 mm

Weir height (hw) = 5 cm

Pitch = triangular ¾ in

Column Diameter (T) = 1,4822 m

Weir length (W) = 1,0375 m

Downsput area (Ad) = 0,1518 m2

Active area (Aa) = 1,421 m2

Weir crest (h1) = 0,0035m

Spesifikasi kolom destilasi

Tinggi kolom = 10,5 m

Tinggi tutup = 0,3705 m

Tinggi total = 11,2411 m

Tekanan operasi = 1,09 atm = 101 kPa

Tebal silinder = 21 in

23. Kondensor (E-107)

Fungsi : Mengubah fasa uap campuran etilen glikol menjadi

fasa cair



Jumlah : 1 unit



Jenis tube : 10 BWG

Panjang tube : 8 ft


Jumlah tube : 282



24. Drum Penampung (D-101)

Fungsi : Menampung distilat dari kolom destilasi (T-101)

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal



Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi:

- Temperatur : 100°C

- Tekanan : 1,01 bar

Kondisi Fisik :

- Silinder



- Tebal : 831 in

- Tutup



- Tebal : 831 in

25. Pompa Refluks Destilat (P-104)

Fungsi : Memompa campuran refluk destilat dari drum penampung (D-101)

ke Destilasi (T-101).


Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 2958,237 gal/mnt

Daya : 1 hp


26. Pompa Destilat (P-105)

Fungsi : Memompa destilat dari Drum penampung (D-101) ke Cooler 2

(E-107)


Jumlah : 1 unit


Daya : 1/20 hp

27. Cooler 2 (E-108)

Fungsi : Mendinginkan campuran etilen glikol menjadi fasa cair



Jumlah : 1 unit


Diameter tube : ¾ in

Jenis tube : 10 BWG


Pitch (PT) : 15/16 in triangular pitch

Jumlah tube : 640


28. Tangki Penyimpanan Etilen Glikol (TT-104)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Glikol

Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal


Jumlah : 10 unit

Kondisi Operasi :

- Temperatur (T) : 30 0C

- Tekanan ( P) : 1,1 bar

Kondisi fisik :

- Silinder



- Tinggi : 7,6542 m

- Tebal : 1 ½ in

- Tutup


- Tinggi : 1,2757 m

- Tebal : 1 ½ in

29. Pompa Reboiler (P-106)

Fungsi : Memompa campuran bottom destilasi ke reboiler


Jumlah : 1 unit


Daya : 1 hp

30. Reboiler (E-109)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran bottom sebelum

dimasukkan

ke kolom destilasi T-101



Jumlah : 1 unit



Jenis tube : 18 BWG



Jumlah tube : 95

Diameter shell : 19 ¼ in


31. Flash Drum (V-101)

Fungsi : Memisahkan fasa cair Etilen karbonat dan dietilen

glikol dari campuran fasa gas

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-240, Grade A


Jumlah : 1 unit

Kondisi Operasi :



Kondisi fisik :

- Silinder


- Tinggi : 6,632 m

- Tebal : 811 in

- Tutup


- Tinggi : 0,579 m

- Tebal : 811 in

32. Blower 4 (JB-104)

Fungsi : mengalirkan cairan dietilen glikol dari flash drum

(V-101) menuju kondensor (E-110)




Daya : 1/10 hp

33. Kondensor Subcooler (E-110)

Fungsi : Mendinginkan uap campuran dietilen glikol




Jumlah : 1 unit


Diameter tube : 1¼ in

Jenis tube : 10 BWG



Jumlah tube : 18


34. Pompa Destilat DEG (P-107)

Fungsi : Memompa campuran atas dari Kondensor subcooler ke

tangki penyimpan Dietilen Glikol.


Jumlah : 1 unit


Daya : 101 hp

35. Tangki Penyimpanan Dietilen Glikol (TT-105)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Dietilen Glikol selama 10

hari


ellipsoidal


Jumlah : 1 unit

Kondisi Operasi :



Kondisi fisik :

- Silinder


- Tinggi : 3,4227 m

- Tebal : 411 in


- Tutup


- Tinggi : 0,5705 m

- Tebal : 411 in

36. Pompa Bottom EC (P-108)

Fungsi : Memompa campuran bawah dari Cooler 4 ke tangki

penyimpan Etilen Karbonat.


Jumlah : 1 unit


Daya : 101 hp

37. Cooler 3 (E-111)

Fungsi : Mendinginkan uap campuran Etilen karbonat menjadi 1000C



Jumlah : 1 unit



Jenis tube : 10 BWG

Panjang tube : 8 ft


Jumlah tube : 10


38. Cooler 4 (E-112)

Fungsi : Mendinginkan uap campuran Etilen karbonat 350C



Jumlah : 1 unit




Jenis tube : 10 BWG

Panjang tube : 8 ft


Jumlah tube : 10


39. Tangki Penyimpanan Etilen Karbonat (TT-106)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Karbonat selama 10 hari


ellipsoidal


Jumlah : 1 unit

Kondisi Operasi :



Kondisi fisik :

- Silinder


- Tinggi : 1,6934 m

- Tebal : 1 in

- Tutup


- Tinggi : 0,2822 m

- Tebal : 1 in


BAB VI

INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA

6.1 Instrumentasi

Instrumentasi adalah peralatan yang dipakai di dalam suatu proses kontrol

untuk mengatur jalannya suatu proses agar diperoleh hasil sesuai dengan yang

diharapkan. Dalam suatu pabrik kimia, pemakaian instrumen merupakan suatu hal

yang sangat penting karena dengan adanya rangkaian instrumen tersebut maka

operasi semua peralatan yang ada di dalam pabrik dapat dimonitor dan dikontrol

dengan cermat, mudah dan efisien. Alat-alat instrumentasi dipasang pada setiap

peralatan proses dengan tujuan agar sarjana teknik dapat memantau dan mengontrol

kondisi di lapangan. Dengan adanya instrumentasi ini pula, para sarjana teknik dapat

segera melakukan tindakan apabila terjadi kejanggalan dalam proses. Namun pada

dasarnya, tujuan pengendalian tersebut adalah agar kondisi proses di pabrik

mencapai tingkat kesalahan (error) yang paling minimum sehingga produk dapat

dihasilkan secara optimal (Considine, 1985).

Fungsi instrumentasi adalah sebagai pengontrol ( controler ), penunjuk (

indicator ), pencatat ( recorder ), dan pemberi tanda bahaya ( alarm ). Instrumentasi

bekerja dengan tenaga mekanik atau tenaga listrik dan pengontrolannya dapat

dilakukan secara manual atau otomatis. . Penggunaan instrumen pada suatu peralatan

proses tergantung pada pertimbangan ekonomi dan sistem peralatan itu sendiri. Pada

pemakaian alat-alat instrumen juga harus ditentukan apakah alat-alat tersebut

dipasang diatas papan instrumen dekat peralatan proses (kontrol manual) atau

disatukan dalam suatu ruang kontrol yang dihubungkan dengan bangsal peralatan

(kontrol otomatis) (Timmerhaus dkk, 2004).


Variabel-variabel proses yang biasanya dikontrol/diukur oleh instrumen

adalah :

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

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

humiditas, titik embun, komposisi kimia, kandungan kelembaban, dan variabel

lainnya (Considine,1985).

Pada dasarnya sistem pengendalian terdiri dari :

1. Sensing Elemen/Elemen Perasa (Primary Element)

Elemen yang merasakan (menunjukkan) adanya perubahan dari harga variabel

yang diukur.

2. Elemen pengukur (measuring element)

Elemen pengukur adalah suatu elemen yang sensitif terhadap adanya perubahan

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

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

3. Elemen pengontrol (controlling element)

Elemen pengontrol yang menerima sinyal kemudian akan segera mengatur

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

diinginkan). Dengan demikian elemen ini dapat segera memperkecil ataupun

meniadakan penyimpangan yang terjadi.

4. Elemen pengontrol akhir (final control element)

Elemen ini merupakan elemen yang akan mengubah masukan yang keluar

dari elemen pengontrol ke dalam proses sehingga variabel yang diukur tetap berada

dalam batas yang diinginkan dan merupakan hasil yang dikehendaki.

(Considine,1985)


Pengendalian peralatan instrumentasi dapat dilakukan secara otomatis dan

semi otomatis. Pengendalian secara otomatis adalah pengendalian yang dilakukan

dengan mengatur instrumen pada kondisi tertentu, bila terjadi penyimpangan

variabel yang dikontrol maka instrumen akan bekerja sendiri untuk mengembalikan

variabel pada kondisi semula, instrumen ini bekerja sebagai controller. Pengendalian

secara semi otomatis adalah pengendalian yang mencatat perubahan-perubahan yang

terjadi pada variabel yang dikontrol. Untuk mengubah variabel-variabel ke nilai yang

diinginkan dilakukan usaha secara manual, instrumen ini bekerja sebagai pencatat

(indicatorer).

Faktor-faktor yang perlu diperhatikan dalam instrumen-instrumen adalah:

1. Range yang diperlukan untuk pengukuran

2. Level instrumentasi

3. Ketelitian yang dibutuhkan

4. Bahan konstruksinya

5. Pengaruh pemasangan instrumentasi pada kondisi proses

(Timmerhaus dkk,2004)

Instrumentasi yang umum digunakan dalam pabrik adalah :

1. Untuk variabel temperatur:

Temperature Controller (TC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati temperatur suatu alat. Dengan menggunakan Temperature

Controller, para engineer juga dapat melakukan pengendalian terhadap

peralatan sehingga temperatur peralatan tetap berada dalam range yang

diinginkan. Temperature Controller kadang-kadang juga dapat mencatat

temperatur dari suatu peralatan secara berkala (Temperature Recorder).

Temperature Indicator (TI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati temperatur dari suatu alat

2. Untuk variabel tinggi permukaan cairan


Level Controller (LC) adalah instumentasi yang digunakan untuk

mengamati ketinggian cairan dalam suatu alat Dengan menggunakan Level

Controller, para engineer juga dapat melakukan pengendalian ketinggian

cairan dalam peralatan tersebut.

Level Indicator (LI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk mengamati

ketinggian cairan dalam suatu alat.

3. Untuk variabel tekanan

Pressure Controller (PC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati tekanan operasi suatu alat. Para engineer juga dapat melakukan

perubahan tekanan dari peralatan operasi. Pressure Controller dapat juga

dilengkapi pencatat tekanan dari suatu peralatan secara berkala (Pressure

Recorder).

Pressure Indicator (PI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati tekanan operasi suatu alat.

4. Untuk variabel aliran cairan

Flow Controller (FC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

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

terjadi perubahan dapat melakukan pengendalian.

Flow Indicator (FI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk mengamati

laju aliran atau cairan suatu alat.

(Considine,1985)


Tabel 6.1 Daftar penggunanan instrumentasi pada Pra – rancangan Pabrik

Pembuatan Etilen Glikol dari etilen oksida dengan Proses Karbonasi

No Nama alat Jenis instrumen Kegunaan

1

Tangki gas

karbondioksida dan

etilen oksida

Pressure indicators

(PI) Menunjukkan tekanan dalam tangki

2 Blower

Flow controller

(FC) Mengontrol laju alir gas dalam pipa

Pressure controller

(PC) Mengontrol tekanan dalam blower

3

Heater, Kondenser,

Reboiler, dan Cooler

Temperature

Indicator (TC) Mengontrol suhu pada alat

Pressure controller

(PC) Mengontrol tekanan dalam alat

4 Ekspander

Pressure controller

(PC) Mengontrol tekanan gas dalam alat

Temperature

Indicator (TC) Mengontrol suhu dalam alat

5 Reaktor

Pressure controller

(PC) Mengontrol tekanan dalam reaktor

Flow controller

(FC) Mengontrol laju alir dalam reaktor

Temperature

Indicator (TI) Menunjukkan suhu dalam reaktor

6 Separator tekanan

rendah

Level controller

(LC)

Mengontrol ketinggian cairan dalam

separator

Pressure indicator

controller alarm

(PICA)

Mengontrol, menunjukkan dan tekanan

dalam separator

Temperature

indicator (TI) Menunjukkan temperatur dalam separator


Tabel 6.1 Daftar penggunanan instrumentasi pada Pra – rancangan Pabrik

Pembuatan Etilen Glikol dari etilen oksida dengan Proses Karbonasi (lanjutan )

No Nama alat Jenis instrumen Kegunaan

7 Kolom destilasi

Temperature

indicator (TI) Menunjukkan temperatur dalam kolom

distilasi

Pressure controller

(PC) Mengontrol tekanan dalam kolom distilasi

8 Evaporator Temperature

Controller (TC) Mengontrol suhu dalam alat

9 Tangki cairan Level indicator (LI) Menunjukkan tinggi cairan dalam tangki

10 Pompa Flow Controller

(FC) Mengontrol laju alir cairan dalam pipa

PI

FC

PC

Tangki Gas karbon dioksida Blower

TC

PC

Ekspander


TC

PC

LI

Heater, Condensor, Cooler Tangki Cairan

TC

PC

TC

Reboiler Evaporator

12

R-102

PC

TI FC

LC

TI

PICA

Reaktor Separator


PC

TI

FC

Kolom distilasi Pompa

Gambar 6.1 Alat-alat pengendali pada pabrik Pembuatan Etilen Glikol dari etilen

oksida dengan Proses Karbonasi

6.2 Keselamatan Kerja

Keselamatan kerja merupakan bagian dari kelangsungan produksi pabrik,

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

tersebut perlu diperhatikan cara pengendalian keselamatan kerja dan keamanan

pabrik pada saat perancangan dan saat pabrik beroperasi.

Salah satu faktor yang penting sebagai usaha menjamin keselamatan kerja

adalah dengan menumbuhkan dan meningkatkan kesadaran karyawan akan

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

dilakukan antara lain :

1. Meningkatkan spesialisasi ketrampilan karyawan dalam menggunakan peralatan

secara benar sesuai tugas dan wewenangnya serta mengetahui cara-cara

mengatasi kecelakaan kerja.


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

dapat meliputi :

Pelatihan untuk menciptakan kualitas Sumber Daya Manusia (SDM) yang

tinggi dan bertanggung-jawab, misalnya melalui pelatihan kepemimpinan dan

pelatihan pembinaan kepribadian.

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

memiliki rasa kepedulian terhadap sesama karyawan.

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

bagi karyawan yang tidak disiplin (Timmerhaus dkk, 2004).

Sebagai pedoman pokok dalam usaha penanggulangan masalah kerja,

Pemerintah Republik Indonesia telah mengeluarkan Undang-Undang Keselamatan

Kerja pada tanggal No 1 tanggal 12 Januari 1970. Semakin tinggi tingkat

keselamatan kerja dari suatu pabrik maka makin meningkat pula aktivitas kerja para

karyawan. Hal ini disebabkan oleh keselamatan kerja yang sudah terjamin dan

suasana kerja yang menyenangkan.

Hal-hal yang perlu dipertimbangkan dalam perancangan pabrik untuk

menjamin adanya keselamatan kerja adalah sebagai berikut (Timmerhaus dkk, 2004):

1. Penanganan dan pengangkutan bahan menggunakan manusia harus seminimal

mungkin.

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

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

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

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

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

7. Penyediaan fasilitas pengungsian bila terjadi kebakaran.


6.3 Keselamatan Kerja Pada Pabrik Pembuatan Etilen Glikol

Dalam rancangan pabrik pembuatan etilen glikol, usaha-usaha pencegahan

terhadap bahaya-bahaya yang mungkin terjadi dilakukan sebagai berikut :

6.3.1 Pencegahan Terhadap Kebakaran dan Peledakan

Proses produksi etilen glikol dari etilen oksida dengan proses karbonasi

menggunakan reaktor yang beroperasi pada suhu 80-150°C dengan menggunakan

bahan bakar minyak. Bahaya yang kemungkinan timbul adalah kebakaran atau

peledakan yang berasal dari reaktor. Selain itu unit penghasil uap (boiler) juga dapat

menciptakan hal yang serupa apabila pengendalian tidak berjalan optimal.

Dari uraian di atas maka perlu dilakukan upaya pencegahan dan penanganan

terhadap kebakaran dan ledakan sebagai berikut :

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

tempat yang strategis dan penting seperti laboratorium dan ruang proses.

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

cukup untuk pemeriksaan.

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

steam, dan air dibedakan warnanya dan letaknya tidak menggangu gerakan

karyawan.

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

keadaan siaga.

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

tertentu.

Sesuai dengan peraturan yang tertulis dalam Peraturan Tenaga Kerja

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

1. Detektor Kebakaran, merupakan alat yang berfungsi untuk mendeteksi secara

dini adanya suatu kebakaran awal. Alat ini terbagi atas:

a. Smoke detector adalah detector yang bekerja berdasarkan terjadinya

akumulasi asap dalam jumlah tertentu.

b. Gas detector adalah detector yang bekerja berdasarkan kenaikan

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

mudah terbakar.


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

kebakaran yang memberikan isyarat adanya suatu kebakaran. Alarm ini

berupa:

Alarm kebakaran yang memberi tanda atau isyarat berupa bunyi khusus

(audible alarm).

Alarm kebakaran yang memberi tanda atau isyarat yang tertangkap oleh

pandangan mata secara jelas (visible alarm).

2. Panel Indikator Kebakaran

Panel indikator kebakaran adalah suatu komponen dari sistem deteksi dan alarm

kebakaran yang berfungsi mengendalikan kerja sistem dan terletak di ruang

operator.

6.3.2 Peralatan Perlindungan Diri

Upaya peningkatan keselamatan kerja bagi karyawan pada pabrik ini adalah

dengan menyediakan fasilitas sesuai bidang kerjanya. Fasilitas yang diberikan adalah

melengkapi karyawan dengan peralatan perlindungan diri sebagai berikut :

1. Helm

2. Pakaian dan perlengkapan pelindung.

3. Sepatu pengaman.

4. Pelindung mata.

5. Masker udara.

6. Sarung tangan.

6.3.3 Keselamatan Kerja Terhadap Listrik

Upaya peningkatan keselamatan kerja terhadap listrik adalah sebagai berikut :

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

atau pemutus arus listrik otomatis lainnya.

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

untuk menjaga keselamatan dan kemudahan jika harus dilakukan perbaikan.

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

lintas pekerja.

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


5. Isolasi kawat hantaran listrik harus disesuaikan dengan keperluan.

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

petir yang dibumikan.

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

suhu tinggi harus diisolasi secara khusus.

6.3.4 Pencegahan Terhadap Gangguan Kesehatan

Upaya peningkatan kesehatan karyawan dalam lapangan kerja adalah :

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

dalam lokasi pabrik.

2. Dalam menangani bahan-bahan kimia yang berbahaya, karyawan diharuskan

memakai sarung tangan karet serta penutup hidung dan mulut.

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

penyimpanan, dan penggunaannya dapat menimbulkan ledakan, kebakaran,

korosi, maupun gangguan terhadap kesehatan harus ditangani secara cermat.

4. Poliklinik yang memadai disediakan di lokasi pabrik.

6.3.5 Pencegahan Terhadap Bahaya Mekanis

Upaya pencegahan kecelakaan terhadap bahaya mekanis adalah :

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

kemungkinan terguling atau terjatuh.

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

karyawan.

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

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

gedung agar tidak menghalangi kendaraan yang lewat.

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

tenang dan tidak akan menyulitkan apabila ada perbaikan atau pembongkaran.

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

menghindari terjadinya kecelakaan kerja.

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

disiplin bagi para karyawan yaitu:


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

2. Setiap peraturan dan ketentuan yang ada harus dipatuhi.

3. Perlu keterampilan untuk mengatasi kecelakaan dengan menggunakan peralatan

yang ada.

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

atasan.

5. Setiap karyawan harus saling mengingatkan perbuatan yang dapat menimbulkan

bahaya.

6. Setiap kontrol secara priodik terhadap alat instalasi pabrik oleh petugas

maintenance.

(Timmerhaus dkk, 2004)


BAB VII

UTILITAS

Dalam suatu pabrik, utilitas merupakan unit penunjang utama dalam

memperlancar jalannya proses produksi. Oleh karena itu, segala sarana dan

prasarananya harus dirancang sedemikian rupa sehingga dapat menjamin

kelangsungan operasi suatu pabrik.

Berdasarkan kebutuhannya, utilitas pada pabrik pembuatan Etilen Glikol

adalah sebagai berikut:

1. Kebutuhan uap (steam)

2. Kebutuhan air

3. Kebutuhan bahan kimia

4. Kebutuhan bahan bakar

5. Kebutuhan listrik

6. Unit pengolahan limbah

7.1 Kebutuhan Uap (Steam)

Uap digunakan dalam pabrik sebagai media pemanas. Kebutuhan uap pada

pabrik pembuatan Etilen Glikol dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel 7.1 Kebutuhan Uap Sebagai Media Pemanas

Nama Alat Kebutuhan Uap ( Kg/jam )

Heater 1( E-101 ) 327,9947394

Heater 2 ( E-102 ) 675,5822695

Heater 3 ( E-103 ) 1219,836769

Heater 4 ( E-104 ) 1156,075482

Evaporator 240,8679794

Heater 5 ( E-106) 1579,694432

Reboiler 529,0896783

Total 5729,141349


Steam yang digunakan adalah saturated steam dengan temperatur 260oC dan tekanan

46,9231 bar. Jumlah total steam yang dibutuhkan adalah 5729,141349 kg/jam.

Tambahan untuk faktor keamanan diambil sebesar 20% dan faktor kebocoran sebesar

10% (Perry, 1999). Maka:

total steam yang dibutuhkan = 1,3 × 5729,141349 kg/jam

= 7447,883754 kg/jam

Diperkirakan 80% kondensat dapat digunakan kembali, sehingga

Kondensat yang digunakan kembali = 80% × 7447,883754 kg/jam

= 5958,307003 kg/jam

Kebutuhan tambahan untuk ketel uap = 20% × 7447,883754 kg/jam

= 1489,576751 kg/jam

7.2 Kebutuhan Air

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

proses maupun kebutuhan domestik. Kebutuhan air pada pabrik pembuatan etilen

glikol adalah sebagai berikut:

1. Kebutuhan air untuk ketel

Air untuk umpan ketel uap = 1489,576751 kg/jam

2. Kebutuhan air pendingin

Kebutuhan air pendingin pada keseluruhan pabrik pembuatan etilen glikol

ditunjukkan pada tabel 7.2.

Tabel 7.2 Kebutuhan Air Pendingin Pada Alat

Nama Alat Jumlah air (kg/jam)

Reaktor I 8716,679974

Reaktor II 199275,3217

Cooler 1 (E-105) 22526,25591

Kondensor (E-107) 31087,66789

Cooler 2 (E-108) 20602,40461

Kondensor subcooler (E-110) 214,53

Cooler 3 (E-111) 36,64721244

Cooler 4 (E-112) 13,91390506

Tangki penampung sementara 5988,638856

Total 288462,0604


Air pendingin bekas digunakan kembali setelah didinginkan dalam menara

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

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

drift loss, dan blowdown (Perry, 1997).

Air yang hilang karena penguapan dapat dihitung dengan persamaan:

We = 0,00085 Wc (T2 – T1) (Pers. 12-10, Perry, 1997)

Di mana :

Wc = jumlah air pendingin yang diperlukan

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

T2 = temperatur air pendingin keluar = 50°C = 131°F

Maka:

We = 0,0085 × 288462,0604× (131-86)

= 11033,67381 kg/jam

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

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

Wd = 0,002 × 288462,0604

= 576,9241209 kg/jam

Air yang hilang karena blowdown bergantung pada jumlah siklus sirkulasi air

pendingin, biasanya antara 3-5 siklus (Perry, 1997). Ditetapkan 5 siklus, maka:

1S

WW e

b (Pers. 12-12, Perry, 1997)

15

111033,6738Wb

= 2758,418453 kg/jam

Sehingga air tambahan yang diperlukan = We + Wd + Wb

=11033,674 + 576,924 + 2758,418

= 14369,016 kg/jam


3. Kebutuhan air proses

Kebutuhan air proses pada pabrik pembuatan etilen glikol adalah 9523.8693

kg/jam yaitu yang berasal dari Reaktor 1 (R-101). Kebutuhan air proses pada pabrik

pembuatan etilen glikol ditunjukkan pada tabel di bawah.

Tabel 7.3 Kebutuhan Air Proses Pabrik

Kebutuhan Jumlah air (kg/jam)

Reaktor 1 (R-101) 3987,800474

Total 3987,800474

4. Air untuk berbagai kebutuhan

Perhitungan kebutuhan air domestik:

Menurut Metcalf et.al. (1984) kebutuhan air domestik untuk tiap orang/shift

adalah 40-100 liter/hari.

Diambil 100 liter/hari × jam

hari

24

1 = 4.16 ≈ 4 liter/jam

ρair = 1000 kg/m3 = 1 kg/liter

Jumlah karyawan = 166 orang

Maka total air domestik = 4 × 166 = 664 liter/jam × 1 kg/liter = 664 kg/jam

Perkiraan pemakaian air untuk berbagai kebutuhan ditunjukkan pada tabel 7.4.

Tabel 7.4 Pemakaian Air Untuk Berbagai Kebutuhan

Kebutuhan Jumlah air (kg/jam)

Domestik dan kantor 664

Laboratorium 100

Kantin dan tempat ibadah 150

Poliklinik 50

Total 964

Sehingga total kebutuhan air yang memerlukan pengolahan awal adalah:

= 964 + 3987,8005 + 14369,01639 + 1489,576751

= 20810,3936 Kg/jam


Sumber air untuk pabrik pembuatan etilen glikol ini adalah dari Sungai Rokan,

Kabupaten Bengkalis, Provinsi Riau. Adapun kualitas air Sungai Rokan, Riau dapat

dilihat pada tabel 7.5.

Tabel 7.5 Kualitas Air Sungai Rokan, Riau

No Analisa Satuan Hasil

1.

2.

3.

4.

5.

1.

2.

3.

4.

5.

6.

7.

8.

9.

10.

11.

12.

13.

14.

15.

16.

17.

18.

19.

20

21

22

23

I. FISIKA

Bau

Jumlah zat padat terlarut

Rasa

Jumlah zat padat tersuspensi

Suhu

II. KIMIA

Total kesadahan dalam CaCO3

Klorida

NO3-N

Zat organik dalam KMnO4 (COD)

SO4-

Sulfida

Fosfat (PO43-

)

Cr+2

NO3*)

NO2*)

Hardness (CaCO3)

pH

Fe2+

Mn2+

Zn2+

Ca2+

Mg2+

CO2 bebas

Cu2+

Ni2+

Cd2+

NO2-N

CN-

mg/L

TCU

Mg/L oC

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

mg/l

Tidak berbau

28,8

Tidak berasa

117,8

30

150

1,86

0,76

35,92

10,6

-

0,49

-

-

-

148

6,3

0,156

0,128

0,104

98

136

132

0,005

0,001

0,004

0,011

0,004 *) Analisa tidak bisa dilakukan, alat dan bahan kimia tidak tersedia

Sumber: Badan Lingkungan Hidup Provinsi Riau,2008 ( www.blh.riau.go.id )


http://www.blh.riau.go.id/

Untuk menjamin kelangsungan penyediaan air, maka di lokasi pengambilan

air dibangun fasilitas penampungan air (water intake) yang juga merupakan tempat

pengolahan awal air sungai. Pengolahan ini meliputi penyaringan sampah dan

kotoran yang terbawa bersama air. Selanjutnya air dipompakan ke lokasi pabrik

untuk diolah dan digunakan sesuai dengan keperluannya. Pengolahan air di pabrik

terdiri dari beberapa tahap, yaitu:

1. Screening

2. Sedimentasi

3. Klarifikasi

4. Filtrasi

5. Demineralisasi

6. Deaerasi

7.2.1 Screening

Pengendapan merupakan tahap awal dari pengolahan air. Pada screening,

partikel-partikel padat yang besar akan tersaring tanpa bantuan bahan kimia.

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

pengolahan selanjutnya (Degremont, 1991).

7.2.2 Sedimentasi

Setelah air disaring pada tahap screening, di dalam air tersebut masih terdapat

partikel-partikel padatan kecil yang tidak tersaring pada screening. Untuk

menghilangkan padatan-padatan tersebut, maka air yang sudah disaring tadi

dimasukkan ke dalam bak sedimentasi untuk mengendapkan partikel-partikel

padatan yang tidak terlarut.

7.2.3 Klarifikasi

Klarifikasi merupakan proses penghilangan kekeruhan di dalam air. Air dari

screening dialirkan ke dalam clarifier setelah diinjeksikan larutan alum, Al2(SO4)3

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

larutan Na2CO3 sebagai koagulan tambahan yang berfungsi sebagai bahan pembantu

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


proses koagulasi dan flokulasi. Tahap ini bertujuan menyingkirkan Suspended Solid

(SS) dan koloid (Degremont, 1991).

Koagulan yang biasa dipakai adalah koagulan trivalent. Reaksi hidrolisis

akan terjadi menurut reaksi:

M3+

+ 3H2O M(OH)3 + 3 H

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

Dua jenis reaksi yang akan terjadi adalah (Degremont, 1991):

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

- + 3SO4

3-

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

3-

Reaksi koagulasi yang terjadi :

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

Selain penetralan pH, soda abu juga digunakan untuk menyingkirkan

kesadahan permanen menurut proses soda dingin menurut reaksi (Degremont, 1991):

CaSO4 + Na2CO3 Na2SO4 + CaCO3

CaCl4 + Na2CO3 2NaCl + CaCO3

Setelah pencampuran yang disertai pengadukan maka akan terbentuk flok-

flok yang akan mengendap ke dasar clarifier karena gaya gravitasi, sedangkan air

jernih akan keluar melimpah (overflow) yang selanjutnya akan masuk ke penyaring

pasir (sand filter) untuk penyaringan.

Pemakaian larutan alum umumnya hingga 50 ppm terhadap jumlah air yang

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

(Crities, 2004).

Perhitungan alum dan abu soda yang diperlukan:

Total kebutuhan air = 20810,3936 kg/jam

Pemakaian larutan alum = 50 ppm

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

Larutan alum yang dibutuhkan = 50.10-6

× 20810,3936 = 1,0405 kg/jam

Larutan abu soda yang dibutuhkan = 27.10-6

× 20810,3936 = 0,5618 kg/jam


7.2.4 Filtrasi

Filtrasi dalam pemurnian air merupakan operasi yang sangat umum dengan

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

(Metcalf, 1984).

Material yang digunakan dalam medium filtrasi dapat bermacam-macam:

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

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

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

gravel sebagai bahan filter utama, sebab tipe lain cukup mahal (Kawamura, 1991).

Unit filtrasi dalam pabrik pembuatan etilen glikol menggunakan media filtrasi

granular (Granular Medium Filtration) sebagai berikut:

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

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

digunakan setinggi 24 in (60,96 cm).

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

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

tahap pada pengolahan effluent pabrik, perlu menggunakan bahan dengan luar

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

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

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

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

(Metcalf & Eddy, 1991).

Bagian bawah alat penyaring dilengkapi dengan strainer sebagai penahan.

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

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

filter, air dipompakan ke menara air sebelum didistribusikan untuk berbagai

kebutuhan.

Untuk air proses, masih diperlukan pengolahan lebih lanjut, yaitu proses

softener dan deaerasi. Untuk air domestik, laboratorium, kantin, dan tempat ibadah,

serta poliklinik, dilakukan proses klorinasi, yaitu mereaksikan air dengan klor untuk

membunuh kuman-kuman di dalam air. Klor yang digunakan biasanya berupa

kaporit, Ca(ClO)2. Khusus untuk air minum, setelah dilakukan proses klorinasi


diteruskan ke penyaring air (water treatment system) sehingga air yang keluar

merupakan air sehat dan memenuhi syarat-syarat air minum.

Perhitungan kebutuhan kaporit, Ca(ClO)2

Total kebutuhan air yang memerlukan proses klorinasi = 964 kg/jam

Kaporit yang digunakan direncanakan mengandung klorin 70 %

Kebutuhan klorin = 2 ppm dari berat air (Gordon, 1968)

Total kebutuhan kaporit = (2.10-6

× 964)/0,7 = 0,002754 kg/jam

7.2.5 Demineralisasi

Air untuk umpan ketel dan pendingin pada reaktor harus murni dan bebas

dari garam-garam terlarut. Untuk itu perlu dilakukan proses demineralisasi. Alat

demineralisasi dibagi atas:

a. Penukar Kation (Cation Exchanger)

Penukar kation berfungsi untuk mengikat logam-logam alkali dan mengurangi

kesadahan air yang digunakan. Proses yang terjadi adalah pertukaran antara kation

Ca, Mg dan kation lain yang larut dalam air dengan kation dari resin. Resin yang

digunakan bertipe gel dengan merek IRR–122 (Lorch, 1981).

Reaksi yang terjadi :

2H+R + Ca

2+ →

Ca

2+R + 2H

+

2H+R + Mg

2+ → Mg

2+R + 2H

+

2H+R + Mn

2+ → Mn

2+R + 2H

+

Untuk regenerasi dipakai H2SO4 dengan reaksi :

Ca2+

R + H2SO4 → CaSO4 + 2H+R

Mg2+

R + H2SO4 → MgSO4 + 2H+R

Mn2+

R + H2SO4 → MnSO4 + 2H+R

Perhitungan Kesadahan Kation

Air sungai Rokan, Riau mengandung kation Fe2+

, Mn2+

, Ca2+

, Mg2+

, Zn+2

, Cu2+

,

Ni2+

, dan Cd2+

masing-masing 0,156 ppm, 0,128 ppm, 98 ppm, 136 ppm, 0,104 ppm

0,0032 ppm, 0,001 ppm dan 0,004 ppm(Tabel 7.5).

1 gr/gal = 17,1 ppm

Total kesadahan kation = 0,156 +0,128 + 98 + 136 + 0,104, + 0,005 + 0,001 + 0,004

= 234,398 ppm / 17,1


= 13,7075 gr/gal

Jumlah air yang diolah = 1447,6323 kg/jam

= 3

3gal/m 264,17

kg/m 995,904

kg/jam 1489,5767

= 395,1199 gal/jam

Kesadahan air = 13,7075 gr/gal × 395,1199 gal/jam × 24 jam/hari

= 129,9864 kg/hari

Perhitungan ukuran Cation Exchanger

Jumlah air yang diolah = 395,1199 gal/jam = 6,5853gal/menit

Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh data-data berikut:

- Diameter penukar kation = 2 ft

- Luas penampang penukar kation = 3,14 ft2

- Jumlah penukar kation = 1 unit

Volume resin yang diperlukan:

Total kesadahan air = 129,9864 kg/hari

Dari Tabel 12.2, The Nalco Water Handbook (1988) diperoleh:

- Kapasitas resin = 20 kgr/ft3

- Kebutuhan regenerant = 6 lb H2SO4/ft3 resin

Jadi, kebutuhan resin = 3kg/ft 20

kg/hari 129,9864= 6,4993 ft

3/hari

Tinggi resin = 14,3

6,4993= 2,0698 ft

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

Sehingga volume resin yang dibutuhkan = 2,5 ft × 3,14 ft2 = 7,85 ft

3

Waktu regenerasi = kg/hari 129,9864

kg/ft 20 ft 7,85 33

= 1,2078 hari = 28,9876 jam

Kebutuhan regenerant H2SO4 = 129,9864 kg/hari × 3

3

kgr/ft 20

lb/ft 6

= 38,9959 lb/hari = 0,7377 kg/jam


b. Penukar Anion (Anion Exchanger)

Penukar anion berfungsi untuk menukar anion yang terdapat dalam air

dengan ion hidrglikol dari resin. Resin yang digunakan bermerek IRA-410. Resin ini

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

2ROH + SO42-

R2SO4 + 2OH-

ROH + Cl- RCl + OH

-

Untuk regenerasi dipakai larutan NaOH dengan reaksi:

R2SO4 + 2NaOH Na2SO4 + 2ROH

RCl + NaOH NaCl + ROH

Perhitungan Kesadahan Anion

Air sungai Rokan mengandung Anion Cl-, SO4

2-, CO3

2-, PO4

3-, dan NO3

- , NO2

- dan

CN- masing-masing 1,86 ppm, 10,6 ppm, 148 ppm, 0,49 ppm, 0,76 ppm, 0,011 ppm

dan 0,004 ppm (Tabel 7.4).

1 gr/gal = 17,1 ppm

Total kesadahan anion = 1,86 + 10,6 + 148 + 0,49 + 0,76 + 0,011 + 0,004

= 161,725 ppm / 17,1

= 9,4576 gr/gal

Jumlah air yang diolah = 1489,5767 kg/jam

= 3

3gal/m 264,17

kg/m 995,904

kg/jam 1489,5767

= 395,1199 gal/jam

Kesadahan air = 9,4576 gr/gal × 395,1199 gal/jam × 24 jam/hari

= 89,6853 kg/hari

Ukuran Anion Exchanger

Jumlah air yang diolah = 395,1199 gal/jam = 6,5853 gal/menit

Dari Tabel 12.4 , The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar kation = 2 ft


- Jumlah penukar kation = 1 unit


Volume resin yang diperlukan

Total kesadahan air = 89,6853 kg/hari

Dari Tabel 12.7, The Nalco Water Handbook, diperoleh :

- Kapasitas resin = 12 kgr/ft3

- Kebutuhan regenerant = 5 lb NaOH/ft3 resin

Jadi, kebutuhan resin = 3kgr/ft 12

kg/hari 89,6853= 7,4738 ft

3/hari

Tinggi resin = 14,3

7,4738= 2,3802 ft

Volume resin = 2,3802 ft × 3,14 ft2 = 7,85 ft

3

Waktu regenerasi = kgr/hari 89,6853

kgr/ft 12 ft 7,85 33

= 1 hari = 24 jam

Kebutuhan regenerant NaOH = 89,6853 kgr/hari × 3

3

kgr/ft 12

lb/ft 5

= 37,3689 lb/hari = 0,7069 kg/jam

7.26 Deaerator

Deaerator berfungsi untuk memanaskan air yang keluar dari alat penukar ion

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

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

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

korosi. Pemanasan dilakukan dengan menggunakan koil pemanas di dalam

deaerator.

7.3 Kebutuhan Bahan Kimia

Kebutuhan bahan kimia pada pabrik pembuatan Etilen Glikol adalah sebagai

berikut:

1. C2H4O = 7281,714 kg/jam

2. CO2 = 7756,3561 kg/jam


Kebutuhan bahan kimia untuk unit utilitas pada pabrik pembuatan Etilen Glikol

adalah sebagai berikut :

1. Al2(SO4)3 = 1,0504 kg/jam

2. Na2CO3 = 0,5618 kg/jam

3. Kaporit = 0,002754 kg/jam

4. H2SO4 = 0,7377 kg/jam

5. NaOH = 0,7069 kg/jam

Kebutuhan bahan kimia untuk unit pengolahan limbah pada pabrik

pembuatan Etilen Glikol sebagai berikut :

1. Na2CO3 = 3,9316 kg/jam

7.4 Kebutuhan Listrik

Perincian kebutuhan listrik diperkirakan sebagai berikut :

1. Unit Proses = 308 hp

2. Unit Utilitas = 53 hp

3. Unit pengolahan limbah = 21 hp

4. Ruang kontrol dan laboratorium = 30 hp

5. Penerangan dan kantor = 30 hp

6. Bengkel = 40 hp

7. Perumahan = 100 hp

Total kebutuhan listrik = 308 + 21 + 52 + 30 + 30 + 40 + 100

= 582 hp × 0,7457 kW/hp = 520 kW

Efisiensi generator 80 %, maka

Daya output generator = 520/0,8 = 650 kW

Untuk perancangan dipakai 4 unit generator diesel AC 400 kW, 220-240 Volt, 50

Hertz. (2 unit pakai dan 2 unit cadangan).

7.5 Kebutuhan Bahan Bakar

Bahan bakar yang digunakan untuk ketel uap dan pembangkit tenaga listrik

(generator) adalah minyak solar karena minyak solar efisien dan mempunyai nilai

bakar yang tinggi.


Keperluan Bahan Bakar Generator

Nilai bahan bakar solar = 19860 Btu/lbm (Perry, 1999)

Densitas bahan bakar solar = 0,89 kg/L

Daya output generator = 628 kW

Daya generator yang dihasilkan = 650 kW (0,9478 Btu/det)/kW 3600 det/jam

= 2217625,0199 Btu/jam

Jumlah bahan bakar = (2217625,0199 Btu/jam)/(19860 Btu/lbm

0,45359 kg/lbm)

= 50,6492 kg/jam

Kebutuhan solar = (50,6492 kg/jam) / (0,89 kg/liter)

= 56,9092 liter/jam

Kebutuhan solar untuk 2 generator = 114 L/jam

Keperluan Bahan Bakar Ketel Uap

Uap yang dihasilkan ketel uap = 7447,8838 kg/jam

Panas laten saturated steam (260 C) = 1661,6358 kJ/kg (Reklaitis, 1987)

Panas yang dibutuhkan ketel

= 7447,8838 kg/jam 1661,6358 kJ/kg / (1,05506 kJ/Btu)

= 11.730.620,5533 Btu/jam

Efisiensi ketel uap = 85 %

Panas yang harus disuplai ketel = (11.730.620,5533 Btu/jam) / 0,85

= 13.800.730,0627 Btu/jam

Nilai bahan bakar solar = 19860 Btu/lb (Perry, 1999)

Jumlah bahan bakar

= (13.800.730,0627 Btu/jam) / (19.860 Btu/lbm) 0,45359 kg/lbm

= 315,2001 kg/jam

Kebutuhan solar = (315,2001 kg/jam) / (0,89 kg/liter)

= 354,1574ter/jam

Jumlah total kebutuhan solar = 114 + 354,2 = 468 L / jam

7.1 Unit Pengolahan Limbah

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

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


membahayakan alam sekitar maupun manusia itu sendiri. Demi kelestarian

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

Sumber-sumber limbah cair pabrik pembuatan Etilen Glikol meliputi:

1. Limbah proses

Berupa limbah padat seperti katalis bekas, limbah akibat zat-zat yang terbuang,

bocor, atau tumpah. Khusus limbah dari katalis bekas, berdasarkan PP RI Nomor

18 Tahun 1999 Tentang Pengelolaan Limbah Bahan Berbahaya dan Beracun,

termasuk kategori limbah B3 (Bahan Berbahaya dan Beracun) dari sumber yang

spesifik sehingga dalam penanganannya harus dikirim ke pengumpul limbah B3

sesuai dengan Peraturan Pemerintah Republik Indonesia tersebut dan dalam

pengelolaannya, limbah B3 dikirim ke PPLI Cileungsi, Bogor, Indonesia.

2. Limbah gas

Emisi gas yang dihasilkan oleh pabrik pembuatan etilen glikol antara lain gas

karbondioksida, etilen oksida, etilen karbonat dan uap air. Diketahui bahwa emisi

maksimum gas etilen oksida dan etilen karbonat per ton produk proses yang

menghasilkan emisi tersebut adalah 3-4 atau 0,03 %-0,04 % (Nalco,1988),

sedangkan emisi gas etilen oksida 0,0043% dan etilen karbonat 0,0003 %. Emisi

gas tersebut telah memenuhi standar Keputusan Menteri Negara Lingkungan

Hidup Nomor Kep.13/Menlh/3/1995 Tentang Baku Mutu Emisi Sumber Tidak

Bergerak sehingga dapat langsung dilepaskan ke udara. Sedangkan gas karbon

dioksida dan uap air dapat langsung dibuang diudara karena merupakan emisi gas

yang tidak berbahaya.

3. Limbah cair hasil pencucian peralatan pabrik

Limbah ini diperkirakan mengandung kerak dan kotoran-kotoran yang melekat

pada peralatan pabrik.

4. Limbah domestik

Limbah ini mengandung bahan organik sisa pencernaan yang berasal dari kamar

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

cair. Limbah domestik dari pabrik etilen glikol diolah pada septic tank yang

tersedia di lingkungan pabrik sehingga tidak membutuhkan pengolahan

tambahan.


5. Limbah laboratorium

Limbah yang berasal dari laboratorium ini mengandung bahan-bahan kimia

yang digunakan untuk menganalisa mutu bahan baku yang dipergunakan dan

mutu produk yang dihasilkan, serta yang dipergunakan untuk penelitian dan

pengemangan proses.

Pengolahan limbah cair pabrik ini dilakukan dengan menggunakan kolam

stabilisasi. Alasan pemilihan kolam stabilisasi yaitu adalah:

- Lebih murah dan mudah dibandingkan pengolahan limbah yang lain.

- Lebih mudah penanganannya dibandingkan pengolahan limbah yang lain.

- Lahan yang digunakan tidak terlalu besar dikarenakan debit limbah sedikit.

Perhitungan Untuk Sistem Pengolahan Limbah

Diperkirakan jumlah air buangan pabrik:

1. Limbah proses = 0 ltr/jam

2. Pencucian peralatan pabrik = 75 liter/jam

3. Laboratorium = 15 liter/jam

4. Limbah domestik dan kantor

- Domestik = 20 ltr/hari (Metcalf dan Eddy, 1991)

- Kantor = 10 ltr/hari (Metcalf dan Eddy, 1991)

Jadi jumlah limbah domestik dan kantor

= 166 x (20+10) ltr/hari x 1 hari / 24 jam

= 207,5 ltr/jam

Total air buangan = (0 + 75 + 15 + 207,5) liter/jam

= 297,5 liter/jam = 0,2975 m3/jam

Pengolahan limbah dimulai dari kolam penampungan dan kolam stabilisasi.

Kolam stabilisasi tersebut terdiri dari:

a. Kolam Anaerob

Memiliki kedalaman optimal 4 meter, efektif untuk beban BOD tinggi dan hasil

proses oksidasi menghasilkan gas seperti CH4, H2S, dll.

b. Kolam Fakultatif


Dimana proses yang terjadi anaerob dab aerob, kedalaman lebih dari 0,3 meter.

c. Kolam maturasi

Beroperasi secara aerobik, digunakan terutama untuk menghilangkan bakteri faecal

juga berfungsi untuk penghilangan FC (faecal coliform) yaitu penghilangan suatu

organisme yang berfungsi sebagai indikator adanya limbah patogen.

Unit Pengolahan limbah

1. Kolam Anaerobik

Fungsi : Mengolah limbah cair pabrik secara anaerobik

Laju volumetrik air buangan = 0,2975 m3/jam = 29,5614 m

3/hari

Waktu tinggal air = 5 jam = 0,2083 hari (Perry, 1997)

Volume Kolam (V) = 29,5614 m3/hari × 0,2083 hari = 6,1586 m

3

Bak terisi 90 maka volume Kolam = 9,0

6,1586 = 6,8429 m

3

Direncanakan ukuran kolam sebagai berikut:

- panjang kolam (p) = 2 × lebar kolam (l)

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

Maka: Volume kolam = p × l × t

6,8429 m3

= 2 l × l × l

l = 1,5069 m

Jadi, panjang kolam = 3,0137 m

lebar kolam = 1,5069 m

tinggi kolam = 1,5069 m

Luas kolam = 4,5412 m2

2. Kolam Fakultatif

Fungsi : Mengolah limbah cair pabrik secara anaerobik dan aerobik


3/hari

Kedalaman = 1,2 meter

Volume Kolam (V) = 29,5614 m3/hari

T operasi = 300C

BOD5 effluent yang diinginkan < 25mg/l


Nilai BOD5 = 300 mg/l (Beckart Environmental, Inc., 2004)

Sehingga:

Waktu tinggal = V/ Q

= 231,0526 x 1,2 / 29,5614 = 10 hari

Luas permukaan kolam 20)05,1(18/( T

EI DLLQA

2030)05,1(2,1.18/25300( 29,5614

= 231,0526 m

2

Beban organik permukaan:

= (10 Q Li )/ A

= (10.29,5614. 300) / 231,0526 = 383,83 kg/Ha.hari

Beban organik diizinkan

= 20 T- 120

= 20 (30) -120 = 480 kg/Ha.hari

Rancangan memenuhi

3. Kolam Maturasi

Fungsi : Mengolah limbah cair pabrik secara aerobik

Waktu tinggal limbah = 7 hari

Jumlah = 2 unit

Kedalaman = 1,2 meter

Kb = 2,6

Jumlah FC/100ml influent = 4 x 107


3/hari

Waktu tinggal kolam fakultatif:

= V/ Q

= 231,0526 x 1,2 / 29,5614 = 10 hari

Jumlah FC /100 ml effluent =

= 2maturasi) kolam2,6x t )(1fakultatif kolam2,6x t (1

FC/100mlJumlah

= 2

7

2,6x7)2,6x10)(1(1

10 x 4


http://www.gisdevelopement.com/

= 3877 FC/ 100 ml

Rancangan memenuhi

Luas permukaan kolam = (Q x t kolam maturasi) / kedalaman kolam

= (29,5614 m3/hari x 7 hari) / 1,2 m

= 172,4415 m2


7.6 Spesifikasi Peralatan Utilitas

7.5.1 Screening (SC)

Fungsi : Menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis : Bar screen

Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Stainless steel

Ukuran screening : Panjang = 2 m

Lebar = 2 m

Ukuran bar : Lebar = 5 mm

Tebal = 20 mm

Bar clear spacing : 20 mm

Slope : 30°

Jumlah bar : 50 buah

7.5.2 Pompa Screening (PU-01)

Fungsi : Memompa air dari sungai ke bak pengendapan (BS)


Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Commercial steel

Kapasitas : 0,205 ft3/s

Daya motor : 1 1/2 hp

7.5.3 Bak Sedimentasi (BS)

Fungsi : untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air

Jumlah : 1 unit

Jenis : Grift Chamber Sedimentation

Aliran : Horizontal sepanjang bak sedimentasi

Bahan konstruksi : Beton kedap air

Kondisi operasi : Temperatur 28 C dan tekanan 1 atm

Kapasitas : 12,2988 ft3/menit


Panjang : 10 ft (3,0480 m)

Lebar : 2 ft (0,61 m)

Tinggi : 5,9 ft (1,7983 m )

Waktu retensi : 9,5944 menit

7.5.4 Pompa Sedimentasi (PU-02)




Jumlah : 1 unit


Daya motor : 1 hp

7.5.5 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

Kondisi pelarutan : Temperatur 30 C dan tekanan 1 atm

Jumlah : 1 unit


Diameter : 1,2314 m

Tinggi : 1,5392 m

Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle : 4 buah

Daya motor : ½ hp

7.5.6 Pompa Alum (PU-03)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Pelarutan Alum (TP-01) ke

Clarifier (CL)


Jenis : Pompa injeksi


Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 7,488.10-6

ft3/s

Daya motor : 1/20 hp

7.5.7 Tangki Pelarutan Soda Abu [Na2CO3] (TP-02)

Fungsi : Membuat larutan soda abu (Na2CO3)




Jumlah : 1 unit


Diameter : 1,0117 m

Tinggi : 1,5176 m



Daya motor : ¼ hp

7.5.8 Pompa Soda Abu (PU-04)

Fungsi : Memompa larutan soda abu dari tangki pelarutan

soda abu (TP-02) ke Clarifier (CL)



Jumlah : 1 unit


m3/s



7.5.9 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

Kapasitas air : 20,8966 m3

Diameter : 2,9788 m

Tinggi : 4,4682 m

Kedalaman air : 3 m

Daya motor : ¼ hp

7.5.10 Pompa Clarifier (PU-05)

Fungsi : Memompa air dari clarifier (CL) ke Sand Filter (SF)


Jumlah : 1 unit


Kapasitas : 0,205 ft3/

Daya motor : 2 hp

7.5.11 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

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 Grade C


Jumlah : 1 unit



Diameter sand filter : 1,9988 m

Tinggi sand filter : 5,9964 m

Tebal tangki : ¼ in

7.5.12 Pompa Filtrasi (PU-06)

Fungsi : Memompa air dari Sand Filter (SF) ke Tangki

Utilitas 1 (TU-01)


Jumlah : 1 unit



Daya motor : 1 hp

7.5.13 Tangki Utilitas 1 (TU-01)

Fungsi : Menampung air sementara dari Sand Filter (SF)


Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283, Grade C

Jumlah : 1 unit


Jumlah : 1 unit


Diameter : 3,9976 m

Tinggi : 5,9964 m

Tebal dinding : ½ in

7.5.14 Pompa ke Cation Exchanger (PU-07)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke

Cation Exchanger (CE)



Jumlah : 1 unit




7.5.15 Pompa ke Menara Pendingin Air (PU-08)

Fungsi : Memompa air dari tangki utilitas (TU-01) ke Menara

Pendingin (CT)


Jumlah : 1 unit



Daya motor : ½ hp

7.5.16 Pompa ke Tangki Utilitas 2 (PU-09)


Tangki Utilitas 2 (PU-09)


Jumlah : 1 unit




7.5.17 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-03)

Fungsi : Membuat larutan asam sulfat




Jumlah : 1 unit



Diameter : 2,1678 m

Tinggi : 3,2517 m

Jenis pengaduk : Flat 6 blade turbin impeller


Daya motor : 2½ hp

7.5.18 Pompa H2SO4 (PU-10)

Fungsi : Memompa larutan asam sulfat dari Tangki Pelarutan

Asam Sulfat (TP-03) ke Cation Exchanger (CE)


Bahan konstruksi : commercial steel

Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 6,8097× 10-6

ft3/s


7.5.19 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)

Fungsi : Mengikat kation yang terdapat dalam air umpan ketel


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 Grade C

Kondisi penyimpanan : temperatur 30 C dan tekanan 1 atm

Jumlah : 1 unit

Resin yang digunakan : IRR-122

Silinder : - Diameter : 0,6096 m

- Tinggi : 0,9144 m

- Tebal : 1/4 in

Tutup : - Diameter : 0,6096 m

- Tinggi : 0,1524 m

- Tebal : 1/4 in


7.5.20 Pompa Cation Exchanger (PU-11)

Fungsi : Memompa air dari Cation Exchanger (CE) ke Anion

Exchanger (AE)


Jumlah : 1 unit


Kapasitas : 0,0004 m3/s


7.5.21 Tangki Pelarutan NaOH (TP-04)

Fungsi : Membuat larutan natrium hidrglikol (NaOH)




Jumlah : 1 unit


Diameter : 2,0436 m

Tinggi : 3,0654 m

Tebal : ¼ in




7.5.22 Pompa NaOH (PU-12)

Fungsi : Memompa larutan natrium hidrglikol dari tangki

pelarutan NaOH (TP-04) ke Anion Exchanger (AE)



Jumlah : 1 unit



m3/s


7.5.23 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)

Fungsi : Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel



Kondisi penyimpanan : Temperatur 28 C dan tekanan 1 atm

Jumlah : 1 unit

Resin yang digunakan : IRA-410


- Tinggi : 0,9144 m

- Tebal : ¼ in


- Tinggi : 0,1524 m

- Tebal : ¼ in

7.5.24 Pompa Anion Exchanger (PU-13)

Fungsi : Memompa air dari Anion Exchanger (AE) ke

Deaerator (DE)


Jumlah : 1



Daya motor : 3 hp

7.5.25 Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO)2] (TP-05)

Fungsi : Membuat larutan kaporit [Ca(ClO)2]





Jumlah : 1 unit


Diameter : 0,1895 m

Tinggi : 0,2843 m




7.5.26 Pompa Kaporit (PU-14)

Fungsi : memompa larutan kaporit dari Tangki Pelarutan

Kaporit (TP-05) ke Tangki Utilitas 2 (TU-02)


Jumlah : 1 unit


Kapasitas : 6,0147.10-10

m3/s


7.5.27 Tangki Utilitas 2 (TU-02)

Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan ke domestik




Jumlah : 1 unit


Diameter : 2,8714 m

Tinggi : 4,3071 m

Tebal dinding : ¼ in

7.5.28 Pompa Domestik (PU-15)



kebutuhan domestik


Jumlah : 1 unit




7.5.29 Menara Pendingin Air / Water Cooling Tower (CT)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin bekas dari

temperatur 55 C menjadi 30 C

Jenis : Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–53 Grade B

Kondisi operasi :

Suhu air masuk menara (TL2) = 550C = 131

0F

Suhu air keluar menara (TL1) = 300C = 86

0F

Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 292,6481 m3/jam

Luas menara : 672,2509 ft2

Tinggi : 14,7484 m

Daya : 20 Hp

7.5.30 Pompa Menara Pendingin Air (PU-16)

Fungsi : Memompa air pendingin dari menara pendingin air

ke unit proses


Jumlah : 1 unit



Daya motor : 15 hp


7.5.31 Deaerator (DE)

Fungsi : Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air

umpan ketel

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup elipsoidal



Jumlah : 1 unit



- Tinggi : 8,5148 m

- Tebal : ½ in


- Tinggi : 1,4191 m

- Tebal : ½ in

7.5.32 Pompa Deaerator (PU-17)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Deaerator (DE) ke Ketel

Uap (KU)


Jumlah : 1



Daya motor : ¼ hp

7.5.33 Ketel Uap (KU)

Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis : Water tube boiler

Bahan konstruksi : Carbon steel

Jumlah : 1 unit





Jumlah tube : 475 buah

7.5.34 Pompa Air Proses (PU-18)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke unit

proses


Jumlah : 1 unit



Daya motor : 0,5 hp


BAB VIII

LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK

Susunan peralatan dan fasilitas dalam rancangan proses merupakan syarat

penting dalam mempersiapkan biaya sebelum mendirikan pabrik atau untuk design

yang meliputi design perpipaan, fasilitas bangunan fisik, tata letak peralatan dan

kelistrikan. Lokasi suatu pabrik merupakan bagian penting untuk mempengaruhi

kedudukan pabrik dalam persaingan. Penentuan lokasi pabrik yang tepat tidak

semudah yang diperkirakan, banyak faktor yang dapat mempengaruhinya. Idealnya,

lokasi yang dipilih harus dapat memberikan keuntungan untuk jangka panjang dan

dapat memberikan kemungkinan untuk memperluas pabrik.

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

a. Kemampuan untuk melayani konsumen dengan memuaskan

b. Kemampuan untuk mendapatkan bahan mentah yang berkesinambungan dan

harganya sampai di tempat cukup murah

c. Kemudahan untuk mendapatkan tenaga karyawan

Oleh karena itu, pemilihan tempat bagi berdirinya suatu pabrik harus

memperhatikan beberapa faktor yang berperan yaitu faktor primer dan faktor

sekunder.

A. Faktor Primer / Utama

Faktor ini secara langsung mempengaruhi tujuan utama dari usaha pabrik

yaitu meliputi produksi dan distribusi produk yang diatur menurut macam dan

kualitasnya. Yang termasuk dalam faktor utama menurut Peter dan Timmerhaus,

2004 adalah:

1. Letak pasar

Pabrik yang letaknya dekat dengan pasar dapat lebih cepat melayani konsumen,

sedangkan biayanya juga lebih rendah terutama biaya angkutan.

2. Letak sumber bahan baku

Idealnya, sumber bahan baku tersedia dekat dengan lokasi pabrik. Hal ini lebih

menjamin penyediaan bahan baku, setidaknya dapat mengurangi keterlambatan

penyediaan bahan baku, terutama untuk bahan baku yang berat.


Hal – hal yang perlu diperhatikan mengenai bahan baku adalah :

a. Lokasi sumber bahan baku

b. Besarnya kapasitas sumber bahan baku dan berapa lama sumber tersebut

dapat diandalkan pengadaannya

c. Cara mendapatkan bahan baku tersebut dan cara transportasinya

d. Harga bahan baku serta biaya pengangkutan

e. Kemungkinan mendapatkan sumber bahan baku yang lain

3. Fasilitas pengangkutan

Pertimbangan – pertimbangan kemungkinan untuk pengangkutan bahan baku dan

produk menggunakan angkutan gerbong kereta api, truk, angkutan melalui sungai

dan laut dan juga angkutan melalui udara yang sangat mahal.

4. Tenaga kerja

Tersedianya tenaga kerja menurut kualifikasi tertentu merupakan faktor

pertimbangan pada penetapan lokasi pabrik tetapi tenaga terlatih atau skilled

labor di daerah setempat tidak selalu tersedia. Jika didatangkan dari daerah lain

diperlukan peningkatan upah atau penyediaan fasilitas lainnya sebagai daya tarik.

5. Pembangkit tenaga listrik

Pabrik yang menggunakan tenaga listrik yang besar akan memilih lokasi yang

dekat dengan sumber tenaga listrik.

B. Faktor Sekunder

Yang termasuk ke dalam faktor sekunder antara lain adalah :

1. Harga tanah dan gedung

Harga tanah dan gedung yang murah merupakan daya tarik tersendiri. Perlu

dikaitkan dengan rencana jangka panjang. Jika harga tanah mahal mungkin hanya

dapat diperoleh luasan tanah yang terbatas, sehingga perlu dipikirkan untuk

membuat bangunan bertingkat walaupun pembangunan gedungnya lebih mahal.

2. Kemungkinan perluasan

Perlu diperhatikan apakah perluasan di masa yang akan datang dapat dikerjakan

di satu tempat atau perlu lokasi lain, apakah di sekitar sudah banyak pabrik lain.


Hal ini menjadi masalah tersendiri dalam hal perluasan pabrik di masa

mendatang.

3. Fasilitas servis

Terutama untuk pabrik kimia yang relatif kecil yang tidak memiliki bengkel

sendiri. Perlu dipelajari adanya bengkel–bengkel di sekitar daerah tersebut yang

mungkin diperlukan untuk perbaikan alat–alat pabrik. Perlu juga dipelajari

adanya fasilitas layanan masyarakat, misalnya rumah sakit umum, sekolah–

sekolah, tempat–tempat ibadah, tempat–tempat kegiatan olahraga, tempat–tempat

rekreasi, dan sebagainya.

Untuk pabrik yang besar, mungkin beberapa fasilitas tersebut dapat dilayani

sendiri walaupun merupakan beban tambahan. Keuntungannya, selain merupakan

daya tarik bagi para pekerja, juga membantu penjagaan kesehatan fisik dan

mental sehingga efisiensi kerja dapat tetap dipertahankan.

4. Fasilitas finansial

Perkembangan perusahaan dibantu oleh fasilitas finansial, misalnya adanya pasar

modal, bursa, sumber–sumber modal, bank, koperasi simpan pinjam, dan

lembaga keuangan lainnya. Fasilitas tersebut akan lebih membantu untuk

memberikan kemudahan bagi suksesnya usaha pengembangan pabrik.

5. Persediaan air

Suatu jenis pabrik memerlukan sejumlah air yang cukup banyak, misalnya pabrik

kertas. Karena itu, di daerah lokasi diperlukan adanya sumber air yang

kemungkinan diperoleh dari air sungai, danau, sumur (air tanah), atau air laut.

6. Peraturan daerah setempat

Peraturan daerah setempat perlu dipelajari terlebih dahulu, mungkin terdapat

beberapa persyaratan atau aturan yang berbeda dengan daerah lain.

7. Masyarakat daerah

Sikap, tangggapan dari masyarakat daerah terhadap pembangunan pabrik perlu

diperhatikan dengan seksama, karena hal ini akan menentukan perkembangan

pabrik di masa yang akan datang. Keselamatan dan keamanan masyarakat perlu

dijaga dengan baik. Hal ini merupakan suatu keharusan sebagai sumbangan

kepada masyarakat.


8. Iklim di daerah lokasi

Suatu pabrik ditinjau dari segi teknik, adakalanya membutuhkan kondisi operasi

misalnya kelembaban udara, panas matahari, dan sebagainya. Hal ini

berhubungan dengan kegiatan pengolahan, penyimpanan bahan baku atau produk.

Disamping itu, iklim juga mempengaruhi gairah kerja dan moral para karyawan.

Keaktifan kerja karyawan dapat meningkatkan hasil produksi.

9. Keadaan tanah

Sifat–sifat mekanika tanah dan tempat pembangunan pabrik harus diketahui. Hal

ini berhubungan dengan rencana pondasi untuk alat–alat, bangunan gedung, dan

bangunan pabrik.

10. Perumahan

Bila di sekitar daerah lokasi pabrik telah banyak perumahan, selain lebih

membuat kerasan para karyawan juga dapat meringankan investasi untuk

perumahan karyawan.

11. Daerah pinggiran kota

Daerah pinggiran kota dapat menjadi lebih menarik untuk pembangunan pabrik.

Akibatnya dapat timbul aspek desentralisasi industri. Alasan pemilihan daerah

lokasi di pinggiran kota antara lain :

Upah buruh relatif rendah

Harga tanah lebih murah

Servis industri tidak terlalu jauh dari kota

8.1 Lokasi Pabrik

Penentuan lokasi pabrik sangat menentukan kemajuan dan kelangsungan dari

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

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

Pemilihan yang tepat mengenai lokasi pabrik harus memberikan suatu perhitungan

biaya produksi dan distribusi yang minimal serta pertimbangan sosiologi, yaitu

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

Berdasarkan faktor-faktor tersebut, maka pabrik pembuatan Etilen glikol ini

direncanakan berlokasi di daerah hilir Sungai Rokan, Kabupaten Rokan Hilir, Riau.


Dasar pertimbangan dalam pemilihan lokasi pabrik ini adalah :

1. Bahan baku

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

dan daerah pemasaran sehingga transportasi dapat berjalan dengan lancar. Bahan

baku utama yang berupa Etilen Oksida dapat diperoleh dari suplier-suplier bahan

kimia untuk industri (PT.Prima Ethycholindo dll) yang terletak di Merak Jawa

Barat kemudian dikirim ke Provinsi Riau melalui pelabuhan yang lokasinya

dekat dengan pabrik dan Carbon dioksida diperoleh dari pabrik yang berlokasi di

Provinsi Riau.

2. Letak dari pasar dan kondisi pemasaran

Produk Etilen glikol dan Dietilen glikol ini dapat diangkut ataupun dikapalkan

dengan mudah ke daerah pemasaran dalam dan luar negeri. Kebutuhan Etilen

glikol dan Dietilen glikol menunjukkan peningkatan dari tahun ke tahun, dengan

demikian pemasarannya tidak akan mengalami hambatan. Kota Dumai

mempunyai pelabuhan dan relatif dekat dengan negara industri lain seperti

Singapura dan Malaysia. Selain itu, kawasan ini juga merupakan daerah industri

sehingga produknya dapat dipasarkan kepada pabrik yang membutuhkannya di

kawasan industri tersebut atau diekspor ke mancanegara.

3. Fasilitas transportasi

Pabrik ini direncanakan didirikan dekat dengan jalan raya (lintas

Dumai–Pekanbaru) dan Pelabuhan Dumai sehingga mempermudah transportasi

untuk pengiriman produk. Bahan baku yang berbentuk gas dikemas dalam tabung

khusus, dan padatan yang digunakan diangkut dengan menggunakan truk.

Sedangkan produk yang dihasilkan berbentuk cairan dikemas dalam tabung

khusus dan diangkut dengan menggunakan kapal dan truk.

4. Kebutuhan tenaga listrik dan bahan bakar

Listrik untuk kebutuhan pabrik diperoleh dari generator pembangkit tenaga

listrik. Disamping itu, disediakan juga cadangan dari Perusahaan Listrik Negara

(PLN) Wilayah III Riau–Sumbar. Bahan bakar solar untuk generator dapat

diperoleh dari PT. Pertamina (detikfinance.com, 2008)


5. Kebutuhan air

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

keperluan proses maupun untuk keperluan lainnya. Kebutuhan air diperoleh dari

Sungai Rokan yang mengalir di sekitar pabrik. Kebutuhan air ini berguna untuk

proses, sarana utilitas dan keperluan domestik.

6. Tenaga kerja

Tenaga kerja termasuk hal yang sangat menunjang dalam operasional pabrik,

tenaga kerja untuk pabrik ini direkrut dari :

Perguruan tinggi lokal seperti Universitas Riau, Politeknik Chevron Riau,

masyarakat sekitar pabrik dan Perguruan Tinggi lainnya

Tenaga ahli yang berasal dari daerah sekitar dan luar daerah

7. Harga tanah dan bangunan

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

bangunan untuk pendirian pabrik relatif rendah.

8. Kemungkinan perluasan dan ekspansi

Ekspansi pabrik dimungkinkan karena tanah yang tersedia cukup luas dan di

sekeliling pabrik belum banyak berdiri pabrik serta tidak mengganggu

pemukiman penduduk.

9. Kondisi iklim dan cuaca

Seperti daerah lain di Indonesia, iklim di sekitar lokasi pabrik relatif stabil. Untuk

daerah ini belum terjadi bencana alam yang berarti sehingga memungkinkan

pabrik berjalan dengan lancar.

10. Masyarakat di sekitar pabrik

Sikap masyarakat diperkirakan akan mendukung pendirian pabrik pembuatan

Etilen glikol ini karena akan menyediakan lapangan kerja bagi mereka. Selain itu

pendirian pabrik Etilen glikol ini diperkirakan tidak akan mengganggu

keselamatan dan keamanan masyarakat di sekitarnya.


11. Perumahan

Mengingat di sekitar lokasi pabrik belum banyak tersedia perumahan bagi

karyawan, maka direncanakan untuk mendirikan fasilitas perumahan karyawan

(mess) beserta lapangan olah raga (terbuka ataupun tertutup) sebagai salah satu

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

biaya investasi perusahaan.

8.2 Tata Letak Pabrik

Tata letak pabrik adalah suatu perencanaan dan pengintegrasian aliran dari

komponen–komponen produksi suatu pabrik, sehingga diperoleh suatu hubungan

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

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

dalam menentukan biaya konstruksi, biaya produksi, serta efisiensi keselamatan

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

menghindari kesulitan di kemudian hari.

Beberapa faktor yang perlu dipertimbangkan pada penyusunan tata letak

pabrik pembuatan Etilen glikol ini adalah (Peters dan Timmerhaus, 2004):

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

perlu diolah lebih lanjut maka pada unit berikutnya disusun berurutan sehingga

sistem perpipaan dan penyusunan letak pompa lebih sederhana.

2. Pengembangan lokasi baru atau penambahan/perluasan lokasi yang belum

dikembangkan pada masa yang akan datang.

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

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

untuk pemeliharaan/perbaikan alat serta peralatan pendukung lainnya.

4. Pemeliharaan dan perbaikan.

5. Keamanan (safety) terutama dari kemungkinan kebakaran dan keselamatan kerja.

6. Bangunan yang meliputi luas bangunan, kondisi bangunan dan konstruksinya

yang memenuhi syarat.

7. Masalah pembuangan limbah cair.


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

sedemikian rupa sehingga tidak terlalu jauh dari tempat kerja.

9. Letak tempat

Misalnya di suatu lokasi yang agak tinggi, bila digunakan untuk menempatkan

tangki penyimpan cairan maka cairan dalam tangki tersebut dapat dialirkan ke

tempat yang lebih rendah tanpa menggunakan pompa.

10. Fasilitas jalan, gudang, dan kantor sebaiknya ditempatkan dekat jalan, tujuannya

untuk memperlancar arus lalu lintas.

11. Fleksibilitas dalam perencanaan tata letak pabrik dengan mempertimbangkan

kemungkinan perubahan dari proses/mesin, sehingga perubahan–perubahan yang

dilakukan tidak memerlukan biaya yang tinggi.

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

akan berpengaruh secara langsung pada modal, biaya produksi, efisiensi kerja dan

keselamatan kerja.

Pengaturan tata letak pabrik yang baik akan memberikan beberapa

keuntungan, seperti :

a. Mengurangi jarak transportasi bahan baku dan hasil produksi, sehingga

mengurangi biaya material handling

b. Memberikan ruang gerak yang lebih leluasa sehingga mempermudah perbaikan

mesin dan peralatan yang rusak atau di blowdown

c. Mengurangi ongkos produksi

d. Meningkatkan keselamatan kerja

e. Meningkatkan pengawasan operasi dan proses agar lebih baik


8.3 Perincian Luas Tanah

Luas areal yang diperlukan untuk lokasi pabrik pembuatan Etilen Glikol

diperkirakan sebagai berikut :

Tabel 8.1 Pembagian Penggunaan Areal Tanah

No Penggunaan Areal Tanah Luas (m2)

1 Pos keamanan 50

2 Areal bahan baku 600

3 Parkir *)

200

4 Taman *)

3000

5 Perumahan karyawan 1000

6 Ruang kontrol 200

7 Areal proses 6800

8 Areal produk 850

9 Perkantoran 300

10 Laboratorium 200

11 Poliklinik 80

12 Kantin 100

13 Tempat ibadah 80

14 Gudang peralatan 400

15 Bengkel 400

16 Unit pemadam kebakaran 80

17 Unit pengolahan air 800

18 Ruang boiler 350

19 Unit pembangkit listrik 380

20 Unit pengolahan limbah 1000

21 Areal perluasan *)

1900

22 Jalan *)

800

23 Perpustakaan 80

24 Sarana olahraga 100

25 Areal antar bangunan *)

150

Total 20.000 *)

merupakan prasarana pabrik

Maka total luas tanah yang dibutuhkan untuk membangun pabrik pembuatan Etilen

glikol adalah 20.000 m2.


3

4

2

5

7

6

8

20

2118

14

22

1

14

9

10

23

11

13

15

16

17

2

12

19 6

14

14

14

SU

NG

AI

14

Gambar 8.1 Tata Letak Pabrik Etilen glikol

Keterangan Gambar 8.1

No Keterangan No Keterangan

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

Area Proses

Pos Keamanan

Areal Bahan Baku

Areal Produk

Gudang Peralatan

Parkir I

Ruang Boiler

Unit Pembangkit Listrik

Bengkel

Unit Pengolahan Air

Unit Pengolahan Limbah

Perkantoran

Perpustakaan

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

Taman I

Kantin

Laboratorium

Poliklinik

Areal Perluasan

Sarana Olahraga

Ruang Kontrol

Unit Pemadam Kebakaran

Tempat Ibadah

Perumahan Karyawan


BAB X

ANALISA EKONOMI

Untuk mengevaluasi kelayakan berdirinya suatu pabrik dan tingkat

pendapatannya, maka dilakukan analisa perhitungan secara teknik. Selanjutnya perlu

juga dilakukan analisa terhadap aspek ekonomi dan pembiayaannya. Dari hasil

analisa tersebut diharapkan berbagai kebijaksanaan dapat diambil untuk pengarahan

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

dalam kondisi yang memberikan keuntungan.

Berbagai parameter ekonomi digunakan sebagai pedoman untuk menentukan

layak tidaknya suatu pabrik didirikan dan besarnya tingkat pendapatan yang dapat

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

1. Modal investasi / Capital Investment (CI)

2. Biaya produksi total / Total Cost (TC)

3. Marjin keuntungan / Profit Margin (PM)

4. Titik impas / Break Even Point (BEP)

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

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

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

10.1 Modal Investasi

Modal investasi adalah seluruh modal untuk mendirikan pabrik dan mulai

menjalankan usaha sampai mampu menarik hasil penjualan. Modal investasi terdiri

dari:

10.1.1 Modal Investasi Tetap / Fixed Capital Investment (FCI)

Modal investasi tetap adalah modal yang diperlukan untuk menyediakan

segala peralatan dan fasilitas manufaktur pabrik. Modal investasi tetap ini terdiri

dari:

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

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

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

diperlukan untuk operasi pabrik.


Modal investasi tetap langsung ini meliputi:

- Modal untuk tanah

- Modal untuk bangunan

- Modal untuk peralatan proses

- Modal untuk peralatan utilitas

- Modal untuk instrumentasi dan alat kontrol

- Modal untuk perpipaan

- Modal untuk instalasi listrik

- Modal untuk insulasi

- Modal untuk investaris kantor

- Modal untuk perlengkapan kebakaran dan keamanan

- Modal untuk sarana transportasi

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal investasi tetap

langsung, MITL sebesar = Rp 493.193.350.801,-

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

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

(construction overhead) dan semua komponen pabrik yang tidak berhubungan

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

meliputi:

- Modal untuk pra-investasi

- Modal untuk engineering dan supervisi

- Modal untuk biaya kontraktor (contractor’s fee)

- Modal untuk biaya tak terduga (contigencies)

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

MITTL sebesar Rp 152.907.752.056,-

Maka total modal investasi tetap, MIT = MITL + MITTL

= Rp. 493.193.350.801,- + Rp. 152.907.752.056,-

= Rp. 646.101.102.857,-


10.1.2 Modal Kerja / Working Capital (WC)

Modal kerja adalah modal yang diperlukan untuk memulai usaha sampai

mampu menarik keuntungan dari hasil penjualan dan memutar keuangannya. Jangka

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

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

kerja diambil 3 bulan. Modal kerja ini meliputi:

- Modal untuk biaya bahan baku proses dan utilitas

- Modal untuk kas

Kas merupakan cadangan yang digunakan untuk kelancaran operasi dan

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

administrasi umum dan pemasaran, pajak, dan biaya lainnya.

- Modal untuk mulai beroperasi (start-up)

- Modal untuk piutang dagang

Piutang dagang adalah biaya yang harus dibayar sesuai dengan nilai penjualan

yang dikreditkan. Besarnya dihitung berdasarkan lamanya kredit dan nilai jual

tiap satuan produk.

Rumus yang digunakan:

HPT12

IPPD

Dengan: PD = piutang dagang

IP = jangka waktu yang diberikan (3 bulan)

HPT = hasil penjualan tahunan

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

Rp . 355.131.865.698,-

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

= Rp 646.101.102.857,- + Rp. 350.604.306.664

= Rp 996.705.409.521,-

Modal investasi berasal dari:

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

Dari Lampiran E diperoleh modal sendiri = Rp 598.023.245.713,-

- Pinjaman dari bank sebanyak 40 dari modal investai total

Dari Lampiran E diperoleh pinjaman bank = Rp 398.682.163.808


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

Biaya produksi total merupakan semua biaya yang digunakan selama pabrik

beroperasi. Biaya produksi total meliputi:

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

Biaya tetap adalah biaya yang jumlahnya tidak tergantung pada jumlah

produksi, meliputi:

- Gaji tetap karyawan

- Depresiasi dan amortisasi

- Pajak bumi dan bangunan

- Bunga pinjaman bank

- Biaya perawatan tetap

- Biaya tambahan

- Biaya administrasi umum

- Biaya pemasaran dan distribusi

- Biaya asuransi

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

= Rp 366.441.772.453,-

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

Biaya variabel adalah biaya yang jumlahnya tergantung pada jumlah

produksi. Biaya variabel meliputi:

- Biaya bahan baku proses dan utilitas

- Biaya karyawan tidak tetap/tenaga kerja borongan

- Biaya pemasaran

- Biaya laboratorium serta penelitian dan pengembangan (litbang)

- Biaya pemeliharaan

- Biaya tambahan

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

Rp 719.484.484.404,-

Maka, biaya produksi total = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 366.441.772.453,-+ Rp 719.484.484.404,-


= Rp 1.085.926.256.857,-

10.3 Total Penjualan (Total Sales)

Penjualan diperoleh dari hasil penjualan produk etilen glikol, dietilen glikol

dan etilen karbonat yaitu sebesar 356.325,-1.437.714. Rp

10.4 Bonus Perusahaan

Sesuai fasilitas tenaga kerja dalam pabrik pembuatan etilen glikol, maka

perusahaan memberikan bonus 0,5% dari keuntungan perusahaan yaitu sebesar

Rp 1.758.940.497

10.5 Perkiraan Rugi/Laba Usaha

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh:

1. Laba sebelum pajak = Rp 351.788.099.468

2. Pajak penghasilan = Rp.104.991.247.691,-

3. Laba setelah pajak = Rp 245.037.911.279,-

10.6 Analisa Aspek Ekonomi

10.6.1 Profit Margin (PM)

Profit Margin adalah persentase perbandingan antara keuntungan sebelum

pajak penghasilan PPh terhadap total penjualan.

PM = penjualantotal

pajaksebelumLaba 100

PM = 100%x 356.325,-1.437.714. Rp

9,- 8.970350.029.15 Rp

= 24,35%

Dari hasil perhitungan diperoleh profit margin sebesar 24,35%maka pra

rancangan pabrik ini memberikan keuntungan.


10.6.2 Break Even Point (BEP)

Break Even Point adalah keadaan kapasitas produksi pabrik pada saat hasil

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

untung dan tidak rugi.

BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya 100

BEP = 100%x 484.404,-Rp719.484. - 356.325,-1.437.714. Rp

2.453,-366.441.77 Rp

= 51,02 %

Kapasitas produksi pada titik BEP = 51,02 % 80.000 ton/tahun

= 40.816,0993 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = 51,02 % x Rp 1.437.714.356.325,-

= Rp. 733.523.649.753,-

Dari perhitungan diperoleh BEP = 51,02,18 , maka pra rancangan pabrik ini layak.

10.6.3 Return on Investment (ROI)

Return on Investment adalah besarnya persentase pengembalian modal tiap

tahun dari penghasilan bersih.

ROI = investasi modal Total

pajak setelah Laba 100

ROI = 100%x 9.521,-996.705.40 Rp

1.279,-245.037.91 Rp

= 24,58%

Analisa ini dilakukan untuk mengetahui laju pengembalian modal investasi

total dalam pendirian pabrik. Kategori resiko pengembalian modal tersebut adalah:

ROI 15 resiko pengembalian modal rendah

15 ROI 45 resiko pengembalian modal rata-rata

ROI 45 resiko pengembalian modal tinggi

Dari hasil perhitungan diperoleh ROI sebesar 21,2 %, sehingga pabrik yang akan

didirikan ini termasuk resiko laju pengembalian modal rata-rata.


10.6.4 Pay Out Time (POT)

Pay Out Time adalah angka yang menunjukkan berapa lama waktu

pengembalian modal dengan membandingkan besar total modal investasi dengan

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

kapasitas penuh setiap tahun.

POT = tahun1x 0,2458

1

POT = 4,07 tahun

Dari harga di atas dapat dilihat bahwa seluruh modal investasi akan kembali

setelah 4,72 tahun operasi.

10.6.5 Return on Network (RON)

Return on Network merupakan perbandingan laba setelah pajak dengan

modal sendiri.

RON = sendiriModal

pajaksetelahLaba 100

RON = 100%x 5.713,-508.023.24 Rp

0.270,-224.234.47 Rp

RON = 40,97%

10.6.6 Internal Rate of Return (IRR)

Internal Rate of Return merupakan persentase yang menggambarkan

keuntungan rata-rata bunga pertahunnya dari semua pengeluaran dan pemasukan

besarnya sama.

Dari perhitungan Lampiran E diperoleh IRR = 39,45% sehingga pabrik akan

menguntungkan karena apabila IRR ternyata lebih besar dari MARR ( Minimum

Acceptable Rate of Return) yang diperkirakan saat ini sebesar 18,36%. Perkiraan

MARR didasarkan pada inflasi Indonesia pada tahun 2008 sebesar 11,1(

topeng_digital.blogsome.com) dan suku bunga deposito sebesar 7,25% (suku bunga

deposito rupiah Bank Mandiri untuk jangka waktu 24 bulan dan ≤ 5 miliar rupiah.


BAB XI

KESIMPULAN

Hasil analisa perhitungan pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen

Glikol dari etilen oksida dengan proses Karbonasi dengan kapasitas 80.000 ton/tahun

diperoleh beberapa kesimpulan, yaitu :

1. Kapasitas rancangan pabrik etilen glikol direncanakan 80.000 ton/tahun.

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

3. Bentuk organisasi yang direncanakan adalah organisasi sistem garis dan staf

dengan jumlah tenaga kerja yang dibutuhkan 166 orang.

4. Luas tanah yang dibutuhkan adalah 20.000 m2

5. Analisa Ekonomi :

Modal Investasi : Rp. 646.101.102.857,-

Biaya Produksi per tahun : Rp 1.085.926.256.857,-

Hasil Jual Produk per tahun : 356.325,-1.437.714. Rp

Laba Bersih per tahun : Rp 245.037.911.279,-

Profit Margin : 24,35%

Break Event Point : 51,02 %

Return of Investment : 24,58%

Pay Out Time : 4,07 tahun

Return on Network : 40,97%

Internal Rate of Return : 39,86%

Dari hasil analisa aspek ekonomi dapat disimpulkan bahwa pabrik pembuatan

etilen glikol ini layak untuk didirikan.


DAFTAR PUSTAKA

Anonim. 2006. Ethylene Oxide. http://www.Shell_Chemical_Limited.com. diakses 4

Juni 2009

Anonim. 2007. Carbondioxide. http://www.wikipedia.org/wiki/ Carbondioxide.

diakses 4 Juni 2009

Anonima. 2009. Air. http://www.wikipedia.org/wiki/air . diakses 4 Juni 2009

Anonimb.2009.Ethylene Carbonate. http://www.wikipedia.org/wiki/EtilenCarbonate

diakses 4 Juni 2009

Anonimc. 2009. Ethylene Glycol. http://www.wikipedia.org/wiki/Ethylene_Oxide

diakses 4 Juni 2009

Anonimd.2009. Chemical Pricing. http//www.advance-scientific.net diakses 18

Agustus 2009

Badan Lingkungan Hidup Provinsi Riau. 2009. http//www.blh.riau.go.id diakses 19

19 Agustus 2009

Bank Indonesia. 2009. Kurs Transaksi Bank Indonesia. diakses 19 Agustus 2009

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

Becker, Mitchell dan Howard. M Sachs. 1985. Purification Of Ethylene Glycol

Derived From Ethylene Carbonate. USA: PatentStorm 4519875

Beckart Enviromental, Inc. 2006. Bioprocesing Using Activated Sludge.

http//beckart.com.html

Bhise, Vijay. 1983. Process For Preparing Ethylene Glycol. USA:PatentStorm

4400559

Bhise, Vijay dan Harold Gilman.1985. Preparing Ethylene Glycol From Ethylene

Oxide. USA: PatentStorm4508927

Badan Pusat Statistik.2008. Statistika Perdagangan Indonesia. Volume 1. Katalog

8202008. Jakarta

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

New Delhi

Chuse, Robert Eber. 1954. Pressure Vessel. Section VIII. USA: America Society Of

Mechanical Engineers


http://www.wikipedia.org/wiki/air

http://www.wikipedia.org/wiki/Etilen

http://www.wikipedia.org/wiki/Ethylene_Oxide%20diakses%204%20Juni%202009

http://www.wikipedia.org/wiki/Ethylene_Oxide%20diakses%204%20Juni%202009

Crities, Ron dan George Tchobanoglous. 2004. Small and Decentralized

Wastemanagement System. Singapore: Mc.Graw-Hill, Inc

Considine, Douglas M. 1974. Instruments And Controls Handbook. 2nd

Edition.

USA: Mc.Graw-Hill, Inc

Doherty, M.F. and Malone, M.F. 2001. Conceptual Design of Destillation System.

McGraw-Hill Companies, Inc. New York

Degremont. 1991. Water Treatment Handbook. 5th

Edition. New York : John Wiley

& Sons.

Emulsifier.2007.Ethylene Oxide. http//www.emulsifier.in/about_ethylene_oxide.html

diakses 4 Juni 2009

EPA. 1986. Ethoxy. http//www.EPA.gov/ttn/chief/le/ethoxy.pdf. diakses 4 Juni 2009

Geankoplis, C.J. 1997. Transport Process and Unit Operation. 3rd

edition. New

Delhi: Prentice-Hall of India

Huntsmana. 2006. Ethylene Glycol. USA : Huntsman Corporation

Huntsmanb. 2006. Diethylene Glycol. USA : Huntsman Corporation

Icis Pricing. 2009. Ethylene Glycol Prices. http//www.icispricing.com. diakses 19

Agustus 2009

Kawabe, Kazuki, Kazuhiko Murata dan Toshiyuki Furuya.1998. Ethylene Glycol

Process. USA: PatentStorm57636961

Kawamura. 1991. An Integrated Calculation of Wastewater Engineering. New York.

John Wiley and Sons Inc

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

Kirk, R.E dan Othmer, D.F. 1990. Encyclopedia of Chemical Engineering

Technology. New York : John Wiley and Sons Inc

Laboratorium Analisa FMIPA.1999. USU Press. Medan

Lorch, Walter. 1981. Handbook of Water Purification. Britain : McGraw-Hill Book

Company, Inc

Madura, Jeff. 2000. Introduction to Business. 2nd Editon. USA: South-Western

College Publishing


Manulang, M. 1982. Dasar-dasar Marketing Modern. Edisi 1. Yogyakarta : Penerbit

Liberty.

McKetta, JJ dan W. Cunningham. 1984. Encyclopedia of Chemical Processing and

Design. Volume 21. New York : Marcel Dekker Inc

Mc Cabe, W.L, Smith J.M. 1983. Operasi Teknik Kimia. Jilid 1, Edisi Keempat.

Jakarta : Erlangga.

Mc Cabe, W.L, Smith J.M. 1999. Operasi Teknik Kimia. Jilid 1, Edisi Keempat.

Jakarta : Erlangga.

MEG Global Group. 2008. Ethylene Glycol Product Guide. Kanada : MEG Global

Group Co

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

Delhi : McGraw Hill Company

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

Delhi : McGraw Hill Company

Montgomery, Douglas C. 1992. Reka Bentuk dan Analisis Uji Kaji (Terjemahan).

Kuala Lumpur : Universiti Sains Malaysia Pulau Penang.

Nalco. 1988. The Nalco Water Handbook. 2nd

Edition. New York : McGraw-Hill

Book Company

Perry, John H (Ed). 1999. Perry’s Chemical Engineers Handbook. Edisi Ketujuh.

New York : McGraw-Hill Book Company.

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

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

Singapore : McGraw-Hill.

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

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

Singapore : McGraw-Hill.

PT. Aneka Gas Indutri. 2009. Medan

PT. Halim Sejahtera Cipta Mandiri. 2009. Medan


PT. Prudential Life Assurance.2009. Price Product List. Jakarta

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

Reklaitis, G.V. 1983. Introduction to Material and Energy Balance. New York :

McGraw-Hill Book Company

Riaupos. 2009. Rusunawa Terganjal Masalah Lahan. http//riaupos.com. diakses 18

Agustus 2009

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

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

Shakhashiri.2008. Chemical of The Week : Carbon Dioxide. http//scifun.com diakses

4 Juni 2009

Siagian, Sondang P. 1992. Fungsi-fungsi Manajerial. Jakarta : Offset Radar Jaya.

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

keenam. New York : McGraw-Hill Book Company.

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

Company.

Turton, Richard, Richard C. Bailie , Wallace B. Whiting and Joseph A. Shaeiwitz.

2003. Analysis, Synthesis, and Design of Chemical Processes. 2nd

edition.

Pearson Education Inc.

Ulrich, Gael D. 1984. A Guide To Chemical Process Design Economics. New York :

Jhon Wiley and Sons Inc.

Walas, Stanley M. 1988. Chemical Process Equipment. USA : Butterworth Publisher

Waluyo. 2000. Perubahan Perundang-undangan Perpajakan Era Reformasi. Jakarta

: Salemba Empat.


http://www.pearson.ch/autor/20757/Richard-C-Bailie.aspx

http://www.pearson.ch/autor/20758/Wallace-B-Whiting.aspx

http://www.pearson.ch/autor/20759/Joseph-A-Shaeiwitz.aspx

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Basis perhitungan = 1 jam operasi

Satuan berat = kilogram (kg)

Kapasitas produksi = 80.000 ton/tahun

= 80.000.000 kg/tahun

Waktu operasi = 330 hari/tahun

Berat molekul : - C2H6O2 = 62,068 gr/mol

- (C2H6O2)2 = 106 gr/mol

- C3H4O3 = 88,06 gr/mol

- C2H4O = 44,053 gr/mol

- CO2 = 44 gr/mol

- H2O = 18 gr/mol

Bahan baku = - Etilen Oksida (C2H4O) 99%

- Karbon dioksida (CO2) 99,99% ≈ 100%

Produk akhir = Etilen Glikol (C2H6O)

Produksi etilen glikol/jam = )/24(/330

/80000000

jamjamtahunhari

tahunkg

= 10101,0101 kg/jam

Kemurnian produk = 99 %

= 0101,1010199,0 x = 10.000 kg/jam

= 161,1136 kmol/jam

Misal : - F = laju alir massa, kg/jam

- W = fraksi massa

- N = laju alir mol, kmol/jam

- X = fraksi mol

- C2H4O = Etilen Oksida

- C3H4O3 = Etilen Karbonat

- C2H6O = Etilen Glikol


- (C2H4O)2 = Dietilen Glikol

- CO2 = Karbon dioksida

- H2O = Air

Perhitungan Alur Mundur

LA.1 Kolom Destilasi

EGDEG

EGDEGEC

B

Lb

Vb

31

27

DLd

Vd

21

22

26EG

DEGEC

30

29

25

Data: (Becker,1985)

- Asumsi Kemurnian Produk 99%

- Data: (Bhise, 1983),

Komposisi X21

EG = 0,99

Komposisi X21

DEG = 0,009

Komposisi X21

EC = 0,001

- Data: ( Kawabe, 1998)

Komposisi X27

EG = 0,99

Komposisi X27

EG = 0,01

Neraca masssa total

N21

= N31

+ N27

Komposisi X31

EG = 0,2482

Komposisi X31

DEG = 0,6263

Komposisi X31

EC = 0.1255


Neraca Massa Komponen:

Etilen Glikol (LK):

X21

EG N21

= X31

EG N31

+ X27

EG N27

0,99 N15

= 0,2482 N24

+ 0,99 (10101,0101 kg/jam)

0,99 N15

= 0,2482 N24

+ 10.000 kg/jam ................................................... (1)

Dietilen Glikol:

0,009 N21

= 0,6263 N31

+ 0,01 N27

0,009 N21

= 0,6263 N31

+ 0,01 (10101,0101 kg/jam)

0,009 N21

= 0,6263 N31

+ 101,0101 kg/jam ...................................................(2)

Eliminasi pers (1) dan pers (2)

EG : 0,9900 N21

= 0,2482 N31

+ 161,1136 N27

DEG: 0,0090 N21

= 0,6263 N31

+ 0,9529 N27

-

0,0089 N21

= 0,0022 N31

+ 1,45 N27

0,0089 N21

= 0,6200 N31

+ 0,9434 N27

-

0 N21

= -0,6178 N31

+ 0,4433 N27

N31

= 0,8201 kmol/jam

N21

= 162,9467 kmol/jam

Alur 21 (Feed = F)

Total = N21

= 162,9467 mol/jam

Etilen Glikol : N21

x X21

EG =142,5783 x 0,99 = 161,3172 kmol/jam

DEG : N21

x X21

DEG = 142,5783 x 0,009 = 1,4665 kmol/jam

Etilen karbonat : N21

x X21

EC = 142,5783 x 0,001 = 0,1638 kmol/jam

Alur 31 (Bottom = B)

Total = N31

= 0,8201 kmol/jam

Etilen Glikol : N31

x X31

EG = 0,7626 x 0,2482 = 0,2036 kmol/jam

DEG : N31

x X31

DEG = 0,7626 x 0,6263 = 0,5136 kmol/jam



x X31

EC = 0,7626 x 0,1255 = 0,1029 kmol/jam

Alur 27 (Destilat = D)

Total = N27

= 162,0665kmol/jam

Etilen Glikol : N27

x X27

EG = 141,8082 x 0,99 = 161,1136 kmol/jam

DEG : N27

x X27

DEG =141,8082 x 0,01 = 0,9529 kmol/jam

Tabel LA.1 Neraca massa destilasi

Alur masuk

Komponen BM alur 21

(kg/kmol) N (Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 62,068 161,3172 10012,6361

C4H10O3 106 1,4665 155,4511

C3H4O3 18 0,1638 14,4212

TOT 162,94749 10182,50844

Alur keluar

Komp alur 29 alur 27

N F N F

(Kmol/jam) (Kg/jam) (Kmol/jam) (Kg/jam)

C2H6O2 0,2036 12,6361 161,1136 10000

C4H10O3 0,5586 59,2110 0,9529 101,0101

C3H4O3 0,1029 9,0636 0 0

TOT 0,8651 80,9107 162,0665 10101,0101

LA.2 Kondensor

21

EGDEG

DLd

Vd

27

22

26EG

DEG

25

Tabel LA.2 Konstanta persamaan tekanan uap antoine:


log P = A+ (B/T)+ClogT+DT+ET2) (P dalam kPa dan T dalam K)

Konstanta pers, Tek, Uap antoine (P dalam kPa dan T dalam K)

Komp A B C

C2H6O2 16,1847 4493,79 -82,1026

C4H10O3 17,6738 6034,08 -53,2122

C3H4O3 13,1897 3985,44 -68,9974

Tabel LA.3 Titik didih umpan masuk destilasi

Komponen Yif Pi Ki Xif = Yif/Ki αif = Ki/Khk

C2H6O2 0,9900 99,9012 0,9990 0,9910 4,0664

C4H10O3 0,0090 24,5675 0,2457 0,0366 1,

C3H4O3 0,0010 1469,2572 14,6926 0,0001 59,8049

total 1 1,0276

Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total)

Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai

syarat Σyid/Ki = 1 terpenuhi

P 0,1 Mpa 100 kPa

TDP 195 C 468,15 K

Tabel LA.4 Dew point destilat

Komponen Yid Pi Ki Yid/Ki αid

C2H6O2 0,9941 94,0839 0,9408 1,0566 4,1063

C4H10O3 0,0059 22,9122 0,2291 0,0257 1

C3H4O3 0 1407,3073 14,0731 0 61,4218

total 1 1,0823

Menentukan kondisi umpan

Umpan masuk pada kondisi uap jenuh (Trial umpan sampai syarat Σyi/Ki = 1)

P 1 bar 100 kPa

TBP 197 C 470,15 K


Menentukan kondisi operasi bottom (reboiler)

Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai

syarat Σxi,Ki = 1 terpenuhi

P 0,141 Mpa 141 kPa

TBP 252 C 525,15

Tabel LA.5 Boiling point produk bawah

Komponen Xib Pi Ki Xib,Ki αib

C2H6O2 0,2482 401,7360 3,9776 0,7073 3,1968

C4H10O3 0,6263 125,6666 1,2442 0,5582 1

C3H4O3 0,1255 82,6114 0,8179 0,0735 0,6574

total 1,3390

Tabel LA.6 Omega point destilasi

Ф = 0,0001 dan = 1,1

Komponen xi,f alfa I (alfa I*Xif)/(alfa I - teta)

C2H6O2 0,9910 4,0664 1,3585

C4H10O3 0,0366 1,0000 -0,3663

C3H4O3 0,0001 59,8049 0,0001

total 1,0276 6,1211 0,9921

Komponen xi,d alfai (alfa I*Xid)/(alfa I - teta)

C2H6O2 0,9941 4,1063 1,3579

C4H10O3 0,0059 1,0000 -0,0588

C3H4O3 0 0 0

total 1,0000 1,2991

Mencari refluks minimum

Umpan dimasukkan pada dew point yaitu 468,15 K, sehingga q = 0

Φα

.xα1R

i

DiiDm

Φα

.xαq1

i

Fii sehingga Φα

.xαq1

i

Fii = 1


Untuk mengetahui nilai Rm, maka perlu perhitungan trial omega sampai syarat

Rm + 1 = 1,2991

Rm = 0,2991

Rd = 1,5 Rm …………………(Geankopplis)

Rd = 0,4486

Rd = Ld/D

Ld = Rd x D

Ld = 72,7041 kmol/jam

Alur Ld (Alur 26)

Total : Ld = 72,7041 kmol/jam

Etilen Glikol : LdEG = X19

EG x Ld = 0,99 x 72,7041 = 71,977 kmol/jam

Dietilen Glikol : LdDEG = X19

DEGx Ld = 0,01 x 72,7041 = 0,727 kmol/jam

Alur 27

Total: F21

= F27

= 162,0665 kmol/jam

Etilen Glikol = F21

EG = F27

EG = 161,1136 kmol/jam

Dietilen Glikol = F21

DEG= F27

DEG = 0,9529 kmol/jam

Alur Vd (Alur 25)

F25

= F26

+ F27

= 234,7706 kmol/jam

Etilen Glikol : F26

EG + F27

EG = 71,977 + 161,1136 = 233,0907 kmol/jam

Dietilen Glikol : F26

DEG + F27

DEG = 0,727 + 0,9529 = 1,68 kmol/jam

Φα

.xαq1

i

Fii = 1 terpenuhi


Tabel LA.7 Neraca massa kondensor

BM Alur Masuk 25 (Vd)

Komp (kg/kmol) N (Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 62,068 233,0907 14467,4706

C4H10O3 106 1,6800 178,0764

C3H4O3 18 0 0

TOT 234,7706 14645,5470

Alur keluar


N (Kmol/jam) F (Kg/jam) N(Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 161,1136 10000 71,9770 4467,4706

C4H10O3 0,9529 101,0101 0,7270 77,0663

C3H4O3 0 0 0 0

TOT 162,0665 10101,0101 72,7041 4544,5369

LA.3 Reboiler

30

EGDEGEC

B

Lb

Vb

31

EGDEGEC

21

29

Lb = Vb + B atau Lb = Ld + (q x F) dengan q = 0

Maka

Lb = Ld

Lb = 72,6882 kmol/jam

Vb = Lb - B = 71,8231 kmol/jam


Komposisi : X31

EG = XVb

EG = XLd

EG = 0,2482

Komposisi : X31

DEG = XVb

DEG = XLd

DEG = 0,6263

Komposisi : X31

EC = XVb

EC = XLd

EC = 0,1255

Alur Lb

Total : Lb = B + Vb = 72,6882 kmol/jam

Etilen Glikol : LbEG = 72,6882 x XLd

EG = 18.0443 kg/jam

Dietilen Glikol : LbDEG = 72,6882 x XLd

DEG = 45.5214 kg/jam

Etilen Karbonat : LbEC = 72,6882 x XLd

EC = 9.1225 kg/jam

Alur Vb

Total : Vb =Lb – B = 71,8231 kmol/jam

Etilen Glikol : VbEG = 71,8231 x XVb


Dietilen Glikol : VbDEG = 71,8231 x XVb


Etilen Karbonat : VbEC = 71,8231 x XVb

EC = 9,0139 kmol/jam

Tabel LA.8 Neraca massa reboiler

BM Alur Masuk (Lb)


C2H6O2 62,068 18,0443 1119,9763

C4H10O3 106 45,5214 4825,2654

C3H4O3 88 9,1225 803,3291

TOT 72,6882 6748,5708

Alur keluar

Komp alur 31 alur Vb


C2H6O2 0,2036 12,6361 17,8296 1106,6468

C4H10O3 0,5586 59,2110 44,9796 4767,8372

C3H4O3 0,1029 9,0636 9,0139 793,7682

TOT 0,8651 80,9107 71,8231 6668,2522


LA.4 Flash Drum

31

32

EC

EG

DEG

EC

EG

DEG

35

dimana :

- Dari perhitungan di Reboiler diperoleh data laju alur sebagai berikut:

Alur 31 (Bottom = B)

N31

= 0,8651 kmol/jam

N31


N31


N31


Menentukan Pi saturated

Tabel LA.9 Konstanta persamaan tekanan uap antoine ln P = A – (B/(T+C))

(P dalam kPa dan T dalam K)

Komp A B C

C2H6O2 16,1847 4493,79 -82,1026

C4H10O3 17,6738 6034,08 -53,2122

C3H4O3 13,1897 3985,44 -68,9974

(Sumber : Reklaitis, 1983)

Tabel LA.10 Tekanan uap jenuh komponen pada T = 250oC = 523,15 K

Komponen Pvp

C2H6O2 401,735991

C4H10O3 125,6666344

C3H4O3 82,61138182


Menentukan Pbuble dengan Zi=Xi

Pb = Σ Xi,Pivp………………,(Smith, 2001)

Pb = 185,5116329 Kpa

Menentukan P dew dengan Zi = Yi

Pdew = 139,5846503 Kpa

P = 141 kPa Pd < P < Pb

Karena P yang dihitung terletak antara Pbubl dan Pdew

Ki = Pisat/P

k1 = 2,849191425

k2 = 0,891252726

K3 = 0,585896325

Tabel LA.11 Data Trial Temperatur dan Komposisi Flash Drum II

Komponen Xi Pi Ki (Pi/P) Xi Pi Ki Xi 1 / Σ(Yi/Pi)

C2H6O2 0,2353 401,7360 8,1179 94,5406 0,6705 0,0006

C4H10O3 0,6457 125,6666 0,7943 81,1424 0,5755 0,0051

C3H4O3 0,1190 82,6114 16,7944 9,8286 0,0697 0,0014

Σ 1 185,512 139,5847

Penentuan komposisi umpan dan bottom Flash Drum I

mol umpan total (alur 31) N31

= 0,7626 kmol/jam

1)V(K1

1)(KZ Vf

i

iij ;

2

i

iij

1

)1K(V1

)1K(ZVf

)V(f

)V(fVV

j

'

j

j1j

j = 0,1,2,3, ,,,, dst dilakukan iterasi hingga nilai Vj+1 = Vj (Smith, 2001)

Iterasi

Vo = 0,7240

Pdew = 1

Σ Yi/Pi sat

…………(Smith, 2001)


f (Vo) = 0,0001

f ’(Vo) = -1,1265

7241,0V

1265,1

0001,07240,0V

1

1

iiiiii X.KY V.YL.XF.Z

V.KL

F.ZX

)V.KL(XF.Z

V.X.KL.XF.Z

i

ii

iii

.iiii

basis F = 1 mol maka V.KL

ZX

i

ii

maka V = 0,8

Tabel LA.12 Nilai V flash drum

Komp Zi,Ki Ki-1 sum (Zi,Ki/(1+V(Ki-1)))

EG 0,6705 1,8492 0,2704

DEG 0,5755 -0,1087 0,6303

EC 0,0697 -0,4141 0,1042

1,005

dimana L = 1 – V = 0,2

Y1 = 0,27043 ≈ 0

Y2 = 0,63031

Y4 = 0,10424 ≈ 0

Σ Yi = 1,00499

Dari hasil diatas diperoleh, pada produk atas terdapat semua Dietilen glikol dan

etilen glikol (temperatur Flash Drum (250oC (523,15 K)) jauh melebihi titik didih

senyawa tersebut pada 1,41 atm (141 kPa)), Sedangkan semua Etilen karbonat

terdapat pada bagian bottom karena tidak menguap ke bagian destilat,


Neraca Massa Komponen :

Etilen Glikol : F31

EG = F32

EG + 0 x F35

EG

F31

EG = F32


Dietilen Glikol : F31

DEG = F32

DEG + 0 x F35

DEG

F31

DEG = F32


Etilen Karbonat : F31

EC = 0 x F32

EC + F35

EC

F31

EC = F33


Tabel LA.13 Neraca massa Flash Drum

BM Alur Masuk


C2H6O2 62,068 0,2036 12,636

C4H10O3 106 0,5586 59,211

C3H4O3 88,06 0,1029 9,064

TOT 0,8651 80,9107

Alur keluar

Komp alur atas alur bwh


C2H6O2 0,2036 12,6361 0 0

C4H10O3 0,5586 59,2110 0 0

C3H4O3 0 0,1029 9,0636

TOT 0,7622 71,8471 0,1029 9,0636


LA.5 EVAPORATOR

FE-1012018

19

EG

DEG

EC

EO

H2O

CO2

EG

DEG

EC

EO

H2O

CO2

Asumsi : efisiensi penguapan air pada evaporator = 100 %

- Alur keluar F20

= 162,9474 kmol/jam = 10182,5084 kg/jam


Komposisi X18

EG = 0,739

Komposisi X18

H2O = 0,243

Neraca Massa Total:

F18

= F19

+ F2


Etilen Glikol : N18

= 0 x N19

+ N20

0,739 x N18

= N20

= 161,3172 kmol/jam.................................. (3)

Air : F18

Air = F19

Air + 0 x F20

Air

0,243 x F18

= 0, 9485 x F19

....................................................... (4)

Eliminasi Persamaan (3) dan (4) sehingga:

EG : 0,739 N18

= 0 N19

+ 161,3172 N20

DEG: 0,243 N18

= 0,9485 N19

+ 0 N20

-

Komposisi X19

H2O = 0, 9485

Komposisi X19

CO2 = 0, 0484

Komposisi X19

EO = 0,0031


0,17969043 N18

= 0 N19

+ 39,2195 N20

0,17969043 N18

= 0,7010657 N19

+ 0 N20

-

0 N18

= -0,701066 N19

+ 39,2195 N20

N19

= 55,92947 kmol/jam

N18

= 218,8902 kmol/jam

Alur 19

Total = N19

= 55,9427 kmol/jam

Air : N19

x X19

EG = 55,9427 x 0,9485 = 53,0639 kmol/jam

Karbon Dioksida : N19

x X19

DEG = 55,9427 x 0,0484 = 2,705 kmol/jam

Etilen Oksida : N19

x X19

EC = 55,9427 x 0,0031 = 0,1738 kmol/jam

Alur 18

Total = N18

= N19

+ N20

= 218,8902 kmol/jam

Etilen Glikol : N18

EG = 0 + 141,1526 =161,3172 kmol/jam

DEG : N18

DEG = 0 + 1,2832 = 1,4665 kmol/jam


EC = 0 + 0,1433 = 0,1638 kmol/jam

Air : N18

Air = 46,4309 + 0 = 53,0639 kmol/jam


CO2 = 2,3669 + 0 = 2,705 kmol/jam

Etilen Oksida : N18

EO = 0,1521 + 0 = 0,1738 kmol/jam


Tabel LA.14 Neraca massa Evaporator

alur masuk

Komp BM alur 18

(kg/kmol) N (Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 62,068 161,3172 10012,6361

C4H10O3 106 1,4665 155,4511

H2O 18 53,0639 955,1504

C3H4O3 88,06 0,1638 14,4212

CO2 44 2,7050 119,0209

C2H4O 44,053 0,1738 7,6569

TOT 218,8902 11264,3365

Alur keluar


N (Kmol/jam) F (Kg/jam) N (Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 - - 161,3172 10012,6361

C4H10O3 - - 1,4665 155,4511

H2O 53,0639 955,1504 - -

C3H4O3 0 0 0,1638 14,4212

CO2 2,7050 119,0209 - -

C2H4O 0,1738 7,6569 - -

TOT 55,9427 1081,8281 162,9475 10182,5084


LA.6 SEPARATOR II

15

16

17 EG

DEG

EC

EO

H2O

CO2

EG

DEG

EC

EO

CO2

H2O

EO

CO2

H2O

- Alur masuk F17

= 218,8902 kmol/jam = 11264,3365 kg/jam

- Asumsi: Separator dapat memisahkan CO2 sebanyak 90%


Komposisi X15

EO = 0,0018

Komposisi X15

CO2 = 0,3921




Komp A B C

C2H6O2 16,1847 4493,79 -82,1026

C4H10O3 17,6738 6034,08 -53,2122

H2O 16,5362 3985,44 -38,9974

C3H4O3 13,1897 3985,44 -68,9974

CO2 15,3768 1956,25 -2,1117

C2H4O 14,5116 2478,12 -33,1582




Komponen Pvp

C2H6O2 2,105678324

C4H10O3 0,305328832

H2O 100,4032116

C3H4O3 1,090108871

CO2 24451,16737

C2H4O 1370,369892



Pb = 9598,110797 Kpa


Pdew = 3,683940099 Kpa

P = 250 kPa Pd < P < Pb


Ki = Pisat/P

k1 0.008422713

k2 0.001221315

k3 0.401612846

k4 0.004360435

k5 97.80466948

k6 5.48147957

Substitusi nilai k ke pers, (10,16)

Σ [(Zi,Ki)/(1+V(Ki-1))] = 1……………(Smith, 2001)

V = 0,39

Pdew = 1

Σ Yi/Pi sat

…………(Smith, 2001)


Tabel LA.17 Nilai V separator I


H2O 0,0257 -0,5984 0,0335

CO2 38,3524 96,8047 0,9896

C2H4O 0,0099 4,4815 0,0036

1,0267

dimana L = 1 – V = 0,61

Dengan pers, (10,16)……,, (Smith, 2001)

Yi = ((Zi,Ki)/(1+V(Ki-1)))

Y3 = 0,0335

Y5 = 0,9896

Y6 = 0,0036

Σ Yi = 1,0267

Dengan pers,(10,10)……,,,(Smith, 2001)

Xi = Yi/Ki

X3 = 0,0834

X5 = 0,0101

X6 = 0,0007

Σ Xi = 0,0941

Neraca Massa Total:

N15

= N16

+ N17

Neraca Komponen:

Karbon dioksida : F15

CO2 = F16

CO2 + F17

CO2

0,3921 = 0,9896 x F16

+ 2.7050................................................ (5)


Etilen Oksida : F15

EO = F16

EO + F17

EO

0,0018 = 0,0036 x F16

+ 0,1738................................................ (6)

Eliminasi persamaan (7) dan (8) sehingga :

CO2: 0,3921 N15

= 0,9896 N16

+ 2,705

EO: 0,0018 N15

= 0,0036 N16

+ 0,17138

0,00070569 N15

= 0,0017810 N16

+ 0,004868005

0,00070569 N15

= 0,0014078 N16

+ 0,068156765

0,0004 N16

+ -0.06328876

N16

= 174,1067 Kg/jam

N15

= 392,9969 kg/jam

Alur 16

Total = N19

= 174,1067 kmol/jam

Air : N19

x Y19

Air = 174,1067 x 0,0335 = 5,6768 kmol/jam


x Y19

CO2 = 174,1067 x 0,9896 = 167,821 kmol/jam

Etilen Oksida : N19

x Y19

EO = 174,1067 x 0,0036 = 0,6088 kmol/jam

Alur 15

Total = N15

= N16

+ N17

= 392,9969 kmol/jam

Etilen Glikol : N15

EG = 0 + 61,3172 = 161,3172 kmol/jam

DEG : N15

DEG = 0 + 1,4665 = 1,4665 kmol/jam


EC = 0 + 0,1638 = 0,1638 kmol/jam

Air : N15

Air = 5,6768 + 53,0639 = 58,7407 kmol/jam


CO2 =167,821 + 2,705 = 170,5261 kmol/jam

Etilen Oksida : N15

EO = 0,608 + 0,1738 = 0,7826 kmol/jam


Tabel LA.18 Neraca massa separator II

Alur masuk

alur 15

Komp BM N (Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 62,068 161,3172 10012,6361

C4H10O3 106 1,4665 155,4511

H2O 18 58,7407 1057,3335

C3H4O3 88,06 0,1638 14,4212

CO2 44 170,5261 7503,1463

C2H4O 44,053 0,7826 34,4758

TOTAL 392,9969 18777,4640

Alur keluar


N(Kmol/jam) F(Kg/jam) N(Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 0 0 161,3172 10012,6361

C4H10O3 0 0 1,4665 155,4511

H2O 5,6768 102,1831 53,0639 955,1504

C3H4O3 0 0 0,1638 14,4212

CO2 167,8210 7384,1255 2,7050 119,0209

C2H4O 0,6088 26,8189 0,1738 7,6569

Total 174,1067 7513,1275 218,8902 11264,3365

LA.7 HEATER

14 15Air

EC

EO

CO2

Air

EC

EO

CO2

Neraca Massa Total:

N14

= N15



Alur 14

Total = N14

= N15

= 392,9969 kmol/jam

Etilen Glikol : N14

EG = N15

EG = 0 + 61,3172 = 161,3172 kmol/jam

DEG : N14

DEG = N15

DEG = 0 + 1,4665 = 1,4665 kmol/jam


EC = N15

EC = 0 + 0,1638 = 0,1638 kmol/jam

Air : N14

Air = N15

Air = 5,6768 + 53,0639 = 58,7407 kmol/jam


CO2= N15

CO2 =167,821 + 2,705 = 170,5261 kmol/jam

Etilen Oksida : N14

EO =N15

EO = 0,608 + 0,1738 = 0,7826 kmol/jam

Tabel LA.19 Neraca Massa Heater

Alur masuk 14 Alur keluar 15

Komp BM N F N F

kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam

C2H6O2 62,068 161,3172 10012,6361 161,3172 10012,6361

C4H10O3 106 1,4665 155,4511 1,4665 155,4511

H2O 18 58,7407 1057,3335 58,7407 1057,3335

C3H4O3 88,06 0,1638 14,4212 0,1638 14,4212

CO2 44 170,5261 7503,1463 170,5261 7503,1463

C2H4O 44,053 0,7826 34,4758 0,7826 34,4758

392,9969 18777,4640 392,9969 18777,4640

LA.9 REAKTOR HIDROLISIS

12

6

13

Air

EC

EO

CO2

EC

EO

CO2

Air


Data :

- Dari perhitungan di Ekspander diperoleh data laju alur sebagai berikut:

N13

= 392,997 kmol/jam

N13

EG =161,317 kmol/jam

N13


N13


N13

Air = 58,7407 kmol/jam

N13

CO2 = 170,526 kmol/jam

N13

EO = 0,7826 kmol/jam

Neraca Massa Total:

F13

= F6 + F

12

Reaksi I:

C3H4O3 (l) +

H2O (g)

C2H6O2 (l) + CO2(g)

M : X

B : 0,95 X

S : 0,5 X

Neraca Komponen:

Etilen Glikol : N13

EG = N6

EG + N12

EG + r1

jamkmolNNNr EGEGEG / 161,31720- 0 - 3172,611)( 131313

1

Air : N13

Air = N6

Air - r1 – r2

58,7407 = N6

Air – 161,3172 - r2 ................................................ (7)

Etilen Karbonat: N13

EC = N12

EC - r1- 2 r1

0,1638 = N12

EC - 161,3172 - 2 r1............................................... (8)

Karbon Dioksida: N13

CO2 = N12

CO2 + r1 + 2 r2

170,5261 = N12

CO2 + 161,3172 + 2r2.......................................... (9)


Reaksi II:

2C3H4O3(l) +

H2O(g) (C4H10O3) (l) + 2CO2(g)

Neraca Komponen:

Dietilen Glikol : N13

DEG = N6

DEG + N12

DEG + r1

jamkmolNNNr DEGDEGDEG / 1,46650- 0 - 1,4665)( 131313

2

Etilen Oksida : N13

EO = N12

EO = 0,667942794 kmol/jam = 1,2832 kmol/jam

Air : 51,3982 = N6

Air - 141,1526 - r2

N6

Air = 58,7407 + 161,3172 + 1,4665 = 221,5445 kmol/jam

Etilen Karbonat: 0,1638 = N12

EC - 161,3172 - 2 r1

N12

EC = 0,1638 + 161,3172 + 2 (1,4665) = 164,414 kmol/jam

Karbon Dioksida: 170,5261 = N12

CO2 + 161,3172 + 2r2

N12

CO2 = 170,5261 -161,3172 - 2 (1,4665) = 6,2758 kmol/jam

Tabel LA.21 Neraca Massa Reaktor Hidrolisis

Alur Keluar

Komp BM alur 13

N(Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 62,068 161,3172 10012,6361

C4H10O3 106 1,4665 155,4511

H2O 18 58,7407 1057,3335

C3H4O3 88,06 0,1638 14,4212

CO2 44 170,5261 7503,1463

C2H4O 44,053 0,7826 34,4758

TOTAL 392,996887 18777,46402


Alur masuk 6 Alur masuk 12

Komp BM N F N F

kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam

C2H6O2 62,068 - - - -

C4H10O3 106 - - - -

H2O 18 221,5445 3987,8005 - -

C3H4O3 88,06 - - 164,4140 14478,2975

CO2 44 - - 6,2758 276,1357

C2H4O 44,053 - - 0,7826 34,4758

221,544471 3987,800474 171,472 14788,909

LA.10 SEPARATOR I

8

9

10EC

EO

CO2

EC

EO

CO2

CO2ECEO

- Dari perhitungan di Reaktor Hidrolisis diperoleh laju alir alur 10 yaitu 171,472

kmol/jam


Komposisi X8

CO2 = 0,004

Komposisi X8

EO = 0,018





Komp A B C

CO2 15,3768 1956,25 -2,1117

C2H4O 14,5116 2478,12 -33,1582

C3H4O3 13,1897 3985,44 -68,9974



Komponen Pvp

CO2 24451,17

C2H4O 1370,37

C3H4O3 1,090109



Pb = 1116,851 Kpa


Pdew = 1,337Kpa

P = 250 kPa Pd < P < Pb


Ki = Pisat/P

k1 97,80467

k2 5,48148

k3 0,00436

Substitusi nilai k ke pers, (10,16)

Σ [(Zi,Ki)/(1+V(Ki-1))] = 1……………(Smith, 2001)

Pdew = 1

Σ Yi/Pi sat

…………(Smith, 2001)


V = 0,18

Tabel LA.24 Nilai V separator I


CO2 17,6525 96,8047 0,9581

C2H4O 0,0226 4,4815 0,0125

C3H4O3 0,0036 -0,9956 0,0043

0,9749

dimana L = 1 - V

L = 0,82

Dengan pers, (10,16)……,, (Smith, 2001)

Yi = ((Zi,Ki)/(1+V(Ki-1)))

Y1 = 0,9581

Y2 = 0,0125

Y3 = 0,0043

Σ Yi = 0,9749

Dengan pers,(10,10)……,,,(Smith, 2001)

Xi = Yi/Ki

X1 = 0,0098

X2 = 0,0023

X3 = 0,9934

Σ Xi = 1,0055

Neraca Massa Total:

N8 = N

9 + N

10


Etilen Karbonat : = N9

EC + N10

EC................................................................... (10)

Karbon dioksida : 0,18 = 0,9581 N9

CO2 + 137,4755 N10

CO2............................(11)


Etilen Oksida : 0,004= 0,0125 N9

EO + 127,7352 N10

EO............................(12)

Eliminasi persamaan (11) dan (12) sehingga :

C2H4O: 0,004 N8= 0,0125 N

9+ 6,2758 N

10

CO2: 0,18 N8= 0,9581 N

9+ 0,7826 N

10

0,00072 N8= 0,0001 N

9+ 0,0251 N

10

0,00072 N8= 0,0038 N

9+ 0,0031 N

10

0 = -0,0038 N9+ -0,0390 N

10

N9= 5,6636 Kmol/jam

N8= 177,136 Kmol/jam

Alur 9

Total = N9 = 5,6636 kmol/jam

Etilen Karbonat : N9 x Y

9EC = 5,8094 x 0,0043 = 0,02516 kmol/jam

Karbon Dioksida : N9 x Y

9CO2 = 5,8094 x 0,9581 = 5,5658 kmol/jam

Etilen Oksida : N9 x Y

9EO = 5,8094 x 0,0125 = 0,0726 kmol/jam

Alur 8

Total = N8 = N

9+ N

10 = 177,136 kmol/jam


EC = 0,02516 + 164,414 = 164,4392 kmol/jam


CO2 = 5,5658 + 6,2758 = 11,8416 kmol/jam

Etilen Oksida : N8

EO = 0,07262 +0,78259 = 0,855221 kmol/jam


Tabel LA.25 Neraca massa separator 1

Komp BM Alur Masuk 8


C3H4O3 88,06 164,4392 14480,5136

CO2 44,0000 11,8796 522,70405

C2H4O 44,053 0,855221 37,6750596

TOTAL 177,174 15040,8927

Alur keluar

Komp alur 9 alur 10


C3H4O3 0.0252 2.2160 164.4140 14478.2975

CO2 5.5658 244.8968 6.2758 276.1357

C2H4O 0.0726 3.1993 0.7826 34.4758

TOTAL 5.6636 250.3121 171.4724 14788.9090

LA.11 REAKTOR KARBONASI

R-201EOEO

EC

CO2

4 7

2CO2

Data: ( Bhise, 1983)

- Konversi Reaksi = 99%

- Dari perhitungan di Ekspander I diperoleh data laju alir sebagai berikut:

N7 = 177,1360kmol/jam

N7


N7

CO2 = 11,8416 kmol/jam

N7

EO = 0,8552 kmol/jam

Reaksi:


C2H4O(l) +

CO2 (g)

C3H4O3(l)

M : X

B : 0,99 X

S : 0,1 X

Neraca Massa Total:

N7 = N

2 + N

4

Alur 7:

Etilen Karbonat: N7

EC = N2

EC + N4

EC - r

jamkmolNNNr ECECEC / 164,43920- 0 - 4392,641)( 427

Etilen Oksida : N7

EO = N2

EO + N4

EO – r

N2

EO = 0 - 0,8552 + 164,4392 = 165,294 kmol/jam

Karbon Dioksida: N7

CO2 = N2

CO2 + N4

CO2 – r

N2

CO2 = 11,8416 – 0 + 164,4392 = 154,2457 kmol/jam

Dari perhitungan diatas diperoleh laju Etilen Oksida yang diumpankan yaitu =

165,2944 kmol/jam

Tabel LA.26 Neraca Massa Reaktor Karbonasi

Alur Keluar

Komp BM alur 7


C3H4O3 88,06 164,4392 14480,5136

CO2 44 11,8796 522,70405

C2H4O 44,0530 0,855221 37,6750596

TOTAL 177,174 15040,8927


Alur masuk

Komp alur 2 alur 4


C3H4O3 - - - -

CO2 1,6716 73,5526 176,2808 7756,3561

C2H4O 165,2944 7281,7140 - -

TOTAL 166,96605 7355,2667 176,2808 7756,3561


LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS


Satuan operasi : kJ/jam

Temperatur basis : 25oC

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg = a + bT + cT2 + dT

3 + eT

4 [J/mol K]

Komponen a b c d e

C2H6O2 35,8417 1,08695E-02 2,90598E-04 -4,52216E-07 1,86584E-10

C4H10O3 44,6173 1,44518E-01 6,82006E-04 -9,75239E-07 3,91107E-10

C3H6O3 40,991 1,28E-02 4,88E-04 -6,59E-07 2,77E-10

C2H4O 17,9573 2,43445E-02 3,51051E-04 -4,78345E-07 1,90011E-10

CO2 19,0223 7,96291E-02 -7,37067E-05 3,74572E-08 -8,13304E-12

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

Sumber: Reklaitis, 1983

Tabel LB.2 Kapasitas Panas Liquid, Cpl = a + bT + cT2 + dT

3 [J/mol K]

Komponen a b c d

C2H6O2 31,0224 1,10034 -2,84571E-03 2,88921E-06

C4H10O3 26,5129 1,26205 -2,6983E-03 2,5629E-06

C3H6O3 28,52 1,1805 -2,75E-03 2,69E-06

C2H4O 7,41259 7,42687E-01 -2,71320E-03 3,90092E-06

CO2 11,0417 1,15955 -7,23130E-03 1,55019E-05

H2O 18,2964 4,72118E-01 -1,33878E-03 1,31424E-06


Tabel LB.3 Panas Laten [J/mol]

Komponen BM BP (K) ΔHvl (J/mol)

C2H6O2 62 470,6 49629,6

C4H10O3 106 518,8 52314,6

C3H6O3 88,05 487 50200

C2H4O 44,053 283,661 25526,5

CO2 44,01 194,681 16560,9

H2O 18 373,161 40656,2



Tabel LB.4 Panas Reaksi Pembentukan [kkal/mol]

Komponen Hf

C2H6O2 -93,05

C4H10O3 -136,5

C3H6O3 -102,5

C2H4O -12,58

CO2 -94,05

H2O -57,8


Tabel LB.5 Data Tekanan Uap Antoine: ln P (kPa) = A – (B/(T+C))

Komponen A B C

C2H6O2 16,1847 4493,79 -82,1026

C4H10O3 17,6738 6034,08 -53,2122

C3H6O3 13,1897 3985,44 -68,9974

C2H4O 14,5116 2478,12 -33,1582

CO2 15,3768 1956,25 -2,1117

H2O 16,5362 3985,44 -38,9974


Tabel LB.6 Data Air Pemanas dan Air Pendingin yang Digunakan

T (oC) H (kJ/kg) λ (kJ/kg)

Air

Saturated steam

30

55

260

125,7

230,2

-

-

-

1661,6538

Sumber: Reklaitis,1983


B.1 Heater 1 (E-101)

Panas masuk Heater 1 =

15,304

15,298

1 dTcN psenyawa

Tabel LB.7 Panas Masuk Heater 1 (E-101)

Komponen N3

senyawa cpg dT N3

cp dT

C2H4O 165,2944 641,4680 106031,0583

CO2 1,6716 223,6442 373,8436447

Total 106404,9019

Panas keluar Heater 2 =

15,423

15,298

p

4

senyawa dTcN

Tabel LB.8 Panas Keluar Heater 2 (E-102)

Komponen N4

senyawa cpg dT N4

cpg dT

C2H4O 165,2944 7432,8899 1228615,0387

CO2 1,6716 2905,4771 4856,79552

Total 1233471,834

Neraca energi total sistem:

dQ/dt = Qout - Qin

= 1233471,834 – 106404,9019

= 1127066,932 kJ/jam

Heater I

(E-101)

(3) (4)

Kondensat

260oC

C2H4O (g)

14,5 bar, 31oC

C2H4 O(g)

14,5 bar, 100oC

Saturated steam

260oC


Steam yang diperlukan adalah:

kg/jam 280236,786

kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 21127066,93

C)(260

dQ/dTm

o



15,304

15,298

1 dTcN psenyawa


Komponen N1

senyawa cpg dT N1

cp dT

CO2 176,2808199 223,6442 39424,1883

Total 39424,1883


15,423

15,298

p

2

senyawa dTcN


Komponen N2

senyawa cpg dT N2

cpg dT

CO2 176,2808 2905,4771 512179,8825

Total 512179,8825

Heater II

(E-102)

(1) (2)

Kondensat

260oC

CO2 (g)

14,5 bar, 31oC

CO2(g)

14,5 bar, 100oC

Saturated steam

260oC



dQ/dt = Qout - Qin

= 512179,8825- 39424,1883

= 472755,6942 kJ/jam


kg/jam 284,5091

kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 2472755,694

C)(260

dQ/dTm

o



15,305

15,298

p

3

senyawa dTcN


Komponen N5

senyawa cpl dT N3

cp dT

H2O 221,5445 374,7055 83013,9278

Total 83013,9278


15,423

15,298

p

4

senyawa dTcN


Komponen N6

senyawa cpl dT N4

cpg dT

H2O 221,5445 9523,8693 2109960,5745

Total 2109960,5745

Heater III

(E-103)

(5) (6)

Kondensat

260oC

H2O (l)

14,5 bar, 30oC

H2O (l)

14,5 bar, 150oC

Saturated steam

260oC



dQ/dt = Qout - Qin

= 2109960,5745 – 83013,9278

= 2026946,6466 kJ/jam


kg/jam 1219,8368

kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 662026946,64

C)(260

dQ/dTm

o

B.4 Reaktor Karbonasi (R-101)

Reaktor 1

(R-101) C3H4O3 (l)

C2H4O (l)

CO2 (g)

14,5 bar, 100oCC2H4O (l)

14,5 bar, 100oC

CO2 (g)

14,5 bar, 100oC

Air pendingin

55oC

Air pendingin

30oC

Panas masuk Reaktor 1 = Panas keluar Heater 1 dan 2 = 1740794,9212 kJ/jam

Reaksi yang berlangsung dalam Reaktor 1 antara lain:

Reaksi I: C2H4O + CO2 → C3H4O3

ΔH1 = ΔHo

f (produk) – ΔHof (reaktan)

= [-102,5 – (12,58– 94,5] kkal/mol × 4,184 kJ/kkal × 1000 mol/kmol


= -17279.9200 kJ/kmol

ΔH1 (260oC) = ΔH1 (25

oC) + Σ σs ∫ cp dT

= - 17279.9200 + 1 × 16208.63096– 1 × 7432.88992- 1×2905.477083

= -11409,6561 kJ/kmol

Panas reaksi total: ΔHr = r1 × ΔH1

= (164,4392 ×-11409,6561)

= -1876194,408 kJ/jam

Panas keluar Reaktor 1 =

15,373

15,298

p

7

senyawa dTcN

Tabel LB.13 Panas Keluar Reaktor 1 (R-101)

Komponen N7

senyawa cpg dT cpl dT N5

senyawa cpg dT

C3H4O3 164,4392 - 16208,63096 2665333,8732

C2H4O 0,855221201 - 7432,889924 6356,7650

CO2 11,84164674 2905,477083 - 34405,6332

Total 2706096,2715


dQ/dt = (Qout – Qin) + ΔHr

= (2706096,2715-1740794,9212) + (-1876194,4)

= -910893,0573 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah:

m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 67997,7168

kJ/kg 125,7) -30,22(

kJ/jam ) 573(-910893,0-

C)H(30-C)H(55

dQ/dTm

oo




15,373

15,298

p

11

senyawa dTcN


Komponen N11

senyawa cpl dT cpg dT N12

cp dT

C3H4O3 164,414008 16208,6310 - 2664925,9803

C2H4O 0,782597747 5671,8679 - 4438,7911

CO2 6,275810517 - 2905,4771 18234,2236

Total 2687598,9950


15,423

15,298

p

12

senyawa dTcN


Komponen N12


cp dT

C3H4O3 164,4140 27795,5782 - 4569982,4134

C2H4O 0,7826 9523,8693 - 7453,3586

CO2 6,2758 - 4965,2027 31160,6715

Total 4608596,4435


dQ/dt = Qout - Qin

Heater 4

(E-104)

(11) (12)

Kondensat

260oC

C3H4O3 (l)

C2H4O (l)

CO2 (g)

14,5 bar, 100oC

C3H4O3 (l)

C2H4O (l)

CO2 (g)

14,5 bar, 150oC

Saturated Steam

260oC


= 4608596,4435- 2687598,9950

= 1920997,4485 kJ/jam


kg/jam 0755,1561

kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 851920997,44

C)(260

dQ/dTm

o

B.6 Reaktor Hidrolisis (R-102)

Reaktor 2

(R-102)

C2H6O2(l)

C4H10O3(l)

C3H4O3 (l)

C2H4O (l)

CO2 (g)

H2O(l)

14,5 bar, 150oC

C2H6O2(l)

C4H10O3(l)

C3H4O3 (l)

C2H4O (l)

CO2 (g)

14,5 bar, 150oC

H2O(l)

14,5 bar, 150oC

Air pendingin

55oC

Air pendingin

30oC

Panas masuk Reaktor 2 = Panas keluar Heater 3 + Panas keluar Heater 4

= 2109960,5745+ 4608596,4435

= 6718557,0179 kJ/jam

Reaksi yang berlangsung dalam Reaktor 2 antara lain:

Reaksi I: C3H4O3 + H2O → C2H6O2 + CO2

ΔH1 = ΔHo


= (-93,05) + (-94,05) – (-102,5)– (-57,8 )

= -26,8 kkal/mol × 4,184 kJ/kkal × 1000 mol/kmol

= -112131,2 kJ/kmol


ΔH1 (150oC) = ΔH1 (25


= -112131,2 + 1 × 24202,3010 + 1 × 4965,2027 – 1 × 27795,5782

– 1 × 4248,8534

= -120283,1437 kJ/kmol

Reaksi II: 2 C3H4O3 + 2 H2O → C4H10O3 + 2CO2

ΔH2 = ΔHo


= (-93,05) + 2(-94,05) – 2(-102,5)– 2(-57,8 )

= -4 kkal/mol × 4,184 kJ/kkal × 1000 mol/kmol = -16736 kJ/kmol

ΔH2 (150oC) = ΔH2 (25


= -16736 + + 1 × 24202,3010 + 2 × 4965,2027 – 2 × 27795,5782

– 2 × 4248,8534

= -50066,3998 kJ/kmol

Panas reaksi total: ΔHr = r1 × ΔH1 + r2 × ΔH2

= (161,3172×-120283,1437)+( 1,4665×-50066,3998)

= -19477163,62 kJ/jam

Panas keluar Reaktor 2 =

15,423

15,298

p

13

senyawa dTcN

Tabel LB.16 Panas Keluar Reaktor 2 (R-102)

Komponen N13


cp dT

C2H6O2 161,3172 24202,3010 - 3904247,4982

C4H10O3 1,4665 31378,0896 - 46016,5967

C3H6O3 0,1638 27795,5782 - 4551,9567

C2H4O 0,7826 13414,0898 - 10497,8365

CO2 170,5261 - 4965,2027 846696,4227

H2O 58,7407 9523,8693 - 559439,2066

Total 392,9969 106313,9279 4965,2027 5371449,5173



dQ/dt = (Qout – Qin) + ΔHr

= (5371449,5173-6718557,0179) + (-19477163,62)

= -20824271,1222 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 199275,322

kJ/kg 25,7)12,230(

kJ/jam ) ,1222(-20824271-

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo

B.7 Cooler 1 (E-105)

Panas masuk Cooler 1 =

15,423

15,298

p

14

senyawa dTcN

Tabel LB.17 Panas Masuk Cooler 1 (E-105)

Komponen N14


cp dT

C2H6O2 161,3172 24202,3010 3904247,4982

C4H10O3 1,4665 31378,0896 46016,5967

C3H6O3 0,1638 27795,5782 4551,9567

C2H4O 0,7826 -2222,2793 -1739,1508

CO2 170,5261 6826,7272 1164134,8424

H2O 58,7407 3415,4537 200626,3046

Total 392,9969 5317838,0476

Cooler I

(E-105)

(14) (15)

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

C3H4O3 (l)

C2H4O (g)

CO2 (g)

H2O(g)

2 bar, 150oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

C3H4O3 (l)

C2H4O (g)

CO2 (g)

H2O(g)

2 bar, 100oC

Air pendingin

1 bar, 30oC

Air pendingin

1 bar, 55oC


Panas keluar Cooler 1 =

15,373

15,298

p

15

senyawa dTcN

Tabel LB.18 Panas Keluar Cooler 1 (E-105)

Komponen N15


cp dT

C2H6O2 161,3172 14177,6582 2287100,1562

C4H10O3 1,4665 18223,8004 26725,5681

C3H6O3 0,1638 16208,6310 2654,4145

C2H4O 0,7826 3750,0438 2934,7758

CO2 170,5261 2905,4771 495459,5392

H2O 58,7407 2536,0564 148969,8514

Total 392,9969 2963844,3052


dQ/dt = Qout - Qin

= 2963844,3052- 5317838,0476

= -2353993,7424 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 22526,2559

kJ/kg 117,3) -00,92(

kJ/jam 242353993,74-

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo

B.8 Evaporator ( FE-101 )

evaporator

(FE-101)

(18) (20)

Kondensat

260oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

C3H4O3 (g)

C2H4O (g)

CO2 (g)

H2O(g)

1 bar, 100oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

C3H4O3 (g)

C2H4O (g)

CO2 (g)

H2O(g)

1 bar, 120oC

Saturated Steam

260oC


Panas masuk Evaporator =

15,373

15,298

p

18

senyawa dTcN

Tabel LB.19 Panas Masuk evaporator (FE-101)

Komponen N18


cp dT

C2H6O2 161,3172025 14177,6582 - 2287100,1562

C4H10O3 1,466520023 18223,8004 - 26725,5681

C3H6O3 0,163765497 16208,6310 - 2654,4145

C2H4O 0,1738 - 4870,2158 846,4950

CO2 2,7050 - 3718,3192 10058,1263

H2O 53,0639 - 7741,4743 410792,8844

Total 2738177,6445

Panas keluar Evaporator =

15,383

15,298

p

19

senyawa dTcN

Tabel LB.20 Panas Keluar evaporator

Komponen N19


cp dT

C2H4O 0.1738 - 1708.2895 296.9188

CO2 2.7050 - 1814.6763 4908.7348

H2O 53.0639 - 3233.5608 171585.3763

Total 176791,0299

Panas keluar Evaporator =

15,383

15,298

p

20

senyawa dTcN

Tabel LB.21 Panas Keluar evaporator

Komponen N20


cp dT

C2H6O2 161.3172 18125.3419 - 2923929.4474

C4H10O3 1.4665 23385.9669 - 34295.9887

C3H6O3 0.1638 20763.7314 - 3400.3828

Total 296125,819



dQ/dt = Qout - Qin

= (176791,0299 + 296125,819) - 2738177,6445

= 400239,2044 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 240,8680

kJ/kg 125,7) -30,22(

kJ/jam 4400239.204

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo


Panas masuk Heater =

15,383

15,298

p

20

senyawa dTcN

Tabel LB.22 Panas Masuk Heater (E-106)

Komponen N20

senyawa cpL dT N20

cp dT

C2H6O2 161,3172025 18125,3419 2923929,4474

C4H10O3 1,466520023 23385,9669 34295,9887

C3H6O3 0,163765497 20763,7314 3400,3828

Total 162,9475 62275,04019 2961625,8189

Panas keluar Heater =

15,468

15,298

p

21

senyawa dTcN

Heater 6

(E-106)

(20) (21)

Kondensat

260oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

H2O(g)

1 bar, 120oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

H2O(g)

1 bar, 196,5oC

Saturated Steam

260oC


Tabel LB.23 Panas Keluar Heater5

Komponen N21

senyawa cpl dT N21

cp dT

C2H6O2 161,3172025 34185,6979 5514741,1520

C4H10O3 1,466520023 44557,0648 65343,8277

C3H6O3 0,163765497 39362,1822 6446,1673

Total 162,9475 118104,9449 5586531,1470


dQ/dt = Qout - Qin

= 5586531.1470- 2961625.8189

=2624905.3281 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 1579,6944

kJ/kg 125,7) -30,22(

kJ/jam 812624905,32

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo

B.10 Kondensor (E-107)

(22) (23)

Air Pendingin 30oC

Air Pendingin55oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

H2O(g)

1 bar, 197oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

H2O(g)

1 bar, 195oC

Untuk mengetahui suhu pada destilat, diperlukan perhitungan suhu umpan masuk

hingga Σ Kixi = 1 terpenuhi.

Trial titik didih umpan pada bagian atas kolom distilasi

T = 197oC = 470,15 K

P = 1 bar = 100 kPa


Tekanan Uap Antoine: CKT

BAkPaP

)()(ln

Tabel LB.24 Titik Didih Umpan Pada Bagian Atas Kolom Distilasi

Komponen Yif Pi Ki Xif = Yif/Ki αif = Ki/Khk

C2H6O2 0,9900 99,9012 0,9990 0,9910 4,0664

C4H10O3 0,0090 24,5675 0,2457 0,0366 1,

C3H4O3 0,0010 1469,2572 14,6926 0,0001 59,8049

total 1 1,0276

Maka, suhu bagian atas kolom distilasi adalah 470,15 K.

Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai

syarat Σ yid/Ki = 1 terpenuhi.

Trial dew point destilat

T = 100oC = 373,15 K

P = 1 bar = 100 kPa

Tabel LB.25 Dew Point Kondensor

Komponen Yid Pi Ki Yid/Ki αid

C2H6O2 0,9941 94,0839 0,9408 1,0566 4,1063

C4H10O3 0,0059 22,9122 0,2291 0,0257 1

C3H4O3 0 1407,3073 14,0731 0 61,4218

total 1 1,0823

Maka, suhu destilat (D) adalah 468,15 K dan suhu Ld 468,15 K

Panas masuk Kondensor =

15,468

15,298

p

22

senyawa dTcN


Tabel LB.26 Panas Masuk Kondensor (E-107)

Komponen N22


cp dT

C2H6O2 161,1136 34185,6979 - 5507781,4509

C4H10O3 0,9529 44557,0648 - 42459,5624

C3H6O3 - - - -

Total 162,0665 5550241,0133

Panas keluar Kondensor =

15,453

15,298

p

25

senyawa dTcN

Tabel LB.27 Panas Keluar Kondensor (E-107)

Komponen N23


cp dT

C2H6O2 161,1136173 14177,65818 - 2284213,7953

C4H10O3 0,952925481 18223,80038 - 17365,9237

C3H6O3 - - - 0

Total 2301579,7190


dQ/dt = Qout - Qin

= 2301579.7190- 5550241.0133

= -3248661.2943 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 66789,10873

kJ/kg 117,3) - 00,92(

kJ/jam ) 2943(-3248661.-

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo


B.11 Cooler 2 (E-108)


15,453

15,298

p

27

senyawa dTcN

Tabel LB.28 Panas Masuk Cooler 2 (E-108)

Komponen N27

senyawa cpg dT N27

cp dT

C2H6O2 161,1136173 14177,6582 2284213,7953

C4H10O3 0,952925481 18223,8004 17365,9237

Total 2301579,7190


15,303

15,298

p

28

senyawa dTcN

Tabel LB.29 Panas Keluar Cooler 2 (E-108)

Komponen N28

senyawa cpl dT N28

cp dT

C2H6O2 161,1136173 915,65509 147524,5038

C4H10O3 0,952925481 1158,468313 1103,9340

Total 148628,4377


dQ/dt = Qout - Qin

= 148628,4377- 2301579,7190

= -2152951,2813 kJ/jam

Cooler II

(E-108)

(27) (28) C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

1 bar, 195oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

1bar, 30oC

Air pendingin

1 bar, 30oC

Air pendingin

1 bar, 55oC



m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 4046,06022

kJ/kg 117,3) -00,92(

kJ/jam ) 2813(-2152951,-

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo

B.12 Reboiler (E-109)

(31)(29)

(30)Steam

260oCKondensat

260oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

1 bar, 197oC

C2H6O2(v)

C4H10O3 (v)

1,2 bar, 252oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

1 bar, 250oC

Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai

syarat Σ Kixi = 1 terpenuhi.

Trial bubble point bottom

T = 252oC = 522,15 K

P = 1,41 bar = 141 kPa

Tabel LB.30 Bubble Point Reboiler (E-109)

Komponen Xid Pi Ki Yid/Ki αid

C2H6O2 0,2482 401,7360 3,9776 0,7073 3,1968

C4H10O3 0,6263 125,6666 1,2442 0,5582 1

C3H4O3 0,1255 82,6114 0,8179 0,0735 0,6574

total 1,3390

Maka, suhu Vb adalah 521,15 K.


Panas masuk Reboiler =

15,468

15,298

p

29

senyawa dTcN

Tabel LB.31 Panas Masuk Reboiler (E-109)

Komponen N33

senyawa cpl dT N33

cp dT

C2H6O2 18,04434352 34185,6979 616858,4764

C4H10O3 45,52137217 44557,0648 2028298,7292

C3H4O3 9,122519473 39362,1822 359082,2738

Total 3004239,4794

Panas keluar Reboiler =

15,453

15,298

p

31

senyawa

15,518

15,298

p

30

senyawa dTcNdTcN

Tabel LB.32 Panas Keluar Vb Reboiler (E-109)

Komponen N30

senyawa cpg dT N30

senyawa cpg dT

C2H6O2 17,8296 14170,0860 252646,7876

C4H10O3 44,9796 36461,3820 1640018,2396

C3H4O3 9,0139 20373,2688 183643,5674

Total 2076308,5946

Tabel LB.33 Panas Keluar B Reboiler (E-303)

Komponen N34

senyawa cpl dT N34

senyawa cpl dT

C2H6O2 0,2036 46368,3910 9439,9168

C4H10O3 0,5586 60561,2185 33829,1660

C3H4O3 0,1029 53416,7214 5497,9031

Total 48766,9860

Panas keluar Reboiler = 2076308,5946 + 48766,9860

= 2125075,5806 kJ/jam


dQ/dt = Qout - Qin

= 2125075,5806 – 3004239,4794


= -879163,8989 kJ/jam


kg/jam 0897,295

kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 9879163,898-

C)(260

dQ/dTm

o

B.13 Kondensor Subcooler (E-110)

Panas masuk Kondensor Subcooler =

15,518

15,298

p

32

senyawa dTcN

Tabel LB.34 Panas Masuk kondensor subcooler

Komponen N32


cp dT

C2H6O2 0,203585171 14170,0860 - 2884,8194

C4H10O3 0,558594541 36461,3820 - 20367,1290

Total 23251,9484

Panas keluar kondensor subcooler =

15,303

15,298

p

33

senyawa dTcN

Cooler III

(E-110)

(33) (34) C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

1 bar, 250oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

1 bar, 100oC

Air pendingin

1 bar, 30oC

Air pendingin

1 bar, 55oC


Tabel LB.35 Panas Keluar kondensor subcooler

Komponen N33


cp dT

C2H6O2 0,203585171 915,65509 - 186,4138

C4H10O3 0,558594541 1158,468313 - 647,1141

Total 833,5279


dQ/dt = Qout - Qin

= 833,5279- 23251,9484

= -22418,4205 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 53034,142

kJ/kg 117,3) -00,92(

kJ/jam ) 05(-22418,42-

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo

B.14 Cooler 3 (E-111)

Cooler III

(E-111)

(35) (36) C3H4O3 (l)

1 bar, 250oC

C3H4O3 (l)

1 bar, 100oC

Air pendingin

1 bar, 30oC

Air pendingin

1 bar, 55oC



15,518

15,298

p

34

senyawa dTcN

Tabel LB.35 Panas Masuk Cooler 3

Komponen N34


cp dT

C3H4O3 0,102924758 53416,7214 5497,9031

Total 5497,9031


15,303

15,298

p

35

senyawa dTcN

Tabel LB.36 Panas Keluar Cooler 3

Komponen N35


cp dT

C3H4O3 0,102924758 16208,63096 1668,2694

Total 1668,2694


dQ/dt = Qout - Qin

= 1668,2694 – 5497,9031

= -3829,6337 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 6472124,63

kJ/kg 117,3) -00,92(

kJ/jam ) 7(-3829,633-

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo


B.15 Cooler 4 (E-112)


15,518

15,298

p

34

senyawa dTcN

Tabel LB.37 Panas Masuk Cooler 4

Komponen N35


cp dT

C3H4O3 0.102924758 16208,6310 - 1668,2694

Total 1668,2694


15,373

15,298

p

35

senyawa dTcN

Tabel LB.38 Panas Keluar Cooler 4

Komponen N36


cp dT

C3H4O3 0,102924758 2081,7765 - 214,2663

Total 214,2663


dQ/dt = Qout - Qin

= 214,2663- 1668,2694

= -1454,0031 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

Cooler I

(E-102)

(35) (36) C3H4O3 (l)

1,41 bar, 100oC

C3H4O3 (l)

1,41 bar, 35oC

Air pendingin

1 bar, 30oC

Air pendingin

1 bar, 55oC


kg/jam 13,9139051

kJ/kg 117,3) -00,92(

kJ/jam ) 1(-1454,003-

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo

B.16 Tangki Penampungan Sementara

Tangki penampungan

sementara

C2H4O (l)

CO2 (g)

Air pendingin

55oC

Air pendingin

30oC

H2O (g)

C2H4O (l)

CO2 (g)

H2O (g)

Panas masuk tangki penampung sementara =

15,373

15,298

dTcN psenyawa

Tabel LB.39 Panas Masuk tangki penampung sementara

Komponen N14

senyawa ò cpl dT ò cpg dT N14

ò cp dT

C2H4O 0,8552 - 2234,5285 1911,0162

CO2 176,0919 - 3024,1508 532528,4195

H2O 58,7407 - 2471,2762 145164,6139

Total 235,7130 3824,1916 7729,9555 679700,2861

Panas keluar tangki penampung sementara =

15,303

15,298

dTcN psenyawa


Tabel LB.39 Panas Keluar tangki penampung sementara

Komponen N36


cp dT

C2H4O 0,8552 - 457,3338 391,1215

CO2 176,0919 - 178,6556 31459,8088

H2O 58,7407 - 374,7055 22010,4804

Total 235,7130 1037,7379 1010,6949 53887,5257


dQ/dt = Qout - Qin

= 53887,5257– 679700,2861

= -625812,7604 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 5988,6389

kJ/kg 117,3) -00,92(

kJ/jam ) 604(-625812,7-

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo


LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

C.1 Tangki Penyimpanan Etilen Oksida

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Oksida



Jumlah : 8 unit


Kondisi Operasi :



A. Volume Tangki

Kebutuhan larutan Etilen Oksida per jam = 7281,714 kg/jam

Total massa bahan dalam tangki = 7281,714 kg/jam×24 jam/hari×7 hari

= 1.223.327,9447 kg

Direncanakan 8 buah tangki, sehingga:

Total massa bahan dalam tangki = kg31152.915,998

kg 94471.223.327,

Densitas Bahan dalam tangki = 0,8711 kg/liter

Total volume bahan dalam tangki = kg/liter8711,0

31kg152.915,99 = 175543,5577 liter

= 175,5436 m3

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

Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 175,5436 liter

= 1,2 x 175,5436

= 210652,2692 liter

= 210,6523 m3

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2

Volume silinder (Vs) = 4

1 Dt

2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) Vs =

8

3 Dt

3


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

1, sehingga :

Tinggi head (Hh) = 1/6 D (Brownell dan Young, 1959)

Volume tutup (Vh) ellipsoidal = /4 D2Hh

= /4 D2(

1/6 D)

= /24 D3

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

Vt = (3 /8 D3) + ( /24 D

3)

Vt = 10 /24 D3

dm 53,5155 10

92210.652,26 24

10

Vt 24 (D) tangkiDiameter 33

= 5,3515 m = 210,6523 in

Tinggi silinder (Hs) = 3/2 D =

3/2 5,3515 m = 8,0273 m

Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1/6 D =

1/6 5,3515 m = 1,3379 m

Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 9,3652 m

B. Tekanan Desain

Tinggi bahan dalam tangki

Volume tangki = 10 /24 D3

= 10 /24 (5,3515 m) 3

= 200,6212 m3

Tinggi tangki = 9,3652 m

Tinggi bahan dalam tangki = tangkivolume

tangkitinggi tangkidalambahan volume

= 200,6212

3652,9 175,5436

= 8,1946 m

Tekanan hidrostatis = Densitas bahan g tinggi cairan dalam tangki

= 871,1 9,8 8,1946

= 70.001,8901 Pa

= 0,6909 atm

Tekanan operasi = 68 bar = 6800 kpa


P total = 6800 + 70,00189 = 6870,00189 Kpa

Faktor keamanan untuk tekanan = 20 %

P desain = 1,2 x 6870,00189 Kpa = 8244,002268 kpa

C. Tebal dinding tangki (bagian silinder)

- Faktor korosi (C) : 0,125 in/tahun (Timmerhaus dkk, 2004)

- Allowable working stress (S) : 16.250 lb/in2 (Brownell dan Young, 1959)

- Efisiensi sambungan (E) : 0,8

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

)AC(0,6PSE

RP(d)silinder Tebal (Timmerhaus dkk, 2004)

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

P = tekanan desain (psi)

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

S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan

in 1,4915

10125,029,76226,080,016250

105,3452 29,7622d

Dipilih tebal silinder standar = 1,5 in

D. Tebal dinding head (tutup tangki)

- Faktor korosi (C) : 0,125 in/tahun (Timmerhaus dkk, 2004)




- )AC(0,2P2SE

DiP(dh) head Tebal (Timmerhaus dkk, 2004)

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


Di = diameter tangki (in)




in 1,4912

10125,0 29,76222,08,0162502

210,6904 29,7622dh

Dipilih tebal head standar = 1,5 in

C.2 Heater 1 (E-101)

Fungsi : : Menaikkan temperatur etilen oksida sebelum menuju R-101

Jenis : : 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai : : 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah : : 1 unit

Fluida panas

Laju alir steam masuk = 675,5822695 kg/jam = 1489,4117 lbm/jam

Temperatur awal (T1) = 260 °C = 500°F

Temperatur akhir (T2) = 260 °C = 500°F

Fluida dingin

Laju alir cairan masuk = 7281,71 kg/jam = 16053,5152 lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 32°C = 86.6°F

Temperatur akhir (t2) = 100°C = 212°F

Panas yang diserap (Q) = 1122583,98 kJ/jam = 1064000,1331 btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas Fluida dingin Selisih

T1 = 500 F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 212 F t1 = 288 F

T2 = 500 F Temperatur yang lebih rendah t1 = 89,6 F t2 = 410,4 F

T1 – T2 = 0 F Selisih t2 – t1 = 122,4 F t2 – t1 =

122,4 F

345,595

288

410,4ln

112,4

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F


0 261

0

tt

TTR

12

21

0,298212500

122,4

tT

ttS

11

12

Jika, R = 0 maka t = LMTD = 345,595 F

(2) Tc dan tc

5002

500500

2

2T

1T

cT F

150,82

6,86212

2

ttt 21

c F

Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi:

- Diameter luar tube (OD) = 1 in

- Jenis tube = 18 BWG

- Pitch (PT) = 1 ¼ in triangular pitch

- Panjang tube (L) = 12 ft

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

fluida dingin medium organics, diperoleh UD = 50-100, dan faktor pengotor

(Rd) = 0,003

Diambil UD = 55 Btu/jam ft2

F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2

o

o2D

ft9773,55

F345,595Fftjam

Btu55

Btu/jam 311064000,13

ΔtU

QA

Luas permukaan luar (a ) = 0,2618 ft2/ft (Tabel 10, Kern)

Jumlah tube, 8181,71/ftft2618,0ft12

ft9773,55

aL

AN

2

2

"t buah

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 16 tube dengan

ID shell 8 in.

2

2

"

t

ft 50,2656

/ftft0,261816ft 21

aNLA


c. Koreksi UD

Fftjam

Btu2496,61

F345,595x ft 0,26565

Btu/jam 311064000,13

ΔtA

QU

22D

Fluida panas : steam, tube

(3) Flow area tube, at = 0,639 in2

(Tabel 10, Kern)

n144

aNa

'

ttt

(Pers. (7.48), Kern)

2ft 0,03552144

0,63916ta

(4) Kecepatan massa

ta

WtG (Pers. (7.2), Kern)

2ftjam

mlb2602,19554

0,0355

1489,4117tG

(5) Bilangan Reynold

Pada Tc = 500 F

= 0,0185 cP = 0,0448 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh

ID = 0,902 in = 0,0752 ft

μ

tGID

tRe (Pers. (7.3), Kern)

0613,046770,0448

2602,195540752,0tRe

(6) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 180

(9) Kondensasi steam

hio = 354 btu/hr. ft2.oF

Fluida dingin : shell, bahan

(3 ) Flow area shell

TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)

Ds = Diameter dalam shell = 8 in

B = Baffle spacing = 5 in


PT = Tube pitch = 1,25 in

C = Clearance = PT – OD

= 1,25 – 1 = 0,25 in

2ft0,05561,25144

50,258sa

(4 ) Kecepatan massa

sa

wsG (Pers. (7.2), Kern)

2ftjam

mlb2735,889632

0,0556

16053,5152sG

(5 ) Bilangan Reynold

Pada tc = 150,8 F

= 0,715 cP = 1,729 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri. pitch, diperoleh de = 0,72 in.

De =0,72/12 = 0,06 ft

μ

sGeDsRe (Pers. (7.3), Kern)

8379,002310,0266

5288963,2730,06sRe

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 400

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

sφsφ

ohoh

ho = 333,0371 1 = 333,0371

(10) Clean Overall coefficient, UC

F2ftBtu/jam 171,6981333,0371354

333,0371354

ohio

h

ohio

h

cU



(11) Faktor pengotor, Rd

0,01052496,16171,6981

2496,16171,6981

DU

CU

DU

CU

dR


Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.

Pressure drop

Fluida panas : Steam, tube

(1) Untuk Ret = 70467,0613

f = 0,00088 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2)

tφsID10105,22

nL2

tGf

tΔP (Pers. (7.53), Kern)

psi 0,00125

10,760,075210105,22

2)12(2

41955,26020,00088tΔP

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh 2g'

2V

= 0,0005

psi 0,00526

.0,00050,76

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0.00526 psi + 0,00125 psi

= 0.00651 psi

Pt yang diperbolehkan = 2 psi

Fluida panas : bahan, shell

(1 ) Untuk Res = 10023,8379


f = 0,0015 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,96

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

8,285

12121N

Ds = 12/12 = 1 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2

sGfsΔP (Pers. (7.44), Kern)

psi 0,7998

10,960,0610105,22

28,812

5288963,2730,0015sΔP

Ps yang diperbolehkan = 2 psi

C.3 Tangki Penyimpanan Karbon Dioksida

Fungsi : Untuk menyimpan gas Karbon Dioksida



Jumlah : 5 unit


Kondisi Operasi :



A. Volume Tangki

Kebutuhan larutan Karbon Dioksida per jam = 7756,3561 kg/jam


= 1.303.067,821 kg


Total massa bahan dalam tangki = kg5642,6061325

kg 8211.303.067,



Total volume bahan dalam tangki =kg/liter6,1

kg 2260613,564 = 162883,4776 liter

= 162,8835 m3



= 1,2 x 162883,4776

= 195460,1732liter

= 195,4602 m3



1 Dt

2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2)

Vs = 8

3 Dt

3


1, sehingga :



= /4 D2(

1/6 D)

= /24 D3


Vt = (3 /8 D3) + ( /24 D

3)

Vt = 10 /24 D3

dm 52,1967 10

2195460,173 24

10


= 5,2197 m = 205,4986 in


3/2 5,2197 m = 7,8295 m


1/6 5,2197 m = 1,3049 m



B. Tekanan Desain



= 10 /24 (5,2197 m) 3

= 186,1525 m3




= 195,4602

1344,9 162,8835

= 7,9926 m


= 1600 9,8 7,9926

= 125408,1557 Pa = 1,2377 atm

Tekanan operasi = 68 bar = 6800 atm

Tekanan Total = 6925,408156 Kpa


P desain = 1,2 x 6925,408156 Kpa = 8310,4897 Kpa


- Faktor korosi (C) : 0,125 in/tahun ( Timmerhaus dkk,2004)




)AC(0,6PSE

RP(d)silinder Tebal (Timmerhaus dkk,2004)







in1,5744

10125,040,97186,080,016250

7493,021 40,9718d



- Faktor korosi (C) : 0,125 in/tahun (Timmerhaus dkk,2004)




- )AC(0,2P2SE

DiP(dh) head Tebal (Timmerhaus dkk,2004)






in 1,5739

10125,0 40,97182,08,0162502

4986,052 40,9718dh


C.4 Ekspander 1 (JE-101)

Fungsi : Menurunkan tekanan gas karbon dioksida sebelum diumpankan ke

reaktor karbonasi (R-101).

Jumlah : 1 unit

Data:

Laju alir massa = 7756,3561 kg/jam = 2,154543 kg/s

campuran = 1600 kg/m3 = 99,8853 lbm/ft

3

Z = 0,012 (Perry dan Green, 1999)

Laju alir volumetrik (mv) = 3/1600

/ 7756,3561

mkg

jamkg


= 4,8477 m3/jam = 0,00134658 m

3/detik

Tekanan masuk (P1) = 68 bar = 6890,1 kPa

Tekanan keluar (P2) = 14,5 bar = 1469,21 kPa

Temperatur masuk = 1000C = 373,15 K

Rasio spesifik (k) = 1,3

Daya (P) = 11

...

1

1

21

kk

P

P

k

kTRZm (Timmerhaus dkk, 2004)

= 1,885 × 0,012 × 8,314 ×304,15 × 11,6890

21,1469

13,1

3,1 3,113,1

= 55,0959 kW × 1,341 hp/kW

= 73,88 hp

Jika efisiensi motor adalah 85 %, maka :

P = hp9176,6885,0

73,88

Maka dipilih ekspander dengan daya 90 hp.


Fungsi : Menaikkan temperatur karbon dioksida sebelum menuju R-101


Dipakai : 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah : 1 unit

Fluida panas




Fluida dingin



Temperatur awal (t1) = 20°C = 68°F


Panas yang diserap (Q) = 545013,7707 kJ/jam = 516571,352 Btu/jam




T2 = 500 F Temperatur yang lebih rendah t1 = 86,6 F t2 = 432 F

T1 – T2 = 0 F Selisih t2 – t1 = 144 F t2 – t1 =

144 F

355,148

288

432ln

144

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F

0 261

0

tt

TTR

12

21

0,3333)6,86(500

144

tT

ttS

11

12


(2) Tc dan tc

5002

500500

2

2T

1T

cT F

1402

68212

2

ttt 21

c F




- Pitch (PT) = 1 ¼ in triangular pitch


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

fluida dingin gas , diperoleh UD =5-50, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003



F


2

o

o2D

ft 145,4525

F355,148Fftjam

Btu10

Btu/jam 516571,352

ΔtU

QA



ft 145,4525

aL

AN

2

2

"tbuah

e. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 52 tube dengan

ID shell 12 in.

f. Koreksi UD

Fftjam

Btu9036,8

F355,148x ft 163,3632

Btu/jam 516571,352

ΔtA

QU

22D



(Tabel 10, Kern)

n144

aNa

'

ttt (Pers. (7.48), Kern)

2ft 0,11542144

0,63952ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb4618,2676

0,1154

723,1084tG


Pada Tc = 482 F

= 0,0185 cP = 0,0448 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


2

2

"

t

ft 163,3632

/ftft0,261852ft 21

aNLA


ID = 0,902 in = 0,0752 ft

μ

tGID


6803,052610,0431

4618,2676902,0tRe






TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)





= 1,25 – 1 = 0,25 in

2ft0,08331,25144

50,2512sa


sa


2ftjam

mlb205199,129

0,0833

17099,9274sG


Pada tc = 140 F

= 0,245 cP = 0.5927 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


De =0,72/12 = 0,06 ft

μ



3653,077320,245

129,0519920,06sRe



sφsφ

ohoh

ho = 36,5999 1 = 36,5999


F2ftBtu/jam0829,225999,6367

5999,6367

ohio

h

ohio

h

cU



0,0679036,80829,22

9036,80829,22

DU

CU

DU

CU

dR



Pressure drop


(1) Untuk Ret = 10526.6803

f = 0,000088 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2)

tφsID10105,22

nL2

tGf


psi0,00003

10,760,075210105,22

2)12(2

6267,46180,000088tΔP



2V

= 0,0005

psi 0,00526

.0,00050,79

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0.00003 psi + 0,00526 psi

= 0.00529 psi



(1 ) Untuk Res = 20773,3653

f = 0,001 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,95

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

8,285

12121N

Ds = 12/12 = 1 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2


psi0,4076

10,950,0610105,22

28,812

205199,1290,001sΔP


C.6 Tangki Penyimpanan Air Proses

Fungsi : Untuk menyimpan air




Jumlah : 7 unit


Kondisi Operasi :



A. Volume Tangki

Kebutuhan air per jam = 3987,8005 kg/jam


= 667750,484 kg


Total massa bahan dalam tangki = 95707,212 kg

Densitas Bahan dalam tangki = 1 kg/liter

Total volume bahan dalam tangki =kg/liter1

kg 95707,212 = 95707,212 liter

= 95,707212 m3



= 1,2 x 95707,212

= 114848,6544 liter

= 114,849 m3



1 Dt

2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2)

Vs = 8

3 Dt

3


1, sehingga :




= /4 D2(

1/6 D)

= /24 D3


Vt = (3 /8 D3) + ( /24 D

3)

Vt = 10 /24 D3

dm 44,435 10

4114848,654 24

10


= 4,4435 m = 174,94094 in


3/2 4,4435 m = 6,6653 m


1/6 4,4435 m = 0,7405 m


B. Tekanan Desain



= 10 /24 (4,4435 m) 3

= 114,8455 m3




= 114,8455

4085,7 114,849

= 7,4087 m


= 1000 9,8 7,4087

= 72605,26 Pa = 0,71655 atm

Tekanan operasi = 1,01 bar = 1 atm

Tekanan total =


P desain = 1,2 x 1,71655

= 2,05986 atm

= 29,2143 psia







)AC(0,6PSE

RP(d)silinder Tebal (Timmerhausdkk, 2004)






in 1,64

10125,02143,296,080,016250

174,94094 29,2143d

Dipilih tebal silinder standar = 2 in


- Faktor korosi (C) : 0,125 in/tahun (Peters dan Timmerhaus,2004)




- )AC(0,2P2SE

DiP(dh) head Tebal (Peters dan Timmerhaus, 2004)






in 1,64

10125,02143,296,080,016250

174,94094 29,2143d

Dipilih tebal silinder standar = 2 in


C.7 Pompa Air (P-101)

Fungsi : Memompa Air dari Heater 3 (E-103) menuju Reaktor Hidrolisis

(R-102)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 14,5 bar

T = 150 0C

Laju alir massa (F) = 3987,8005 kg/jam = 2,4421 lbm/s

Densitas ( ) = 677,5390 kg/m3 = 42,2973 lbm/ft

3

Viskositas ( ) = 0,1300 cP = 8,7360.10-4

lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) = 3lbm/ft 42,2973

lbm/s 2,4421 = 0,0577 ft

3/s

= 25,9141 gal/mnt

Perencanaan Diameter Pipa pompa :

Untuk aliran turbulen (Nre >2100),

De = 3,9 Q0,45

0,13

(Walas, 1988)

Untuk aliran laminar ,

De = 3,0 Q0,36

0,18

(Walas, 1988)

dengan : D = diameter optimum (in) = densitas (lbm/ft3)

Q = laju volumetrik (ft3/s) = viskositas (cP)

Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa :

Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45

( )0,13

= 3,9 (0,0577 ft3/s )

0,45 (42,2973 lbm/ft

3)

0,13

= 1,7585 in

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

Ukuran nominal : 3 in

Schedule number : 40


Diameter Dalam (ID) : 3,06 in = 0,2550 ft = 0,0777 m

Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,2917 ft

Inside sectional area : 0,0513 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A = 2

3

ft 0,0513

/sft 0,0577 = 1,1255 ft/s

Bilangan Reynold : NRe = Dv

= lbm/ft.s 8,736.10

)ft 0,2550)(ft/s 1255,1)(lbm/ft 2973,42(5-

3

=1,3896.105 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10-5

(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 1,3896.105 dan /D =

m0777,0

m10.6,4 5

= 0,0006

maka harga f = 0,008 (Geankoplis,1997)

Friction loss :

1 Sharp edge entrance= hc = 0,5cg

v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

1,125501

2

= 0,0098 ft.lbf/lbm

2 elbow 90° = hf = n.Kf.cg

v

.2

2

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

1,1255 2

= 0,0295 ft.lbf/lbm

1 check valve = hf = n.Kf.cg

v

.2

2

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

1,1255 2

= 0,0394 ft.lbf/lbm

Pipa lurus 25 ft = Ff = 4fcgD

vL

.2.

. 2

= 4(0,008)174,32.2.0,255

1,1255.702

= 0,1729 ft.lbf/lbm


1 Sharp edge exit = hex = cg

v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

1,125501

2

= 0,0197 ft.lbf/lbm

Total friction loss : F = 0,2713 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP

zzgvv (Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = 101,32 kpa = 2116,1236 lbf/ft2

P2 = 1450 kPa = 30.284,0434 lbf/ft²

P = 28167,9198 ft.lbf/lbm

Z = 25 ft

Maka :

0Ws ft.lbf/lbm 2713,00ft 25s.lbf/lbm.ft174,32

ft/s174,32 28167,9198

2

2

Ws = -691,2224 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 75 %

Ws = - x Wp

-691,2224 = -0,75 x Wp

Wp = 921,6299 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp

= ft.lbf/lbm 921,6299lbm/s360045359,0

3987,8005x

slbfft

hp

/.550

1

= 4,092 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 4,1 hp


Fungsi : Menaikkan temperatur air sebelum menuju R-102



Dipakai : 1 1/4 in OD Tube 8 BWG, panjang = 8 ft, 4 pass

Jumlah : 1 unit

Fluida panas




Fluida dingin


Temperatur awal (t1) = 30°C = 86 °F






T2 = 500 F Temperatur yang lebih rendah t1 = 86 F t2 = 414 F


216 F

292,842

198

414ln

216

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F

0 216

0

tt

TTR

12

21

0,522212500

216

tT

ttS

11

12


(5) Tc dan tc


5002

500500

2

2T

1T

cT F

1942

6,86212

2

ttt 21

c F


- Diameter luar tube (OD) = 11/4 in


- Pitch (PT) = 1 9/16 in Square pitch


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

fluida dingin heavy organics, diperoleh UD =200-700, dan faktor pengotor

(Rd) = 0,003


F


2

o

o2D

ft 29,8201

F292,842Fftjam

Btu220

Btu/jam 161921167,18

ΔtU

QA



ft29,8201

aL

AN

2

2

"t buah

h. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 10 tube dengan

ID shell 10 in.

i. Koreksi UD

Fftjam

Btu7039,250

F292,842x ft 29,8201

Btu/jam 161921167,18

ΔtA

QU

22D


2

2

"

t

ft 26,1680

/ftft0,327110ft 8

aNLA



(Tabel 10, Kern)

n144

aNa

'

ttt


2ft 0,01152144

0,66510ta

(7) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb3266,329372

0,0115

2689,2938tG


Pada Tc = 500 F

= 0,019 cP = 0,0460 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 1/4 in OD, 8 BWG, diperoleh

ID = 0,92 in = 0,0767 ft

μ

tGID


4388542,2450,0460

3266,3293720767,0tRe





TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)





= 1,31 – 1 = 0,31 in


2ft 0,06941,31144

50,318sa


sa


2ftjam

mlb4126599,631

0,0694

3987,8sG


Pada tc = 194 F

= 0,3 cP = 0,7257 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


De =1,23/12 = 0,1025 ft

μ


17880,56470,7257

4126599,6310,1025sRe



sφsφ

ohoh

ho = 21,9202 1 = 21,9202


F2ftBtu/jam 21,422821,9202944

21,9202944

ohio

h

ohio

h

cU



0,0427250,703921,4228

250,703921,4228

DU

CU

DU

CU

dR




Pressure drop


(1) Untuk Ret = 388542.2454

f = 0,000088 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2)

tφsID10105,22

nL2

tGf


psi 0,05024

10,760,076710105,22

2)8(2

6232937,3260,000088tΔP


2V

= 0,0005

PT = Pt + Pr

= 0,05024 psi + 0,01053psi

= 0,06076 psi



(1 ) Untuk Res = 17880,5647

f = 0,0015 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,96

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

2,195

8121N

Ds = 10/12 = 0,8333 ft


(3 )

sφseD10105,22

1NsD2


psi0,0749

10,960,102510105,22

19,20,83332

4126599,6310,0015sΔP


C.9 Reaktor Karbonasi (R-101)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi Etilen Karbonat

Type reaktor : Fixed Bed Reactor



Jumlah : 1 unit

Reaksi yang terjadi:

Reaksi I: C2H4O + CO2 → C3H4O3

Temperatur masuk = 100 oC = 373,15 K

Temperatur keluar = 100 oC = 373,15 K

Tekanan operasi = 1450 kPa

Laju alir massa = 15039,2211 kg/jam

Laju alir molar = 177,174 kmol/jam

Waktu tinggal reaktor = 400 detik = 0,111 jam (Kawabe dkk,1998)

Perhitungan

Desain Tangki

CAO = )15,373)(/ .314,8(

14503 KmolKmPa

kPa

RT

P = 467,385 M

a. Volume reaktor

V =3

3

1

0773,42/ 467,385

)/ 177,174.(111,0 m

mmol

jamkmoljam

C

F

AO

AO


Dari data Kawabe,dkk (1998) katalis yang digunakan adalah molybdenum

dengan spesifikasi:

Bentuk : spherical

Diameter : 0,0075 m

ε : 0,4

4,0

0773,42VVr = 105,193 m

3

b. Jumlah tube

Direncanakan:

Diameter tube (OD) = 15 cm

Panjang tube = 12 m

Pitch (PT) = 15 square pitch

Jumlah tube = .15π.(0,15)

105,1932

41

= 19,92 = 20

c. Tebal tube


Faktor kelonggaran = 5 %

Maka, Pdesain = (1,05) (1450kPa) = 1523 kPa

Joint efficiency = 0,8 (Brownell dan Young,1959)

Allowable stress = 18.750 psia =129.276,75kPa

in 0439,0m 0,0011

kPa) 1,2(1450kPa)(0,8) 752(129.276,

(0,15m) kPa) (1450

1,2P2SE

PDt

Faktor korosi = 0,125 in

Maka tebal tube yang dibutuhkan = 0,0439 in + 0,125 in = 0,1689 in

Tebal tube standar yang digunakan = ¼ in (Brownell dan Young,1959)

d. Diameter dan tinggi shell


D20 tube

20 tube

PT + OD 19

Diameter shell (D) = 100/)1519()1519( xx + 2(15– 15)/100

= 4,03 m

Tinggi shell (H) = panjang tube = 12 m

e. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 4,03 m

Rasio axis = 2 : 1 (Brownell dan Young,1959)

Tinggi tutup = m 0075,12

4,03

2

1

f. Tebal shell dan tebal tutup






in 12,1m 0,02849

kPa) 1,2(1450kPa)(0,8) 752(129.276,

m) (4,03 kPa) (1450

1,2P2SE

PDt


Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,12 in + 0,125 in = 1,245 in

Tebal shell standar yang digunakan = 2 in (Brownell dan Young,1959)


Tutup shell dan tutup tangki = 2 in

Perancangan pipa pendingin

Fluida panas = Umpan masuk

Laju alir massa = 15039,22111 kg/jam = 33155,9803 lbm/jam

Temperatur masuk = 100 oC = 212°F

Temperatur keluar = 105 oC = 221°F

Fluida dingin = Air pendingin

Laju air = 8716,679974 kg/jam = 19217,0903 lbm/jam

Temperatur awal = 30 °C = 86 °F

Temperatur akhir = 55 °C = 131 °F





T2 – T1= 9 F Selisih t2 – t1 = 45 F t2 – t1 = 54 F

105,7

81

126ln

54

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F

2,045

9

tt

TTR

12

12

0,35786212

45

tT

ttS

11

12

FT = 0, Maka t = 0,98 x 105,7 = 105,7 F

Pipa yang dipilih

Ukuran nominal = 24 in (Brownell dan Young, 1959)

Schedule = 20

ID = 23,25 in = 1,9375ft

OD = 24 in = 2 ft

Surface perlin ft = 6,283 ft2/ft

Flow area per pipe = 425 in2


Panjang = 10 m = 32,8084 ft

Fluida panas: sisi pipe, umpan

(1) at’ = 425 in

2

t

ta

WG

0263,12341425

115039,2211tG lbm/jam.ft

2

(2) Pada Tc = 216,5 F

= 1,00425 cP = 2,42 lbm/ft2

jam

tt

GDRe

4105,95984294,2

0263,112349375,1Re t

Dari Gbr. 24, Kern, diperoleh jH = 35

c = 0,2675 Btu/lbm. F

k = 0,09 Btu/jam lbm ft. F

3,180509,0

4294,22675,0

9375,1

09,035

.

3/1

31

i

i

h

k

c

D

kjHh

9848,224

25,233,1805io

iio

h

OD

IDhh

Fluida dingin: sisi shell, air pendingin

(1’) G’ = 32,80842

19217,0903

2L

w

= 292,8685 lbm/jam.ft

(2’) Pada tc = 108,5 °F

= 0,7 cp = 1,6934 lbm/jam.ft

Re = 4G’/


= 4 x 292,8685 /0,7

= 691,8003


(3’) ho =

3/1'

OD

GjH

=

3/1

132

292,8685

=68,5211 FftBtu/jam8602,29848,268,5211

9848,268,5211

hh

hhU 2

oio

oio

C

Rd = 0,003, hd = 003,0

1= 333,3333

UD = 333,33338602,2

333,33338602,2

hU

hU

dc

dc = 2,8359

A = 105,7118359,2

7863356,640

ΔtU

Q

D

= 2879,9313 ft2

C.10 Separator Tekanan Rendah I (FG-101)

Fungsi : Memisahkan uap dan cairan dari reaktor I (R-101)

Bentuk : Silinder vertikal denganalas dan tutup ellipsoidal



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 100°C

Tekanan = 2,5 bar

Tabel LC.6 Komposisi Umpan Masuk pada Separator Tekanan Rendah (V-103)

Komponen Laju alir

(kg/jam) % mol % berat

Densitas

(kg/m3)

Densitas

cairan

(kg/m3)

BM

average

EC 164.4392 0,9283 0,9628 139,2000 129,2223 81,7480

CO2 11.8416 0,0669 0,0346 49,2830 0 2,9414


EO 0.8552 0,0048 0,0025 118,2600 0,5710 0,2127

Total 84,9021

Laju alir udara, Fgas = 521,0325 kg/jam = 1148,6859 lbm/jam

Laju alir cairan, Fcairan = 14518,1887 kg/jam = 32007,2944 lbm/jam

Laju alir udara, Ngas = 11,8416 kmol/jam

Laju alir cairan, Ncairan = 165,2944 kmol/jam

ρgas = K) K)(373,15 atm/kmolm (0,082

kg/kmol) (84,9021 atm) (2,4673

RT

BM P3

av

= 6,8464 kg/m3 = 0,4273 lbm/m

3

ρcairan = 129,7933 kg /m3 = 8,1028 lbm/ft

3

Volume udara, Vgas = 3

av

kg/m ,84646

kmol/jam) 1,8416kg/kmol)(19021,84(

ρ

NBM

= 146,8541 m3/jam = 1,4406 ft

3/detik

Volume cairan, Vcairan = 3kg/m 129,7933

kg/jam1887,45181

ρ

F

= 111,8562 m3/jam = 1,0973 ft

3/detik

Kecepatan linear yang diinjinkan :

114,0udara

u (Walas,1988)

= 16,8461

129,793314,0 0,5934 ft/detik

Diameter tangki :

D = )5934,0)(4/(

1,4406

)4/( u

Vgas1,7586 ft = 0,536 m (Walas,1988)

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

Waktu tinggal = 10 menit = 600 s

Tinggi cairan, Lcairan = 2

3

2 )7586,1)(4/(

600/ 1,0973

)4/( ft

ssft

D

V= 271,1727 ft


Panjang kolom ; L = Lcairan + Luap

= 271,1727 + 5

= 276,1727 ft

1955,1547586,1

271.1727

D

L

Karena L/D >3 maka spesifikasi tangki horizontal tidak dapat diterima

sehingga dilakukan trial terhadap diameter (Walas, 1988)

Trial D = 9 ft = 2,7432 m


3

2 )9)(4/(

600/0973,1

)4/( ft

ssft

D

V= 10,354 ft = 3,1559 m


= 10,354 + 5 = 15,354 ft = 4,6799 m

1,7069

15,354

D

L

Karena L/D <3 maka tangki horizontal dengan L = 15,354 ft dan D = 9 ft dapat

diterima (Walas, 1988).

Perhitungan tebal shell tangki :

PHidrostatik = x g x l

= 129,7933 kg/m3 x 9,8 m/det

2 x 3,1559 m = 4,0142 kPa

P0 = Tekanan operasi = 250 kPa

P = 250 kPa + 4,0142 kPa = 254,0142 kPa

Faktor kelonggaran = 20%

Pdesign = (1,2) (254,0142) = 304,8171 kPa

Joint efficiency (E) = 0,8 (Brownell dan Young,1959)

Allowable stress (S) = 107546.4 KPa (Brownell dan Young,1959)

Tebal shell tangki:

in 1917,0

kPa) 711,2(304,81kPa)(0,8) 2(107546,4

m) (2,7432 kPa) (304,8171

1,2P2SE

PDt

Faktor korosi = 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1917 in + 1/8 in =0,3167 in


Tebal shell standar yang digunakan = 1,25 in (Brownell dan Young,1959)

Tutup tangki


Ratio axis = Lh : D = 1: 4

Lh = 2,74324

1LhD

D = 0,6858 m

L (panjang tangki) = Ls + Lh

Ls (panjang shell) = 15,354 m – 2(0,6858 m) = 13,9824 m

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal

tutup 1,25 in.

C.11 Blower 1 (JB-101)

Fungsi : memompa campuran dari Separator I (FG-101) menuju

alur gas buang



Kondisi operasi : 100 ºC dan 250 kPa

Laju alir (N3) = 5,66362 kmol/jam

Laju alir volum gas Q = kPa 53,31252

K 373,15 Pa/mol.K xm 8,314 x kmol/jam 5,66362 3

= 69,3636 m3 /jam

Daya blower dapat dihitung dengan persamaan,

33000

Qefisiensi144P (Perry dan Green, 1997)

Efisiensi blower, = 80

Sehingga,

33000

69,36360,8144P = 0,2421 hp

Maka dipilih blower dengan tenaga 1 hp


C.12 Pompa 2 (P-102)

Fungsi : Memompa campuran dari Separator I (R-101) menuju Reaktor

Hidrolisis (R-102).


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 2,5 bar

T = 100 0C



3

Viskositas ( ) = 2,2349 cP = 0,0015 lbm/ft.s


lbm/s 9,0567 = 0,3266 ft

3/s

= 146,5817 gal/mnt



De = 3,9 Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


De = 3,0 Q0,36

0,18

(Walas, 1988)




Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45

( )0,13

= 3,9 (0,3266 ft3/s )

0,45 (27,7314 lbm/ft

3)

0,13

= 3,6304 in


Ukuran nominal : 3,5 in




Diameter Luar (OD) : 4 in = 0,3333 ft



3

ft 0,0687

/sft 0,3266 = 4,7538 ft/s


= lbm/ft.s 0,0015

)ft 0,2957)(ft/s 4,7538)(lbm/ft 27,7314( 3

= 2,5953.104 (Turbulen)


(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 2,5953.104 dan /D =

m0901,0

m10.6,4 5

= 0,0005


Friction loss :


v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

4,753801

2

= 0,1756 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

4,75382

= 0,5268 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

4,75382

= 0,7024 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,004)174,32.2.0,2957

4,7538.402

= 0,7602 ft.lbf/lbm



v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

4,753801

2

= 0,3512 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 250 Kpa = 5221,3868 lbf/ft²

P2 = 1450 kPa = 30.284,0434 lbf/ft²

P = 903,7649 ft.lbf/lbm

Z = 25 ft

Maka :


ft/s174,32 903,7649

2

2



Ws = - x Wp

-931,6323 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 1242,1763lbm/s360045359,0

14788,909x

slbfft

hp

/.550

1

= 20,4546 hp


Maka dipilih pompa dengan daya motor = 21 hp

C.13 Heater 4 (E-104)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran dari separator I (FG-101)

sebelum menuju R-102



Jumlah : 1 unit

Fluida panas




Fluida dingin










90 F

240,196

288

198ln

90

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F

0 90

0

tt

TTR

12

21


0,313302500

90

tT

ttS

11

12


(2) Tc dan tc

5002

500500

2

2T

1T

cT F

2572

302212

2

ttt 21

c F




- Pitch (PT) = 1 1/4 in triangular pitch


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

fluida dingin heavy organics, diperoleh UD = 6-60, dan faktor pengotor (Rd) =

0,003


F


2

o

o2D

ft 151,6049

F240.196Fftjam

Btu50

Btu/jam 251820747,11

ΔtU

QA



ft 151,6049

aL

AN

2

2

"t buah

k. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 52 tube dengan

ID shell 12 in.

l. Koreksi UD

2

2

"

t

ft 163,3632

/ftft0,261841,8309ft 21

aNLA


Fftjam

Btu46,4012

F240,196x ft 163,3632

Btu/jam 251820747,11

ΔtA

QU

22D



(Tabel 10, Kern)

n144

aNa

'

ttt


2ft 0,11542144

0,63952ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb7777,20902

0,1154

2548,7235tG


Pada Tc = 500 F

= 1,043 cP = 2,5232 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


ID = 0,902 in = 0,0752 ft

μ

tGID


0875,58671,04303488

7777,209020752,0tRe




Fluida dingin : shell, (bahan berupa Etilen karbonat,etilen oksida dan CO2)


TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)






= 1,25 – 1 = 0,25 in

2ft0,08331,25144

50,2512sa


sa


2ftjam

mlb391249,604

0,0833

32604,1337sG


Pada tc = 257 F

=1,043 cP = 2,5232 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 ¼ tri. pitch, diperoleh de = 0,72 in.

De =0,72/12 = 0,06 ft

μ


6316,30391,043

604,9124930,06sRe



sφsφ

ohoh

ho = 50,5198 1 = 50,5198


F2ftBtu/jam5102,725198,0560

5198,0560

ohio

h

ohio

h

cU




0,18524012,645102,72

4012,645102,72

DU

CU

DU

CU

dR



Pressure drop


(1) Untuk Ret = 658,0875

f = 0,000088 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2)

tφsID10105,22

nL2

tGf


psi 0,00035

10,760,075210105,22

2)12(2

22090,77770,000088tΔP


2V

= 0,0005

psi 0,00526

.0,00050,76

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0,00526 psi + 0,00035psi

= 0,00561 psi



(1 ) Untuk Res = 9303,6316

f = 0,002 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1


s = 0,8

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

8,285

12121N

Ds = 12/12 = 1 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2


psi 519,3

10,80,0610105,22

28,812

391249,6040,002sΔP


C.14 Reaktor Hidrolisis (R-102)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi Etilen Glikol

Type reaktor : Fixed Bed Reactor



Jumlah : 1 unit

Reaksi yang terjadi:

Reaksi I: C3H4O3 + H2O → C2H6O2 + CO2

Reaksi II: 2 C3H4O3 + 2 H2O → C4H10O3 + 2CO2

Temperatur masuk = 150 oC = 423,15 K

Temperatur keluar = 150 oC = 423,15 K


Laju alir massa = 18777,464 kg/jam

Laju alir molar = 392,996887 kmol/jam

Waktu tinggal reaktor = 600 detik = 0,1667 jam (Kawabe,1998)

Perhitungan


Desain Tangki

CAO = )15,423)(/ .314,8(

14503 KmolKmPa

kPa

RT

P = 412,158 M

a. Volume reaktor

V =3

3

1

95,158/ 412,158

)/ 996887,923.(1667,0 m

mmol

jamkmoljam

C

F

AO

AO

Dari data Kawabe,dkk (1998) katalis yang digunakan adalah molybdenum

dengan spesifikasi:

Bentuk : spherical

Diameter : 0,005 m

ε : 0,5

5,0

95,158VVr = 317,9 m

3

b. Jumlah tube

Direncanakan:

Diameter tube (OD) = 17,5 cm

Panjang tube = 20 m

Pitch (PT) = 20 square pitch

Jumlah tube = .20π.(0,175)

317,92

41

= 25,7 = 26

c. Tebal tube







in 0512,0m 0,0013

kPa) 1,2(1450kPa)(0,8) 752(129.276,

(0,175m) kPa) (1450

1,2P2SE

PDt


Maka tebal tube yang dibutuhkan = 0,0512 in + 0,125 in = 0,1762 in

Tebal tube standar yang digunakan = ¼ in (Brownell dan Young,1959)

e. Diameter dan tinggi shell

D26 tube

26 tube

PT + OD 25

Diameter shell (D) = 100/)2025()2025( xx + 2(20– 17,5)/100

= 7,096 m

Tinggi shell (H) = panjang tube = 20 m

e. Diameter dan tinggi tutup


Rasio axis = 2 : 1 (Brownell dan Young,1959)


7,096

2

1

f. Tebal shell dan tebal tutup







in 967,1m 0,05

kPa) 1,2(1450kPa)(0,8) 752(129.276,

m) (7,096 kPa) (1450

1,2P2SE

PDt


Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,967 in + 0,125 in = 2,092 in

Tebal shell standar yang digunakan = 2 ¼ in (Brownell dan Young,1959)

Tutup shell dan tutup tangki = 2 ¼ in

Perancangan pipa pendingin

Fluida panas = Umpan masuk

Laju alir massa = 18777,464 kg/jam = 41397,4383 lbm/jam

Temperatur masuk = 150 oC = 302°F

Temperatur keluar = 155 oC = 311°F

Fluida dingin = Air pendingin

Laju air = 199275,322 kg/jam = 439329,1778 lbm/jam

Temperatur awal = 30 °C = 86 °F

Temperatur akhir = 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q) = -20824271 kJ/jam = 19737523,1003 Btu/jam




T2 – T1= 9 F Selisih t2 – t1 = 45 F t2 – t1 = 54 F

77,196

171

225ln

54

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F

2,045

9

tt

TTR

12

12

0,20886302

45

tT

ttS

11

12

FT = 0, Maka t = 0,98 x 196,77 = 196,77 F


Pipa yang dipilih

Ukuran nominal = 24 in (Brownell dan Young, 1959)

Schedule = 20

ID = 23,25 in = 1,9375 ft

OD = 24 in = 2 ft

Surface perlin ft = 6,283 ft2/ft

Flow area per pipe = 425 in2

Panjang = 12 m = 39,3701 ft

Fluida panas: sisi pipe, umpan

(1) at’ = 425 in

2

t

ta

WG

14026,426195138,2

41397,4383tG lbm/jam.ft

2

(2) Pada Tc = 306,5 F

= 0,138 cP = 0,3 lbm/ft2

jam

tt

GDRe

8178,101883,0

4261,140269375,1Re t


c = 0,54 Btu/lbm. F

k = 0,398 Btu/jam lbm ft. F

6407,13398,0

3,05,354,0

9375,1

398,0200

.

3/1

31

i

i

h

k

c

D

kjHh

694,922

9375,16407,13io

iio

h

OD

IDhh


Fluida dingin: sisi shell, air pendingin

(1’) G’ = 39,37012

8439329,177

2L

w

= 5579,4806 lbm/jam.ft

(2’) Pada tc = 108,5 °F

= 0,7 cp = 1,6934 lbm/jam.ft

Re = 4G’/

= 4 x 5579,4806 /0,7

= 13179,5899


(3’) ho =

3/1'

OD

GjH

=

3/1

602

5579,4806

=844,6417

FftBtu/jam6856,82694,926417,448

694,926417,448

hh

hhU 2

oio

oio

C

Rd = 0,003, hd = 003,0

1= 333,3333

UD = 333,33336856,82

333,33336856,82

hU

hU

dc

dc = 26,4126

A = 196,7674126,62

00319737523,1

ΔtU

Q

D

= 3797,7835 f t2


C.15 Cooler 1 (E-106)

Fungsi : Mendinginkan campuran dari Reaktor Hidrolisis (R-102)

menuju Separator II (FG-102).


Dipakai : 1 ¼ in OD Tube 10 BWG, panjang = 8 ft, 2 pass

Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir umpan masuk = 18777,46402 kg/jam = 41397,438 lbm/jam

Temperatur awal (T1) = 150oC = 302°F

Temperatur akhir (T2) = 100°C = 212°F

Fluida dingin

Laju alir air pendingin = 22526,2559 kg/jam = 49662,1528 lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 30 °C = 86 °F

Temperatur akhir (t2) = 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q) = -2353993,742 kJ/jam = 2231146,79961 Btu/jam



T1 = 302 F Temperatur yang

lebih tinggi t2 = 131 F t1 = 171 F


lebih rendah t1 = 86 F t2 = 126 F

T1 – T2 = 90 F Selisih t2 – t1 = 45 F t2 – t1 =-45 F

147,35659

171

126ln

45-

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F

245

90

tt

TTR

12

21

0.20886302

45

tT

ttS

11

12


Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,925

Maka t = FT LMTD = 0,925 147,35659= 136,30485 F

(2) Tc dan tc

2572

122302

2

TTT 21

c F

108,52

14086

2

ttt 21

c F

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi:

- Diameter luar tube (OD) = 11/4 in


- Pitch (PT) = 1 9/16 in Square pitch


a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy

organic dan fluida dingin air, diperoleh UD = 5-75, faktor pengotor (Rd) =

0,003.


F


2

o

o2D

ft251,82769

F147,35659Fftjam

Btu65

Btu/jam 9612231146,79

ΔtU

QA


Jumlah tube, 23498,69/ftft 0,3271ft8

ft251,82769

aL

AN

2

2

"t buah


ID shell 21 ¼ in.

c. Koreksi UD

2

2

"

t

ft 293,0816

/ftft32710, 112ft 8

aNLA


Fftjam

Btu85,55

F136,304ft 293,0816

Btu/jam 9612231146,79

ΔtA

QU

22D

Fluida dingin : air, tube


(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN

ta (Pers. (7.48), Kern)

2ft 0,24852144

0,639112ta

(4) Kecepatan massa

ta

wtG (Pers. (7.2), Kern)

2ftjam

mlb69756,998471

0,2485

449662,1528tG


Pada tc = 108,5 F

= 0,9 cP = 2,17719 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 ¼ in OD, 18 BWG, diperoleh

ID = 0,652 in = 0,05433 ft

μ

tGIDtRe (Pers. (7.3), Kern)

0,9

669756,9984710,05433tRe = 4987,3422

(6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 18

1

0,652 x 218,16459

OD

IDx

tφ

ih

tφ

ioh

= 113,79465

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

tφtφ

iohioh


hio = 113,79465 1 = 113,79465

Fluida panas : shell, bahan


TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)

Ds = Diameter dalam shell = 23,25 in




= 1 19/16 – 1 = 0,3125 in

2ft 0,32292,5625 1144

100,312525,32sa


s

sa

WG (Pers. (7.2), Kern)

2ftjam

mlb47128198,518

0,32292

41397,438sG


Pada Tc = 257 F

= 0,151 cP = 0,36554 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

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

De =0,73/12 = 0,06083 ft

μ


917,133420,36554

47128198,5180,06083sRe




sφsφ

ohoh

ho = 410,4358 1 = 410,4358


FftBtu/jam 09326,984358,10479465,131

4358,10479465,131

hh

hhU 2

oio

oio

C



0,0066885066,5509326,98

85066,5589,09326

UU

UUR

DC

DC

d


Pressure drop


(1) Untuk Ret = 4987,3422

f = 0,0001 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2) tφsID10105,22

nL2

tGf


psi0,02276

10,990,0543310105,22

2)8(2

56199847,6970,0001tΔP


2V

= 0,001

psi 0,80808

.0,10,99

(8).(4)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0,80808 psi + 0,02276 psi


= 0,83084 psi



(1 ) Untuk Res = 21334,91734

f = 0,0007 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 2,6

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

6,910

8121N

Ds = 23,25 in = 1,937 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2

sGf

2

1sΔP (Pers. (7.44), Kern)

psi 0,0258

10,980,0608310105,22

21,93752

47128198,5180,0007

2

1sΔP


C.16 Separator Tekanan Rendah II (FG-102)

Fungsi : Memisahkan uap dan cairan dari reaktor II (R-102)

Bentuk : Silinder vertical dengan alas dan tutup ellipsoidal



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 100°C

Tekanan = 2,5 bar

Tabel LC.6 Komposisi Umpan Masuk pada Separator Tekanan Rendah (V-103)

Komponen Laju alir

(kg/jam) % mol % berat

Densitas

(kg/m3)

Densitas

cairan

BM

average


(kg/m3)

EG 10012,63612 0,4105 0,5332 247,7861 101,7111 25,4744

DEG 155,4511224 0,0037 0,0083 301,2468 1,1241 0,3956

H2O 1057,333469 0,1495 0,0563 854,2316 - 2,6904

EC 14,42118964 0,0004 0,0008 708,9906 0,2954 0,0367

CO2 7503,146334 0,4339 0,3996 575,7819 - 19,0921

EO 34,47577855 0,0020 0,0018 625,6153 - 0,0877

Total 18777,4640 47,7769

Laju alir udara, Fgas = 8609,3768 kg/jam = 18980,5260 lbm/jam

Laju alir cairan, Fcairan = 10168,0872 kg/jam = 22416,9123 lbm/jam

Laju alir udara, Ngas = 230,2132 kmol/jam

Laju alir cairan, Ncairan = 162,7837 kmol/jam

ρgas = K) K)(373,15 atm/kmolm (0,082

kg/kmol) (47,7769 atm) (2,4673

RT

BM P3

av

= 3,8525 kg/m3 = 0,2404 lbm/m

3

ρcairan = 103,1307 kg /m3 = 6,4383 lbm/ft

3

Volume udara, Vgas = 3

av

,8525kg/m3

kmol/jam) 30,2132kg/kmol)(2 7769,47(

ρ

NBM

= 2854,9865 m3/jam = 28,0064 ft

3/detik

Volume cairan, Vcairan = 3kg/m 03,13071

kg/jam10168,0872

ρ

F

= 98,5942 m3/jam =0,9672 ft

3/detik

Kecepatan linear yang diinjinkan :

114,0udara

u (Walas,1988)

= 10,2404

6,438314,0 0,7108 ft/detik

Diameter tangki :


D = )7108,0)(4/(

28,0064

)4/( u

Vgas7,0848 ft = 2,1594 m (Walas,1988)

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

Waktu tinggal = 10 menit = 600 s


3

2 )0848,7)(4/(

600/ 0,9672

)4/( ft

ssft

D

V= 14,7277 ft


= 14,7277 + 5,5

= 20,2277 ft

2,85510848,7

20,2277

D

L

Karena L/D >3 maka spesifikasi tangki horizontal tidak dapat diterima

sehingga dilakukan trial terhadap diameter (Walas, 1988)

Trial D = 8 ft = 2,4384 m


3

2 )8)(4/(

600/ 0,9672

)4/( ft

ssft

D

V= 11,5505 ft = 3,52 m


= 11,5505 + 5,5

= 17,05 ft = 5,197 m

1313,28

17,05

D

L

Karena L/D <3 maka tangki horizontal dengan L = 17,05 ft dan D = 8 ft dapat

diterima (Walas, 1988).

Perhitungan tebal shell tangki :


= 103,1307 kg/m3 x 9,8 m/det

2 x 3,52m = 3,5582 kPa

P0 = Tekanan operasi = 250 kPa

P = 250 kPa + 14.0598 kPa = 253,5582 kPa


Pdesign = (1,2) (253,5582) = 304,2699 kPa



Allowable stress (S) = 107546,4 Kpa (Brownell dan Young,1959)

Tebal shell tangki:

in 1701,0

kPa) 991,2(304,26kPa)(0,8) 2(107546,4

m) (2,4384 kPa) (304,2699

1,2P2SE

PDt


Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1701 in + 1/8 in = 0,2951 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in (Brownell dan Young,1959)

Tutup tangki


Ratio axis = Lh : D = 1: 4

Lh = 16,24

1LhD

D = 0,54 m

L (panjang tangki) = Ls + Lh

Ls (panjang shell) = 14,7277 m – 2(0,6096 m) = 15,8314 m


tutup 1,5 in.


Fungsi : memompa campuran dari Separator II (FG-102) menuju

alur gas buang





Laju alir volum gas Q = kPa 101



= 2132,3193 m3 /jam


33000



Sehingga,

33000

2132,31930,8144P = 7,4437 hp

Maka dipilih blower dengan tenaga 8 hp.

C.18 Evaporator (FE-101)

Fungsi : Menghilangkan air dari campuran bottom Separator II (FG-102)

sebelum dimasukkan ke kolom destilasi T-101

Jenis : Long tube vertical evaporator

Fluida panas




Fluida dingin







T1 = 500 F Temperatur yang lebih t2 =248 F t1 = 252 F


tinggi

T2 = 500 F Temperatur yang lebih

rendah t1 =212 F t2 = 288 F

T1 – T2 = 0 F Selisih t2 – t1 = 36 F t2 – t1 = 36 F

269,6

252

288ln

36

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F

036

0

1t

2t

2T

1T

R

0,125212500

36

tT

ttS

11

12


(2) Tc dan tc

5002

500500

2

2T

1T

cT F

2302

248212

2

ttt 21

c F

Dalam perancangan ini digunakan reboiler dengan spesifikasi:

- Diameter luar tube (OD) = 1 ¼ in




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

fluida dingin heavy organics, diperoleh UD =6-60, dan faktor pengotor (Rd) =

0,003


F


2

o

o2D

ft 2838,65

F269,6Fftjam

Btu25

Btu/jam 4400239,204

ΔtU

QA



Jumlah tube, 14,3391/ftft32710,ft21

ft2838,65

aL

AN

2

2

"tbuah

b Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 18 tube dengan

ID shell 10 in.

c Koreksi UD

2

2

"

t

ft65,70

/ftft0,327118ft 12

aNLA

F2ftjam

Btu915,19

F269,6ft 70,65

Btu/jam 4400239,204

ΔtA

QD

U2 x



(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0,05232144

0,83624ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb10163,1726

0,0523

240,8679tG


Pada Tc = 500 F

= 0,018 cP = 0,0435 lbm/ft2

jam (Gbr. 14, Kern)


ID = 0,902 in = 0,0752 ft

μ

tGID



17543,98580,0435

1726,016310752,0tRe






TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)



PT = Tube pitch = 1 9/16 in


=1 9/16 – 1 = 0,31 in

2ft 0,06941.5625144

50,3112sa


sa


2ftjam

mlb8357605,868

0,0694

24833,7409sG


Pada tc = 230 F

= 1,172 cP = 2.8340 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern,untuk 1 ¼ in dan 1 9/16 tri. pitch, diperoleh de = 0,72 in.

De =0,72/12 = 0,06 ft

μ


024,57172,834

8357605,868 x 0,06sRe




sφsφ

ohoh

ho = 395,3874 1 = 395,3874


F2ftBtu/jam 1787,56 395,387478

395,387478

ohio

h

ohio

h

CU



0,034919,915 54,1785

915,91 54,1785

UU

UUR

DC

DC

d (Pers. (6.13),

Kern)

Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi Evaporator dapat diterima.

Pressure drop


(1) Untuk Ret = 17543,9858

f = 0,0002 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2)

tφsID10105,22

nL2

tGf


psi 0,00002

10,760,075210105,22

2)12(2

17543,98580,0002tΔP



2V

= 0,0005

psi 0,00526

.0,00050,76

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0,00002 psi + 0,00526psi

= 0,00528psi



(1 ) Untuk Res = 7571,024

f = 0,0015 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,96

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

8,285

12121N

Ds = 10/12 = 0,838 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2


psi 1,5312

10,960,0610105,22

28,80,83332

8357605,8680,0015sΔP



Fungsi : Memompa campuran dari Evaporator (FE-101) menuju

alur gas buang




Kondisi operasi : 120ºC dan 101 kPa




= 1804,6601 m3 /jam


33000



Sehingga,

33000

1804,66010,8144P = 6,2999 hp

Maka dipilih blower dengan tenaga 7 hp

C.20 Pompa 3 (P-103)

Fungsi : Memompa campuran dari Evaporator (FE-101) menuju kolom

destilasi (T-101).


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1,01 bar

T = 120 0C



3

Viskositas ( ) = 2,1024 cP = 1,4128.10-4

lbm/ft.s


lbm/s 6,2358 = 3,7294 ft

3/s

= 1673,8839 gal/mnt




De = 3,9 Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


De = 3,0 Q0,36

0,18

(Walas, 1988)




Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45

( )0,13

= 3,9 (3,7294 ft3/s )

0,45 (1,6720 lbm/ft

3)

0,13

= 7,5392 in








3

ft 0,3474

/sft 3,7294 = 10,7353 ft/s


= lbm/ft.s 1,4128.10

)ft 0,6651)(ft/s 7353,01)(lbm/ft 1,6720(4

3

-

=8,4499.104 (Turbulen)


(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 8,4499.104 dan /D =

m0901,0

m10.6,4 5

= 0,0002


Friction loss :



v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

7353,0101

2

= 0,8955 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

7353,01 2

= 2,6865 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

7353,01 2

= 3,582 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.0,6651

10,7353.402

= 2,1543 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

7353,0101

2

= 1,791 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2088,5547 lbf/ft²

P = 0 ft.lbf/lbm

Z = 25 ft

Maka :


ft/s174,320

2

2




Ws = - x Wp

-36,1093 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm ,145784lbm/s360045359,0

10182,5084x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,5459 hp


C.21 Heater 5 (E-106)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran sebelum menuju kolom destilasi

(T-101)



Jumlah : 1 unit

Fluida panas




Fluida dingin



Temperatur akhir (t2) = 197°C = 368,5°F




T1 = 500 F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 368,5 F t1 = 113.4 F



T1 – T2 = 0 F Selisih t2 – t1 = 174.6 F t2 – t1 =

174.6 F

187,331

113,4

288ln

174,6

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F

0 174,6

0

tt

TTR

12

21

0,606174,6500

174,6

tT

ttS

11

12


(7) Tc dan tc

5002

500500

2

2T

1T

cT F

299,32

8,368212

2

ttt 21

c F






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


0,003


F


2

o

o2D

ft6173,652

F187,331Fftjam

Btu50

Btu/jam 922487920,42

ΔtU

QA




ft 265,6173

aL

AN

2

2

"tbuah

n. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 86 tube dengan

ID shell 13,25 in.

o. Koreksi UD

Fftjam

Btu49,1561

F187,331x ft 270,1776

Btu/jam 922487920,42

ΔtA

QU

22D



(Tabel 10, Kern)

n144

aNa

'

ttt (Pers. (7.48), Kern)

2ft 0,19082144

0,63986ta

(10) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb18251,6778

0,1908

3482,6483tG


Pada Tc = 500 F

= 0,018 cP = 0,0435 lbm/ft2

jam (Gbr. 14, Kern)


ID = 0,902 in = 0,0752 ft

μ

tGID


2

2

"

t

ft 270,1776

/ftft0,261886ft 21

aNLA


616,150630,0435

18251,67780752,0tRe


hio =156 btu/hr. ft2.oF



TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)





= 1,25 – 1 = 0,25 in

2ft0,10591,25144

50,2515,25sa


sa


2ftjam

mlb211974,664

0,1059

22448,7057sG


Pada tc = 299,3 F

= 1,244 cP = 3,01 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


De =0,72/12 = 0,06 ft

μ


7988,22343,01

211974,6640,06sRe




sφsφ

ohoh

ho = 117.8927 1 = 117,8927


F2ftBtu/jam 164,76117,8927156

117,8927156

ohio

h

ohio

h

cU



0055,049,1561164,76

49,1561164,76

DU

CU

DU

CU

dR



Pressure drop


(1) Untuk Ret = 31506,616

f = 0,00025 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2)

tφsID10105,22

nL2

tGf


psi0.00007

10,760,075210105,22

2)12(2

3106,6160,00025tΔP

(3) dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh 2g'

2V

= 0,0005


psi 0,00526

.0,00050,79

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0,00526 psi + 0,00007 psi

= 0,00533 psi



(1 ) Untuk Res = 4223,7988

f = 0,002 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,8

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

8,285

12121N

Ds = 12/12 = 1 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2


psi 1,3127

10,80,0610105,22

28,812

4223,79880,002sΔP


C.22 Kolom Distilasi 1 (T-101)

Fungsi : memisahkan campuran etilen glikol dan dietilen glikol

Jenis : sieve – tray


Bahan konstruksi : carbon steel SA-240 grade A

Jumlah : 1 unit


Data:

Dari perhitungan neraca massa dan neraca panas diperoleh:

XLW = 0,2482 XLF = 0,991

XHW = 0,6263 D = 161,2982 kmol/jam

XHD = 0,0072 W = 1,30211 kmol/jam

XLD = 0,9928 LD = 6,5029

XHF = 0,009 LW = 3,1968

5595,43,19685029,6., LWLDavL (Geankoplis,1997)

)log(

)]/)(/log[(

,avL

LWHWHDLD

m

WXWXDXDXN

(Geankoplis,1997)

)5595,4log(

)]6263,0/2482,0)(0059,0/9941,0log[

= 3,9913

Dari Fig 11.7-3, Geankoplis, hal:688 diperoleh N

N m = 0,55 maka:

N = 65,0

9913,3

55,0

mN= 7,257

Efisiensi kolom destilasi dapat dinyatakan dengan persamaan

0,3562

1058,0

1,2500

1,245,0664

)2001,(1

o

o

o

E

EXP

MalonedanDohertyEXPa

aE

Keterangan:

E0 = efisiensi kolom destilasi

= volatilitas key komponen umpan

a = 0,28

µ0 = 1,25 cP

µ = viskositas campuran liquid

pada umpan (cP)


Maka jumlah piring yang sebenarnya = 7,257/0,3562 = 20,3743 piring

21 piring

Penentuan lokasi umpan masuk

2

log206,0logHD

LW

LF

HF

s

e

X

X

D

W

X

X

N

N (Geankoplis,1997)

2

0059,0

2482,0

2982,161

30211,1

99,0

009,0log206,0log

s

e

N

N

0,6577s

e

N

N

Ne = 0,6577 Ns

N = Ne + Ns

21 = 0,6577 Ns + Ns

Ns = 12,6681 13

Ne = 21 – 13 = 8

Jadi, umpan masuk pada piring ke – 8 dari atas.

Rancangan kolom

Direncanakan :

Tray spacing (t) = 0,5 m

Hole diameter (do) = 4,5 mm (Treybal, 1984)

Space between hole center (p’) = 12 mm (Treybal, 1984)

Weir height (hw) = 5 cm

Pitch = triangular ¾ in

Data :

Suhu dan tekanan pada kolom distilasi T-101 adalah 468,15 K dan 1,09 atm

Tabel LC.7 Komposisi bahan pada alur Vd destilasi 1 (T-101)

Komponen Alur

Vd(kmol/jam) %mol Mr %mol x Mr


C2H6O2 233,0907 0,9928 62,06 61,5563

C4H10O3 1,68 0,0072 106 0,7585

Total 234,7706 1 BMavg 62,3149

Laju alir massa gas (G`) = 0,0652 kmol/s

v = K) K)(468,15 atm/kmolm (0,082

/kmol)(62,3149kg atm) (1,09

RT

BM P3

av = 1,7623 kg/m3

Laju alir volumetrik gas (Q) =15,273

15,4684,220652,0 xx = 2,5061 m

3/s

Tabel LC.8 Komposisi bahan pada alur Lb destilasi 1 (T-101)

Komponen Alur Lb(kg/jam) %massa L (kg/m3) %massa x L

C2H6O2 1119,9763 1,3942 20,9740 29,2413

C4H10O3 4825,2654 6,0066 28,5200 171,3078

C3H4O3 803,3291 1,0000 28,6600 28,6600

Total 200,5491

Laju alir massa cairan (L`) = 11,0487 kg/s

Laju alir volumetrik cairan (q) = 5491,200

0,0899 = 0.0004 m

3/s

Surface tension ( ) = 0,04 N/m (Lyman, 1982)

2

o

a

o

p'

d907,0

A

A

2

a

o

0,0120

0,0045907,0

A

A= 0,1275

2/12/1

V

L

8873,5

1819,435

6299,2

0086,0

ρ

ρ

Q'

q= 0,0047

α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,4) + 0,01173 = 0,0489

β = 0,0304t + 0,015 = 0,0304(0,40) + 0,015 = 0,0302

CF =

2,0

5,0

VL0,02

σβ

)ρ/(q/Q)(ρ

1αlog


=

2,0

0,02

0,040,0302

0,0019

1log 0,0489

= 0,1875

VF =

5,0

V

VL

Fρ

ρρC

=

5,0

1,7623

7623,15491,2000,1875

= 1,9918 m/s

Asumsi 80 % kecepatan flooding (Treybal, 1984)

An = 9918,18,0

2,5061 = 1,5727 m

2

Untuk W = 0,7 T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas downspout

sebesar 8,8%.

At = 1,7245088,01

1,5727m

2

Column Diameter (T) = [4(1,7245)/π]0,5

= 1,4822 m

Weir length (W) = 0,7(1,4822) = 1,0375 m

Downsput area (Ad) = 0,088(1,7245) = 0,1518 m2

Active area (Aa) = At – 2Ad =1,7245– 2(0,1518) = 1,421 m2

Weir crest (h1)

Misalkan h1 = 0,035 m

h1/T = 0,035/1,4822 = 0,0236

2

1

5,0222

eff

W

T

T

h21

W

T

W

T

W

W

25,022

2

eff 4286,10111,0214286,14286,1W

W

0,9262W

Weff


3/2

eff

3/2

1W

W

W

q666,0h

3/2

3/2

1 0,92621,0375

0,0004666,0h

m 0,0033h1

perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = m 0,0033 hingga nilai h1

konstan pada nilai m 0,0035

Perhitungan Pressure Drop

Dry pressure drop

Ao = 0,1275 x 1,421 = 0,1812 m2

uo = 13,82751812,0

2,5061

A

Q

o

L

v

2

o

2

o

dρ

ρ

C

u0,51h

435,1819

1,7623

0,66

13,827551h

2

2

d

m 0,1967 mm 196,7066h d

Hydraulic head

421,1

5061,2

A

QV

a

a = 1,7637 m/s

2

0375,14822,1

2

W Tz = 1,2598 m

z

q225,1ρVh 238,0h 725,00061,0h

5,0

VawwL

1,2598

0,0004225,123)7637)(1,76(0,013)(1, 238,0(0,013) 725,00061,0h 5,0

L

m 0,0087h L

Residual pressure drop


gdρ

g σ 6h

oL

c

R

,8)(0,0045)(9 200,5491

(1) (0,04) 6h R = 0,0271 m

Total gas pressure drop

hG = hd + hL + hR

hG = 0,1967+ 0,0087 + 0,0271

hG = 0,2326 m

Pressure loss at liquid entrance

Ada = 0,025 W = 0,025(1,0375)

= 0,0259 m2

2

da

2A

q

g2

3h

2

20,0259

0,0004

g2

3h = 3,64011E-05 m

Backup in downspout

h3 = hG + h2

h3 = 0,2326 + 3,64011E-05

h3 = 0,2326 m

Karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat

diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi

flooding.

Check on flooding

hw + h1 + h3 = 0,013 +0,0035+0,2326

hw + h1 + h3 = 0,2491 m

t/2 = 0,5/2 = 0,25 m

Spesifikasi kolom destilasi

Tinggi kolom = 21 x 0,5 m = 10,5 m


Tinggi tutup = 4822,14

1 = 0,3705 m

Tinggi total = 10,5 + 2(0,3705) = 11,2411 m

Tekanan operasi = 1,09 atm = 101 kPa


Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959)

Allowable stress = 14.600 psia = 100662,6200 kPa (Brownell,1959)

Tekanan uap pada bagian dalam kolom destilasi:

Basis perhitungan = 1 jam operasi

Laju volumetrik gas = 2,5061 m3/s

Densitas gas (ρv) = 1,7623 kg/m3

Massa gas pada kolom destilasi = smkg 3600/7623,1/sm5061,2 33

= 15899,2544 kg

kPa 6507,091N/m7179,096501

m1,421

m/s9,8kg15899,2544

2

2

2

A

gm

A

FP

Maka Pdesign = (1 + 0,05) x (101 kPa + 109,6507 kPa) = 221,1833 kPa

Tebal shell tangki:

1,2P-2SE

PDt

33)1,2(221,18-200)(0,8)2(100662.6

)(1,4822) (221,1833t = 0,002 m = 0,0803 in


Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0803 in +0,125 in = 0,2053in

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

C.23 Kondensor (E-107)

Fungsi : Mengubah fasa uap campuran etilen glikol menjadi fasa cair




Jumlah : 1 unit

Fluida panas


Temperatur awal (T1) = 197oC = 386,6°F


Fluida dingin







T1 = 386,6 F Temperatur yang

lebih tinggi t2 = 131 F t1 = 255,6 F



T1 – T2 =174,6 F Selisih t2 – t1 =

45 F

t2 – t1 =

129,6 F

22,183

255,6

126ln

129,6

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F

3,945

174,6

tt

TTR

12

21

0,1497866,386

45

tT

ttS

11

12



Maka t = FT LMTD = 0,98 183,22 = 179,559 F

(4) Tc dan tc

3,2992

2126,386

2

TTT 21

c F

108,52

13186

2

ttt 21

c F






d. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy


0,003.


F


2

o

o2D

ft7298,555

F559,791Fftjam

Btu27

Btu/jam 282694234,10

ΔtU

QA


Jumlah tube, 3408,265/ftft 0,2618ft 8

ft7298,555

aL

AN

2

2

"t buah

e. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 282 tube dengan

ID shell 25 in.

f. Koreksi UD

2

2

"

t

ft 6208,905

/ftft0,2618282ft 8

aNLA


Fftjam

Btu405,52

F559,179ft 590,6208

Btu/jam 282694234,10

ΔtA

QU

22D



(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0,62572144

0,639282ta

(5) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb6019,095381

0,6257

282694234,10tG


Pada tc = 108,5 F

= 0,65 cP = 1,5724 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


ID = 0,757 in = 0,0631 ft

μ


1,5724

6019,0953810,0631tRe = 4394,5524

126,81640,0631

8

D

L

(Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 7


tφtφ

iohioh

hio = 49,8120 1 = 49,8120


Fluida panas : shell, (bahan yaitu Etilen glikol)


TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)





= 1¼ – 1 = ¼ in

2ft 0,174,25 1144

50,2552sa


s

sa


2ftjam

mlb6227,282691

0,174

22269,0317sG


Pada Tc = 299,3 F

= 1,1 cP =2,661 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri pitch, diperoleh de = 0,72 in.

De =0,72/12 = 0,06 ft

μ


2016,89220,174

6227,1282690,06sRe

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH =25


sφsφ

ohoh

ho = 69,948 1 = 69,948



FftBtu/jam094,92948,9649,8120

948,9649,8120

hh

hhU 2

oio

oio

C



0,00499405,25094,92

405,5229,094

UU

UUR

DC

DC

d


Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi condensor dapat diterima.

Pressure drop


(1) Untuk Ret = 4394,5524

f = 0,00042 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,98 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(3) tφsID10105,22

nL2

tGf


psi 0,02499

10,980,063110105,22

2)8(2

9109538,6010,00042tΔP


2V

= 0,001

psi 0,0082

.0,0010,98

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr


= 0,0082 psi + 0,02499 psi

= 0,03315 psi


Fluida panas : shell (bahan yaitu Etilen glikol)

(1 ) Untuk Res = 2892,2016

f = 0,0012 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,58

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

2,195

8121N

Ds = 25 in = 2,0833 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2

sGf

2


psi0,2174

10,580,0610105,22

19,22,08332

7128269,6220,0012

2

1sΔP


C.24 Drum Penampung (D-101)

Fungsi : Menampung distilat dari kolom destilasi (T-101)

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal



Jumlah : 1 unit

Tabel LC.4 Komposisi bahan pada akumulator (V-102)

Laju massa

(kg/jam)

% berat densitas

(kg/m^3)


C2H6O2 10000 0,99 247,7861

C4H10O3 101 0,01 301,2468

10101,0101 1 248,3207

Kondisi operasi :

Temperatur = 100°C

Tekanan = 1,01 bar

Laju alir massa = 10101,0101kg/jam

Kebutuhan perancangan = 1 jam


Densitas campuran = 248,3207 kg/m3

Perhitungan:

a. Volume tangki

Volume larutan, Vl =3kg/m 248,3207

jam0,5 x kg/jam 10101,0101= 20,3386 m

3

Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 20,3386 m3 = 24,4064 m

3

Fraksi volum = t

l

V

V =

24,4064

20,3386 = 0,8333

Dari tabel 10.64 pada buku Perry, Chemical Engineering Handbook

diperoleh

Untuk fraksi volum 0,8333 maka H/D = 0,6667

Volume tangki, Vt = cossin30,57

2LR

Dimana cos α = 1-2H/D

cos α = 1-2(0,6667)

cos α = -0,3333

α = 1,9106 derajat

Asumsi panjang tangki (Lt) = 10 m

Maka, volume tangki, Vt = cossin30,57

2LR


24,4064 m3 = 9106,1cos9106,1sin

30,57

9106,110 2R

R (radius) = 2,4189 m

D (diameter) = 4,8377 m

H (tinggi cairan) = 3,2252 m

b. Tebal shell tangki


= 248,3207 kg/m3 x 9,8 m/det

2 x 3,2252 m = 7849 Pa

= 7,849 kPa

P0 = Tekanan operasi = 1,01 bar = 101 kPa

P = 7,849 kPa + 101 kPa = 108,849 kPa


Pdesign = (1,2) (108,849) = 130,618 kPa


Allowable stress (S) = 14.600 psia = 12650 kPa

(Brownell dan Young,1959)

Tebal shell tangki:

in 1,072m 0,027

kPa) 81,2(130,61)(0,8)2(14600kPa

m) (4,8377 (130,618)

1,2P2SE

PDt



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

c. Tutup tangki


Ratio axis = L:D = 1: 4

Lh = 8377,44

1HhD

D = 1,2094 m


Lt (panjang tangki) = Ls + Lh

Ls (panjang shell) = 12 m – 2(1,2904 m) = 9,5811 m


tutup 1 3/8 in.

C.25 Pompa Refluk Destilat (P-104)

Fungsi : Memompa campuran refluk destilat dari drum penampung (D-101)

ke Destilasi (T-101).


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1,01 bar

T = 100 0C



3

Viskositas ( ) = 0,2689 cP = 1,8070.10-4

lbm/ft.s


lbm/s 0,0445 = 0,0474 ft

3/s

= 21,293 gal/mnt



De = 3,9 Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


De = 3,0 Q0,36

0,18

(Walas, 1988)




Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45

( )0,13


= 3,9 (0,0474 ft3/s )

0,45 (0,9385 lbm/ft

3)

0,13

= 0,9812 in




Diameter Dalam (ID) : 1,049 in = 0,0874 ft = 00266 m




3

ft 0,006

/sft 0,0474 = 7,9066 ft/s


= lbm/ft.s 1,8070.10

)ft 0,0874)(ft/s 9066,7)(lbm/ft 0,9385(4-

3

= 3,589.103 (Laminar)


(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 2,8533.104 dan /D =

m0266,0

m10.6,4 5

= 0,0017


Friction loss :


v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

7,906601

2

= 0,9715 ft.lbf/lbm



v

.2

2

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

9066,7 2

= 1,4572 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

9066,7 2

= 1,943 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.0,0874

7,9066.802

= 17,7816 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

7,906601

2

= 1,943 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 110 kPa = 2297,4102 lbf/ft²

P = 0 ft.lbf/lbm

Z = 50 ft

Maka :


ft/s174,320

2

2



Ws = - x Wp

-64,0963 = -0,75 x Wp




= ft.lbf/lbm 4618,58lbm/s360045359,0

72,7041x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0069

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/20 hp

C.26 Pompa Destilat (P-104)

Fungsi : Memompa destilat dari Drum penampung (D-101) ke Cooler 2

(E-107)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1,01 bar

T = 100 0C



3

Viskositas ( ) = 0,2689 cP = 1,8070.10-4

lbm/ft.s


lbm/s 6,1858 = 6,591 ft

3/s

= 2958,237 gal/mnt



De = 3,9 Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


De = 3,0 Q0,36

0,18

(Walas, 1988)





Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45

( )0,13

= 3,9 (6,591 ft3/s )

0,45 (0,9385 lbm/ft

3)

0,13

= 9,0367 in








3

ft 0,4986

/sft 6,591 = 13,2183 ft/s


= lbm/ft.s 1,8070.10

)ft 0,797)(ft/s 2183,31)(lbm/ft 0,9385(4-

3

= 5,4717.104 (Turbulen)


(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 5,4717.104 dan /D =

m2429,0

m10.6,4 5

= 0,0002


Friction loss :


v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

2183,1301

2

= 1,3576 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

13,21832

= 4,0729 ft.lbf/lbm



v

.2

2

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

13,21832

= 5,4305 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.0,797

13,2183.802

= 5,451 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

13,218301

2

= 5,4305 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2088,5547 lbf/ft²

P = 0 ft.lbf/lbm

Z = 40 ft

Maka :


ft/s174,320

2

2



Ws = - x Wp

-61,7427 = -0,75 x Wp




= ft.lbf/lbm 3236,28lbm/s360045359,0

10101,0101x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,9259


C.27 Cooler 2 (E-108)

Fungsi : Mendinginkan campuran etilen glikol menjadi fasa cair


Dipakai : ¾ in OD Tube 10 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah : 1 unit

Fluida panas



Temperatur akhir (T2) = 31°C = 87,8°F

Fluida dingin










lebih rendah t1 = 86 F t2 = 1,8 F

T1 – T2 = 124,2 F Selisih t2 – t1 =

45 F

t2 – t1 =

79,2 F


8,20

81

1,8ln

79,2

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F

76,245

124,2

tt

TTR

12

21

0,35786212

45

tT

ttS

11

12


Maka t = FT LMTD = 0,98 20,8= 19,77 F

(2) Tc dan tc

9,1492

18,86212

2

TTT 21

c F

108,52

13186

2

ttt 21

c F


- Diameter luar tube (OD) = ¾ in


- Pitch (PT) = 15/16 in triangular pitch


g. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy


0,003.


F


2

o

o2D

ft 87288,1474

F77,19Fftjam

Btu70

Btu/jam 2082040596,06

ΔtU

QA




ft8788,1474

aL

AN

2

2

"tbuah

h. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 640 tube dengan

ID shell 29 in.

i. Koreksi UD

2

2

"

t

ft 584,1507

/ftft0,1963 640ft 21

aNLA

Fftjam

Btu48116,68

F 77,19ft 1507,584

Btu/jam 2082040596,06

ΔtA

QU

22D



(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0,202224144

0,182640ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb17649,246082

0,20222

845420,7654tG


Pada tc = 108,5 F

= 0,75 cP = 1,814 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk ¾ in OD, 10 BWG, diperoleh

ID = 0,482 in = 0,04 ft

μ


1,814

17649,2460820,04tRe = 4972,51692


298,750,04

12

D

L



tφtφ

iohioh

hio = 79,322 1 = 79,322



TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)



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


= 1 ¼ – 15/16 = 0,1875 in

2ft 0,201390,9375144

51875,029sa


s

sa


2ftjam

mlb26099,105771

0,20139

322269,0317sG


Pada Tc = 149,9 F

= 1,12 cP 2,70939 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk ¾ in dan 15/16 triangular pitch, diperoleh de =

0,55 in.

De =0,55/12 = 0,046 ft


μ


5763,18702,70939

26099,1057710,046sRe



sφsφ

ohoh

ho = 15736,296 1 = 15736,296


FftBtu/jam56488,8715736,29679,32212

15736,29679,32212

hh

hhU 2

oio

oio

C



0,0031868,4811656488,87

48116,8656488,87

UU

UUR

DC

DC

d


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

Pressure drop


(1) Untuk Ret = 4972,51692

f = 0,00036 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(4) tφsID10105,22

nL2

tGf


psi 41997,0

10,990170,04610105,22

4)12(2

6495224608,170,00036tΔP



2V

= 0,001

psi 0,01616

.0,0010,99

(4).(4)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0,41997 psi + 0,01616 psi

= 0,43614 psi



(1 ) Untuk Res = 1870,5763

f = 0,0015 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,66

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

8,284

8121N

Ds = 29 in = 2,41667 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2

sGf

2


psi 80842,0

10,660,0610105,22

28,82,416672

99110577,2600,0015

2

1sΔP


C.28 Tangki Penyimpanan Etilen Glikol (TT-104)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Glikol




Jumlah : 10 unit


Kondisi Operasi :



A. Volume Tangki

Kebutuhan larutan Etilen Glikol per jam = 10101,0101 kg/jam


= 1.696.969,6970 kg


Total massa bahan dalam tangki = kg97169.969,9610

kg 69701.696.969,



kg 97169.969,96 =152185,3104 liter

= 152,1853 m3



= 1,2 x 152185,3104

= 182622,3725 liter

= 182,6224 m3



1 Dt

2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2)

Vs = 8

3 Dt

3


1, sehingga :




= /4 D2(

1/6 D)

= /24 D3


Vt = (3 /8 D3) + ( /24 D

3)

Vt = 10 /24 D3

dm 51,028 10

5182622,372 24

10


= 5,1028 m = 200,8973 in


3/2 5,1028 m = 7,6542 m


1/4 5,1028 m = 1,2757 m


B. Tekanan Desain



= 10 /24 (5,1028 m) 3

= 173,9261 m3




= 173,9261

8,9299 152,1853

= 7,81375 m


= 1115,068 9,8 7,8137

= 85442,1926 Pa = 0,8432 atm

Tekanan operasi = 1,01 bar = 0,9968 atm


P desain = (1 + 0,2) (0,8432 + 0,9968)

= 2,208 atm

= 32,4495 psia







)AC(0,6PSE







in 1,5011

10125,0 32,44956,080,016250

4486,001 32,4495d







- )AC(0,2P2SE







in1,5008

10125,032,44952,08,0162502

8973,002 32,4495dh



C.29 Pompa Reboiler (P-106)

Fungsi : Memompa campuran bottom destilasi ke reboiler


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1,41 bar

T = 1970C



3

Viskositas ( ) = 0,2246 cP = 1,5096.10-4

lbm/ft.s


lbm/s 4,1328 = 3,5896 ft

3/s

= 1611,1663 gal/mnt



De = 3,9 Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


De = 3,0 Q0,36

0,18

(Walas, 1988)




Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45

( )0,13

= 3,9 (3,5896 ft3/s )

0,45 (1,1513 lbm/ft

3)

0,13

= 7,0597 in





Diameter Dalam (ID) : 7,625 in = 0,6354 ft = 0,1937m

Diameter Luar (OD) : 8,625in = 0,7187 ft



3

ft 0,3171

/sft 3,5896 = 11,3199 ft/s


= lbm/ft.s 1,4128.10

)ft 0,6354)(ft/s 3199,11)(lbm/ft 1,1513(4

3

-

=5,4859.104 (Turbulen)


(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 5,4859.104 dan /D =

m1937,0

m10.6,4 5

= 0,0002


Friction loss :


v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

3199,1101

2

= 0,9957 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

3199,11 2

= 2,9871 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

3199,11 2

= 3,9827 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2


= 4(0,005)174,32.2.0,6354

11,3199.302

= 1,8804 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

3199,1101

2

= 1,9914 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2088,5547 lbf/ft²

P = 0 ft.lbf/lbm

Z = 30 ft

Maka :


ft/s174,320

2

2



Ws = - x Wp

-41,8373 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 783,55lbm/s360045359,0

6748,5708x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,4192 hp



C.30 Reboiler (E-109)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran bottom sebelum dimasukkan ke

kolom destilasi T-101



Fluida panas




Fluida dingin

Laju alir cairan masuk = 6748,5708 kg/jam = 14878,12965lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 197°C = 386,6°F

Temperatur akhir (t2) = 252°C = 485,6°F





tinggi t2 =386,6 F t1 = 14,4 F


rendah t1 = 485,6 F t2 = 113,4 F

T1 – T2 = 0 F Selisih t2 – t1 = 99 F t2 – t1 = 99 F

47,97225

14,4

113,4ln

99

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F

040,104

0

1t

2t

2T

1T

R


0,873025,485500

99

tT

ttS

11

12


(8) Tc dan tc

5002

500500

2

2T

1T

cT F

436,12

485,6386,6

2

2t

1t

ct F

Dalam perancangan ini digunakan reboiler dengan spesifikasi:



- Pitch (PT) = 1 9/16 in Triangular pitch


d Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, reboiler untuk fluida panas steam dan


0,001


F


2

o

o2D

ft 40868,942

F47,97225Fftjam

Btu59

Btu/jam 32833283,319

ΔtU

QA


Jumlah tube, 00476,57/ftft32710,ft21

ft40868,942

aL

AN

2

2

"t buah

e Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 95 tube dengan

ID shell 19 ¼ in.

f Koreksi UD


2

2

"

t

ft894,723

/ftft0,327195ft 12

aNLA

F2ftjam

Btu5819,46

F47,97225ft 372,894

Btu/jam 32833283,319

ΔtA

QD

U2 x


(6) Flow area tube, at = 1,04in2

(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0,343062144

041,95ta

(7) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb17571,4003

0,34306

1166,44917tG


Pada Tc = 500 F

= 0,0178 cP = 0,0435 lbm/ft2

jam (Gbr. 14, Kern)


ID = 1,15 in = 0,09583 ft

μ

tGID


27368,48370,0435

3400,1757109583,0tRe






TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)





= 1,25 – 1 = 0,25 in

2ft 0,133681,56144

50,2525,19sa


sa


2ftjam

mlb13868,112961

0,13368

514878,1296sG


Pada tc = 436,1 F

= 1,265 cP = 3,06228 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


De =1,48/12 = 0,123 ft

μ


4482,453633,06228

68111296,138 x 0,123sRe



sφsφ

ohoh

ho = 132,11737 1 = 132,11737


F2ftBtu/jam 26602,45 711737,32192

11737,32192

ohio

h

ohio

h

CU




0,0030446,5819 54,26602

5819,6454,266028

UU

UUR

DC

DC

d


Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi reboiler dapat diterima.

Pressure drop


(1) Untuk Ret = 7483,27368

f = 0,00025 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,0244 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2)

tφsID10105,22

nL2

tGf


psi0,00057

10,0240,0958310105,22

2)12(2

3400,175710,00018tΔP


2V

= 0,0005

psi 0,16363

.0,00050,024

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0,00057 psi + 0,16363 psi

= 0,16419 psi




(1 ) Untuk Res = 4482,45363

f = 0,0012 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,946

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

8,285

12121N

Ds = 19,25/12 = 1,60417 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2


psi0,11267

10,950,12310105,22

28,81,604172

68111296,1380,0012sΔP


C.31 Flash Drum (V-101)

Fungsi : Memisahkan fasa cair Etilen karbonat dan dietilen

glikol dari campuran fasa gas

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-240, Grade A


Jumlah : 1 unit

Tabel LC.6 Komposisi bahan masuk ke Flash Drum

Komponen F (kg/jam) N (kmol) Xi Mr Mravg

C2H6O2 12,6361 0,2179 0,1423 62,06 8,83

C4H10O3 59,2110 0,8001 0,5287 106 56,05

C3H4O3 9,0636 0,5035 0,3289 88 28,95

Total 80,911 93,83

Data perhitungan


Temperatur T = 250 C (523,15 K)

Tekanan operasi P = 1,41 atm (141,325 kPa)

Kebutuhan perancangan t = 0,75 jam

Perhitungan ukuran flash drum :

1. mcampuran = F × t = 60,683 kg

campuran = T R

Mr P avg (Perry, 1997)

= (K) 523,15 K) /kmolm (atm 0,082057

93,75 (atm) 1,413

= 3,079 kg/m3

Vcampuran = mcampuran / campuran

= 60,683 / 3,079

= 19,7066 m3

Faktor kelonggaran : 20 %

Volume tangki flash drum : V = 1,2 × Vcampuran

V = 1,2 × 19,7066 = 23,648 m³

2. Direncanakan

Tinggi shell tangki : diameter tangki ; Hs : D = 3 : 2

Tinggi tutup tangki : diameter tangki ; Hh : D = 1 : 4

Volume shell tangki (Vs)

Vs = ¼ π D2 Hs

Vs = 3D π8

3

Volume tutup tangki (Vh) elipsoidal

Vh = 3D24

(Brownell,1959)


Volume tangki (V)

V = Vs + 2 Vh

23,648 = 3D π24

11

Maka, diameter tangki D = 2,316 m

tinggi shell tangki Hs = DD

H s = 3,474 m

tinggi tutup tangki Hh = D D

Hh = 0,579 m

tinggi tangki Ht = Hs + 2 Hh = 6,632 m

3. Tebal shell tangki dan tutup tangki

Tekanan operasi :

Poperasi = 141,325 kPa

Faktor keamanan : 20 %

Pdesign = (1,2) (141,325 kPa)

= 169,590 kPa = 24,597 psia

Joint efficiency : E = 0,8 (Brownell, 1959)

Allowable stress : S = 14150 psia (Brownell, 1959)

Faktor korosi : C = 1/10 in (Timmerhause,2004)

Umur alat : n = 10 tahun

Tebal shell tangki :

in 1,0992

) ( 10psia) 1,2(24,579psia)(0,8) 2(14150

in/m) (39,37 m) (2,316 psia) (24,597

P 1,2E S 2

D Pt

101 in

Cn

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


Tebal tutup tangki :

in 1,0992

) ( 10psia) 1,2(24,579psia)(0,8) 2(14150

in/m) (39,37 m) (2,316 psia) (24,597

P 1,2E S 2

D Pt

101 in

Cn

Tebal tutup standar yang digunakan = 1 1/8 in (Brownell,1959)


Fungsi : mengalirkan cairan dietilen glikol dari flash drum (V-101)

menuju kondensor (E-110)




Laju alir (N32

) = 71,8471 kmol/jam



= 23,6791 m3 /jam


33000

Qefisiensi144P (Perry, 1997)


Sehingga,

33000

23,67910,8144P = 0,0827 hp

Maka dipilih blower dengan tenaga 1/10 hp

C.33 Kondensor Subcooler (E-110)

Fungsi : Mendinginkan uap campuran dietilen glikol


Dipakai : 1¼ in OD Tube 10 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah : 1 unit


Fluida panas



Temperatur akhir (T2) = 30°C = 86,18°F

Fluida dingin










lebih rendah t1 = 86 F t2 = 0.18 F

T1 – T2 = 395,82 F Selisih t2 – t1 =

45 F

t2 – t1 =

350,82 F

46,309

351

0,18ln

350,82

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F

8,79645

395,82

tt

TTR

12

21

0,1136486482

45

tT

ttS

11

12


Maka t = FT LMTD = 0,98 46,309= 43,99383 F


(2) Tc dan tc

284,092

,142205144,257

2

TTT 21

c F

108,52

14086

2

ttt 21

c F






j. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy


0,003.


F


2

o

o2D

ft 24897,04

F43,99383Fftjam

Btu12

Btu/jam 321248,4792

ΔtU

QA



ft 40,24897

aL

AN

2

2

"tbuah

k. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 18 tube dengan

ID shell 10 in.

l. Koreksi UD

2

2

"

t

ft 70,653

/ftft32710, 18ft 21

aNLA

Fftjam

Btu836,6

F 99383,43ft 70,653

Btu/jam 321248,4792

ΔtA

QU

22D




(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0,047312144

0,75718ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb53181,9969

0,04731

472,96091tG


Pada tc = 108,5 F

= 0,75 cP = 1,81 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


ID = 0,982 in = 0,082 ft

μ


1,81

53181,99690,082tRe = 450,88367

146,639510,082

12

D

L


(7) Pada tc = 108,5 °F

c = 0,99 Btu/lbm°F (Gbr 3, Kern)

k = 0,364 Btu/jam.ft°F (Tabel 5, Kern)

1,702483

1

364,0

81,199,031

k

c

(8) 3

1

k

c

D

kjH

s

ih (Pers. (6.15), Kern)


72759,571,702480,082

0,36410

sφ

ih

1

0,982 x 75,72759

OD

IDx

tφ

ih

tφ

ioh

= 59,49159


tφtφ

iohioh

hio = 59,49159 1 = 59,49159



TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)





= 1 1/4 – 1 = 5/16 in

2ft 0,069440,3125144

51,562510sa


s

sa


2ftjam

mlb2280,91206

0,06944

58,39667sG



Pada Tc = 284,09 F

= 0,507 cP = 1,226 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1¼ in dan 1 9/16 tri pitch, diperoleh de = 0,72 in.

De =1,23/12 = 0,1 ft

μ


190,602241,226

91206,28020,1sRe


(7 ) Pada Tc = 284,09 F

c = 0,8 Btu/lbm F (Gbr 3, Kern)

k = 0,0582 Btu/jam.ft.oF (Tabel 5, Kern)

2,562853

1

0,058

1,2260,831

k

c

(8 ) 3

1

k

c

eD

kjH

s

oh (Pers. (6.15), Kern)

14,5755256285,20,1

0,05801

sφ

oh


sφsφ

ohoh

ho = 14,57552 1 = 14,57552


FftBtu/jam 11,7072314,5755249159,95

14,5755249159,95

hh

hhU 2

oio

oio

C




0,060876,83611,2435

6,83611,70723

UU

UUR

DC

DC

d


Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi condensor dapat diterima.

Pressure drop


(1) Untuk Ret = 190,60224

f = 0,00036 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(5) tφsID10105,22

nL2

tGf


0,0002psi

10,990,08210105,22

2)12(2

9996,531810,00036tΔP


2V

= 0,001

psi 0,00808

.0,0010,99

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0,00808psi + 0,0002 psi

= 0,00828 psi



(1 ) Untuk Res = 190,60224


f = 0,0015 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,66

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

8,285

12121N

Ds = 10 in = 0,8333 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2

sGf

2


psi 0.00005

10,990,110105,22

28,80,832

190,602240,0015

2

1sΔP


C.34 Pompa Destilat DEG (P-107)

Fungsi : : Memompa campuran atas dari Kondensor subcooler ke tangki

penyimpan Dietilen Glikol.

Jenis : : Pompa sentrifugal

Jumlah : : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1,41 bar

T = 300C



3

Viskositas ( ) = 2,444 cP = 1,642.10-3

lbm/ft.s


lbm/s 0,044 = 0,0259 ft

3/s

= 11,633 gal/mnt




De = 3,9 Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


De = 3,0 Q0,36

0,18

(Walas, 1988)




Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45

( )0,13

= 3,9 (0,0259 ft3/s )

0,45 (1,6976lbm/ft

3)

0,13

= 0,8074 in


Ukuran nominal : 3/4 in



Diameter Luar (OD) : 1,05 in = 0,0875ft



3

ft 0,0037

/sft 0,0259 = 6,9861 ft/s


= lbm/ft.s 1,642.10

)ft 0,0687)(ft/s 9861,6)(lbm/ft 6976,1(3-

3

= 4,957.102 (Turbulen)


(Geankoplis,1997)


Pada NRe = 4,957.102 dan /D =

m0209,0

m10.6,4 5

= 0,0022


Friction loss :


v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

9861,601

2

= 0,3792 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

9861,6 2

= 1,1377 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

9861,6 2

= 1,5169 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,03)174,32.2.0,797

6,9861.252

= 3,3137 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

9861,601

2

= 0,7585 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 141 kPa = 2944,8622 lbf/ft²


P = 0 ft.lbf/lbm

Z = 50 ft

Maka :


ft/s174,320

2

2



Ws = - x Wp

-57,1061 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 1414,76lbm/s360045359,0

0,0259x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0061


C.35 Tangki Penyimpanan Dietilen Glikol (TT-105)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Dietilen Glikol



Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :



A. Volume Tangki


Kebutuhan larutan Dietilen Glikol per jam = 71,8471 kg/jam


= 17243,315 kg


Total massa bahan dalam tangki = kg 17243,3151

kg 17243,315



kg 17243,315 =12.016,9933 liter

= 13607,9882 m3



= 1,2 x 13607,9882

= 16329,5858 liter

= 16,3296 m3



1 Dt

2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2)

Vs = 8

3 Dt

3


1, sehingga :



= /4 D2(

1/6 D)

= /24 D3


Vt = (3 /8 D3) + ( /24 D

3)

Vt = 10 /24 D3

dm8183,22 10

16,3296 24

10



= 2,2818 m =89,8355 in


3/2 2,2818 m = 3,4227 m


1/6 2,2818 m = 0,5705 m


B. Tekanan Desain



= 10 /24 (2,2818 m) 3

= 15,552 m3




= 15,552

9932,3 13,608

= 3,494 m


= 1267,1465 9,8 3,494

= 43418,1786 Pa = 0,4285 atm



P desain = (1 + 0,2) (0,4285 + 1,3916)

= 2,1841 atm

= 32,0972 psia







)AC(0,6PSE







in1,1427

101,0 32,09726,080,016250

44,9177 32,0972d

Dipilih tebal silinder standar = 1 1/4 in






- )AC(0,2P2SE







in 1,1425

101,032,09722,08,0162502

89,8355 32,0972dh

Dipilih tebal head standar = 1 1/4 in

C.36 Pompa Bottom EC

Fungsi : Memompa campuran bawah dari Cooler 4 ke tangki penyimpan

Etilen Karbonat.



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1,41 bar

T = 2500C



3

Viskositas ( ) = 0,1796 cP = 1,2068.10-4

lbm/ft.s


lbm/s 0,0495 = 0,029 ft

3/s

= 13,0222 gal/mnt



De = 3,9 Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


De = 3,0 Q0,36

0,18

(Walas, 1988)




Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45

( )0,13

= 3,9 (0,029 ft3/s )

0,45 (1,7079 lbm/ft

3)

0,13

= 0,8501 in









3

ft 0,00499

/sft 0,029 = 5,8141 ft/s


= lbm/ft.s 1,206.10

)ft 0,0797)(ft/s 8141,5)(ft1,7079lbm/(4-

3

=6,5619.103 (Turbulen)


(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 6,5619.103 dan /D =

m0797,0

m10.6,4 5

= 0,0016


Friction loss :


v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

8141,501

2

= 0,2627 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

8141,5 2

= 0,788 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

8141,5 2

= 1,0507 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.0,797

5,8141.302

= 3,9524ft.lbf/lbm



v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

8141,501

2

= 0,5253 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 ≈ P2 = 140 kPa = 2923,9766 lbf/ft²

P = 0 ft.lbf/lbm

Z = 40 ft

Maka :


ft/s174,320

2

2



Ws = - x Wp

-46,579 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 73,9649/029,0lbm/ft ,70791 33 sftx xslbfft

hp

/.550

1

= 0,0056


C.37 Cooler 3 (E-111)

Fungsi : Mendinginkan uap campuran Etilen karbonat




Jumlah : 1 unit

Fluida panas




Fluida dingin











T1 – T2 = 270 F Selisih t2 – t1 =

45 F

t2 – t1 =

225 F

6,219

351

126ln

225

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F


645

270

tt

TTR

12

21

0,1186482

45

tT

ttS

11

12


Maka t = FT LMTD = 0,925 219,6 = 203,14 F

(2) Tc dan tc

3472

212482

2

TTT 21

c F

108,52

13186

2

ttt 21

c F




- Pitch (PT) = 1 in square pitch




0,003.


F


2

o

o2D

ft 57355,3

F147,203Fftjam

Btu5

Btu/jam 3829,6337

ΔtU

QA



ft 3,57355

aL

AN

2

2

"t buah


ID shell 10 in.

c. Koreksi UD


2

2

"

t

ft 16,26

/ftft32710, 10ft 8

aNLA

Fftjam

Btu5,68281

F 147,203ft 26,16

Btu/jam 3829,6337

ΔtA

QU

22D



(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0,003164144

0,18210ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb325569,8729

0,00316

80,7937tG


Pada tc = 108,5 F

= 0,9 cP = 2,17719 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


ID = 1,23 in = 0,1 ft

μ


2,17719

87293,255690,1tRe = 1203,80489

800,1

8

D

L



tφtφ

iohioh


hio = 50,575 1 = 50,575

Fluida panas : shell (bahan berupa etilen karbonat)


TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)



PT = Tube pitch = 1 in


= 1 1/4 – 1 = 0,25 in

2ft 0,08681 1144

50,2510sa


s

sa


2ftjam

mlb230,19058

0,0868

19,98182sG


Pada Tc = 347 F

= 1,11 cP = 2,685 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 ¼ in dan 1 square pitch, diperoleh de = 0,72 in.

De =0,73/12 = 0,06083 ft

μ


21498,52,685

230,190580,06083sRe

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 0,8


sφsφ

ohoh


ho = 8,06363 1 = 8,06363


FftBtu/jam 6,954788,0636350,575

8,0636350,575

hh

hhU 2

oio

oio

C



0,032185,682816,95478

5,682816,95478

UU

UUR

DC

DC

d



Pressure drop


(1) Untuk Ret = 1203,80489

f = 0,0001 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(6) tφsID10105,22

nL2

tGf


psi61656,1

10,990,075210105,22

4)8(2

325569,87290,0001tΔP


2V

= 0,001

psi 61616,1

.0,0010,99

(4).(4)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 1,61616 psi + 0,00039 psi


= 1,61656 psi


Fluida panas : shell (bahan berupa etilen karbonat)

(1 ) Untuk Res = 5,21498

f = 0,0007 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,714

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

2,194

12121N

Ds = 10 in = 0,8333 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2

sGf

2


psi 0,0000003

10,980,0610105,22

19,20,8332

230,190580,0007

2

1sΔP


C.38 Cooler 4 (E-112)

Fungsi : Mendinginkan uap campuran Etilen karbonat



Jumlah : 1 unit

Fluida panas


Temperatur awal (T1) = 100°C = 212°F


Fluida dingin












T1 – T2 = 117 F Selisih t2 – t1 =

45 F

t2 – t1 =

72 F

7,32

81

9ln

72

Δt

Δtln

ΔtΔtLMTD

1

2

12 F

2,645

117

tt

TTR

12

21

0,35786212

45

tT

ttS

11

12


Maka t = FT LMTD = 0,925 32,77 = 30,31 F

(4) Tc dan tc

5,1532

95212

2

TTT 21

c F

108,52

13186

2

ttt 21

c F





- Pitch (PT) = 1 in square pitch




0,003.


F


2

o

o2D

ft5777,7

F31097,03Fftjam

Btu6

Btu/jam 1378,12359

ΔtU

QA



ft5777,7

aL

AN

2

2

"tbuah


ID shell 10 in.

c. Koreksi UD

2

2

"

t

ft 16,26

/ftft32710, 10ft 8

aNLA

Fftjam

Btu5,73747

F 3,30ft 26,16

Btu/jam 1378,12359

ΔtA

QU

22D



(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0,003164144

0,18210ta

(8) Kecepatan massa

ta



2ftjam

mlb15406,7089

0,00316

30,67507tG


Pada tc = 108,5 F

= 0,9 cP = 2,17719 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


ID = 1,23 in = 0,1 ft

μ


2,17719

15406,70890,1tRe = 457,05051

800,1

8

D

L

Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 4

(10) Pada tc = 108,5 °F

c = 0,99 Btu/lbm°F (Gbr 3, Kern)

k = 0,364 Btu/jam.ft°F (Tabel 5, Kern)

1,8093

1

364,0

5724,199,031

k

c

(8) 3

1

k

c

D

kjH

s

ih (Pers. (6.15), Kern)

699,251,8090,1

0,3648

sφ

ih

1

1,23 x 25,699

OD

IDx

tφ

ih

tφ

ioh

= 25,288



tφtφ

iohioh

hio = 25,288 1 = 25,288

Fluida panas : shell, (bahan yaitu etilen karbonat)


TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)



PT = Tube pitch = 1 in


= 1 1/4 – 1 = 0,25 in

2ft 0,08681 1144

50,2510sa


s

sa


2ftjam

mlb230,19058

0,0868

19,98182sG


Pada Tc = 153,5 F

= 1,11 cP = 2,685 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 ¼ in dan 1 square pitch, diperoleh de = 0,72 in.

De =0,73/12 = 0,06083 ft

μ


21498,52,685

230,190580,06083sRe

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 0,8


(7 ) Pada Tc = 153,5 F

c = 0,5 Btu/lbm F (Gbr 3, Kern)

k = 0,0398 Btu/jam.ft.oF (Tabel 5, Kern)

1,543

1

0,0398

685,20,531

k

c

(8 ) 3

1

k

c

eD

kjH

s

oh (Pers. (6.15), Kern)

8,063631,540,06083

0,03988,0

sφ

oh


sφsφ

ohoh

ho = 8,06363 1 = 8,06363


Fftam6,114Btu/j8,0636325,288

8,0636325,288

hh

hhU 2

oio

oio

C



0,010735,737476,114

5,737476,114

UU

UUR

DC

DC

d



Pressure drop


(1) Untuk Ret = 457,05051

f = 0,0001 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6, Kern)


t = 1

(7) tφsID10105,22

nL2

tGf


psi0,00006

10,990,075210105,22

4)8(2

9708,154060,0001tΔP


2V

= 0,001

psi 61616,1

.0,0010,99

(4).(4)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 1,61616 psi + 0,00006 psi

= 1,61622 psi


Fluida panas : shell (bahan yaitu etilen karbonat)

(1 ) Untuk Res = 5.21498

f = 0,0012 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,98

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

2,194

12121N

Ds = 10 in = 0,8333 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2

sGf

2



psi 0,0000003

10,980,0610105,22

19,20,8332

230,190580,0007

2

1sΔP


C.39 Tangki Penyimpanan Etilen Karbonat

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Karbonat



Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :



A. Volume Tangki

Kebutuhan larutan Etilen Karbonat per jam = 9,0636 kg/jam


= 2175,253 kg


Total massa bahan dalam tangki = kg 253,17521

kg 2175,253



2175,253kg =1647,9189 liter

= 1,6479 m3



= 1,2 x 1647,9189

= 1977,5027 liter

= 1,9775 m3




1 Dt

2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2)

Vs = 8

3 Dt

3


1, sehingga :



= /4 D2(

1/6 D)

= /24 D3


Vt = (3 /8 D3) + ( /24 D

3)

Vt = 10 /24 D3

dm 11,2892 10

1977,5027 24

10


= 1,1289 m =44,4456 in


3/2 1,1289 m = 1,6934 m


1/6 1,1289 m = 0,2822 m


B. Tekanan Desain



= 10 /24 (1,1289 m) 3

= 1,8833 m3




= 1,8833

9756,1 1,6479

= 1,7287 m



= 1320 9,8 1,7287

= 22376,8697 Pa = 0,2208 atm



P desain = (1 + 0,2) (0,2208 + 1,3916)

= 1,9349 atm

= 28,4351 psia



- Allowable working stress (S) : 12650 lb/in2 (Brownell dan Young, 1959)



)AC(0,6PSE







in 1,0625

101,0 28,43516,080,012650

22,2228 28,4351d

Dipilih tebal silinder standar = 1 1/8 in



- Allowable working stress (S) : 12650 lb/in2 (Brownell dan Young, 1959)




- )AC(0,2P2SE







in 1,0625

101,0 28,43512,08,0126502

74456,44 28,4351dh

Dipilih tebal head standar = 1 1/8 in


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 ( ) = 995,904 kg/m3 (Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F) = 20810,3936 kg/jam

Laju alir volume (Q) =3/904,995

3600/1/ 20810,3936

mkg

sjamjamkg

= 0,0058 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 m

2

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

dan 30% screen tersumbat.


Head loss ( h) = 22

2

2

2

2

d

2

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

(0,0058)

A C g 2

Q

= 2 10-6

m dari air

= 0,002 mm dari air

2000

2000

20

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

D.2 Pompa Screening (PU-01)




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 300C

- Densitas air ( ) = 995,904 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft

3 (Geankoplis, 1997)

- Viskositas air ( ) = 0,8148 cP = 1,9712 lbm/ft jam (Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F) = 20810,3936 kg/jam = 12,7443 lbm/detik

Debit air/laju alir volumetrik, 3

m

m

/ftlb62,1726

/detiklb 20810,3936

ρ

FQ

= 0,205 ft3/s = 0,0058 m

3/s


Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus,

2004)

= 0,363 × (0,0058 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)

0,13

= 0,0878 m = 3,4557 in

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

- Ukuran nominal : 3 1/2 in

- Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 3,548 in = 0,2957 ft


Luas penampang dalam (At) : 0,0687 ft2

Kecepatan linier: v = A

Q=

2

3

0,0687

/0,205

ft

sft = 2,9837 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft 0,2957)(s/ft 9837,2)(ft/lbm1726,62( 3

= 100167,9987

Karena NRe > 4000, maka aliran turbulen.

Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel, diperoleh: ε = 0,00015

- Untuk NRe = 100167,9987dan D

= 0,0005, diperoleh f = 0,005

Friction loss:

1 Sharp edge entrance: hc = 0,52

12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

2,5882)01(5,0

2

= 0,0692 ft.lbf/lbm

2 elbow 90°: hf = n.Kf.cg

v

.2

2

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

2,5882 2

= 0,2075 ft.lbf/lbm

1 check valve: hf = n.Kf.cg

v

.2

2

= 1(2))174,32(2

2,5882 2

= 0,2767 ft.lbf/lbm


Pipa lurus 70 ft: Ff = 4fcgD

vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.2957,0

2,5882.702

= 0,6551 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit: hex = ncg

v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

2,588201

22

= 0,1384ft.lbf/lbm

Total friction loss: F = 1,3469 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = P2

Z = 50 ft

maka : 03469,10 50./.174,32

/174,320

2

2

sWftslbflbmft

sft

Ws = –51,3469 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

Ws = - × Wp

–51,3469 = –0,8 × Wp


Daya pompa : P = m × Wp

= lbmlbfftslbm /. 64,1836/360045359,0

20810,3936×

slbfft

hp

/.550

1

= 1,4872 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 1/2 hp.

D.3 Bak Sedimentasi (BS)

Fungsi : untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jumlah : 1


Jenis : beton kedap air

Data :

Kondisi penyimpanan : temperatur = 30 oC

tekanan = 1 atm

Laju massa air : F = 20810,3936 kg/jam = 12,7443 lbm/detik

Densitas air : 995,904 kg/m3 = 62,1725 lbm/ft

3

Laju air volumetrik, /sm0058,0/60lbm/ft 995,904

kg/jam 20810,3936

ρ

FQ 3

3 jammenx

= 12,2988 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) :

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

Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi :

Kedalaman tangki 10 ft

Lebar tangki 2 ft

Kecepatan aliran ft/min6149,0ft2ft x 10

/minft 12,2988

A

Qv

3

t

Desain panjang ideal bak : L = K 0

h 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) . 0,6149

= 5,8752 ft

Diambil panjang bak = 5,9 ft = 1,7983 m

Uji desain :

Waktu retensi (t) : Q

Vat

= panjang x lebar x tinggi

laju alir volumetrik


min/ft 12,2988

ft 5,9) x 2 x (10 3

3

= 9,5944 menit

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

Surface loading : A

Q

=

= 7,7973 gpm/ft2

Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 – 10 gpm/ft2

(Kawamura, 1991).

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

h = K v2

2 g

= 0,12 [0,6149 ft/min. (1min/60s) . (1m/3,2808ft) ]2

2 (9,8 m/s2)

= 0,000006 m dari air.

D.4. Pompa Sedimentasi (PU-02)




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 300C



- Viskositas air ( ) = 0,8148 cP = 1,9712 lbm/ft jam (Geankoplis, 1997)



m

m

/ftlb62,1726

/detiklb 12,7443

ρ

FQ

laju alir volumetrik

luas permukaan masukan air

12,2988 ft3/min (7,481 gal/ft

3)

2 ft x 5,9 ft


= 0,205 ft3/s = 0,0058 m

3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0058 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)

0,13

= 0,0878 m = 3,4557 in

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





Luas penampang dalam (At) : 0,0687 ft2


Q=

2

3

0,0687

/ 0,205

ft

sft = 2,9837 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft 0,3333)(s/ft 9837,2)(ft/lbm1726,62( 3

= 100167,9987




Untuk NRe = 100167,9987dan D

= 0,0005, diperoleh f = 0,005

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

2,9837)01(5,0

2

= 0,0692 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

2,9837 2

= 0,3113 ft.lbf/lbm



v

.2

2

= 1(2))174,32(2

2,9837 2

= 0,2767 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.3333,0

2,9837.302

= 0,2808 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

9837,201

22

= 0,1384 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = P2

Z = 30 ft

maka : 0/.0763,10 30./.174,32

/174,320

2

2

sWlbmlbfftftslbflbmft

sft



Ws = - × Wp

–31,0763 = –0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. ,845383/360045359,0

20810,3936×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,9001 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 hp.


D.5 Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01)

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



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Al2(SO4)3 yang digunakan = 50 ppm

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

Laju massa Al2(SO4)3 = 1,0405 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30 = 1363 kg/m3

= 85,0898 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 30 hari

Faktor keamanan = 20

Desain Tangki

a. Ukuran Tangki

Volume larutan, 3l

kg/m13630,3

hari 30jam/hari24kg/jam 1,0405V = 1,8322 m

3

Volume tangki, Vt = 1,2 1,8322 m3 = 2,1986 m

3

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

33

23

2

πD8

3m 2,1986

D2

3πD

4

12,1986m

HπD4

1V

Maka: D = 1,2314 m; H = 1,8471 m


Tinggi cairan dalam tangki = 8471,11986,2

8322,1 = 1,5392 m

b. Tebal Dinding Tangki

Tekanan hidrostatik: P = × g × h

= 1363 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 1,5392 m

= 20,5602 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa

PT = 20,5602 kPa + 101,325 kPa = 121,8852 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) × (121,8852kPa ) = 127,9795 kPa


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

Tebal shell tangki:

in 0445,0m 0011,0

kPa) (127,97951,2(0,8)kPa) (87218,7142

m) (1,2314 ,9795kPa) (12

1,2P2SE

PDt



Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell,1959)

c. Daya pengaduk



Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:

Da/Dt = 1/3 ; Da =

1/3 × 1,2314 m = 0,4105 m = 1,3466 ft

E/Da = 1 ; E = 0,4105 m

L/Da = 1/4 ; L =

1/4 × 0,4105 m = 0,1026 m

W/Da = 1/5 ; W =

1/5 × 0,4105 m = 0,0821 m

J/Dt = 1/12 ; J =

1/12 × 1,2314 m = 1026 m


dengan:

Dt = diameter tangki

Da = diameter impeller

E = tinggi turbin dari dasar tangki

L = panjang blade pada turbin

W = lebar blade pada turbin

J = lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det

Viskositas Al2(SO4)3 30 = 6,72 10-4

lbm/ft detik (Othmer, 1968)

Bilangan Reynold,

μ

DNρN

2a

Re (Geankoplis, 1997)

1823,229623106,72

4105185,0898N

4

2

Re

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

5

a

3

T

g

ρ.D.nKP (McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999)

hp1342,0

lbf/detft 550

hp 1

.detlbm.ft/lbf 32,174

)lbm/ft (85,0898ft) ,34661(put/det) (1 6,3P

2

353

Efisiensi motor penggerak = 80

Daya motor penggerak = 8,0

1342,0= 0,1677 hp

D.6 Pompa Alum (PU-03)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Pelarutan Alum (TP-01) ke

Clarifier (CL)



Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi:


- Densitas alum ( ) = 1363 kg/m3 = 85,0889 lbm/ft


- Viskositas alum ( ) = 4,5158.10-7

lbm/ft detik = 6,72 10-7

Pa.s (Othmer, 1967)



m

m

/ftlb0889,58

/detiklb0006,0

ρ

FQ

= 7,488.10-6

ft3/s = 2,12.10

-7 m

3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (2,12.10-7

m3/s)

0,45 × (1363 kg/m

3)

0,13

= 0,0009 m = 0,0363 in

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

- Ukuran nominal : 1/8 in


- Diameter Dalam (ID) : 0,269 in = 0,0224 ft

- Diameter Luar (OD) : 0,405 in = 0,0338 ft

- Luas penampang dalam (At) : 0,0004 ft2


Q=

2

3-6

0004,0

/ 7,488.10

ft

sft = 0,0187 ft/s


=lbm/ft.s 106,72

)ft0224,0)(s/ft 0187,0)(ft/lbm0889,85(4-

3

= 79078,2088





- Untuk NRe = 79078,2088 dan D

= 0,0067, diperoleh f = 0,005

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

0,0187)01(5,0

2

= 0,000003 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

0,01872

= 0,000008 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

0,01872

= 0,000011 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.0224,0

0,0187.302

= 0,000146 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

0,018701

22

= 0,000005 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 2545,6390 lbf/ft²

P2 = 2727,7774 lbf/ft²

P

= 2,1405 ft.lbf/lbm

Z = 20 ft

maka:

0/.0,000173/. 1405,2 20./.174,32

/174,320

2

2

sWlbmlbfftlbmlbfftftslbflbmft

sft




Ws = - × Wp

–22,1407 = –0,8 × Wp


Daya pompa: P = m × Wp

= lbmlbfftslbm /. 676,27/360045359,0

0,0006×

slbfft

hp

/.550

1

= 3,2 × 10-5

hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp.

D.7 Tangki Pelarutan Soda Abu (Na2CO3) (TP-02)

Fungsi : Membuat larutan soda abu (Na2CO3)



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 = 0,5619 kg/jam

Densitas Na2CO3 30 = 1327 kg/m3

= 82,8423 lbm/ft3 (Perry, 1999)



Desain Tangki

a. Ukuran tangki


Volume larutan, 3l

kg/m13270,3

hari30jam/hari24kg/jam0,5619V

= 1,0162 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 1,0162 m3

= 1,2195 m3

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

33

23

2

πD8

3m 1,2195

D2

3πD

4

1m1,2195

HπD4

1V

Maka: D = 1,0117 m

H = 1,5176 m

b. Tebal dinding tangki

Tinggi cairan dalam tangki = silindervolume

silindertinggicairanvolume

= 5176,12195,1

0162,1 = 1,2647 m

Tekanan hidrostatik, Phid = × g × h

= 1327 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 1,2647 m

= 16,4466 kPa

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

Poperasi = 16,4466 kPa + 101,325 kPa = 117,7716 kPa


Maka, Pdesain = (1,05) (117,7716 kPa) = 123,6601 kPa




Tebal shell tangki:

in 0,0353m 0,0009

kPa) 011,2(123,66kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (1,0117 kPa) (123,6601

1,2P2SE

PDt



Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell,1959)

c. Daya pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da =

1/3 × 1,0117 m = 0,3372 m

E/Da = 1 ; E = 0,3372 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,3372 m = 0,0843 m

W/Da = 1/5 ; W =

1/5 × 0,3372 m = 0,0674 m

J/Dt = 1/12 ; J =

1/12 × 1,0117 m= 0,0843m

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


Viskositas Na2CO3 30 = 3,69 10-4

lbm/ft detik (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

μ

DNρN

2a



9982,221421069,3

3,28083372,0182,8423N

4

2

Re

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

5

a

3

T

g


KT= 6,3 (McCabe,1999)

hp0489,0

ft.lbf/det 550

1hp


)lbm/ft (82,8423ft) 3,2808.(0,3216put/det) 6,3.(1P

2

353



0489,0= 0,0611 hp

Maka daya motor yang dipilih 1/4 hp.

D.8 Pompa Soda Abu (PU-04)

Fungsi : Memompa larutan soda abu dari tangki pelarutan soda abu

(TP-02) ke Clarifier (CL)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:


- Densitas soda abu ( ) = 1327 kg/m3

= 82,8423 lbm/ft3 (Othmer, 1967)

- Viskositas soda abu ( ) = 2,4797.10-7

lbm/ft detik = 3,69 10-7

Pa.s (Othmer, 1967)

Laju alir massa (F) = 0,5618 kg/jam = 3,441.10-4

lbm/detik

Laju alir volume, 3

m

m

4

/ftlb82,8423

/detiklb10.441,3

ρ

FQ = 1,176.10

-7 m

3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,133 Q0,4

0,13

(Peters et.al., 2004)


= 0,133 (1,176.10-7

)0,4

(3,69.10-7

)0,2

= 0,00003 m = 0,0013 in

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

- Ukuran pipa nominal = 1/8 in

- Schedule number = 40

- Diameter dalam (ID) = 0,269 in = 0,0224 ft

- Diameter luar (OD) = 0,405 in = 0,0338 ft

- Luas penampang dalam (At) = 0,0004 ft2

Kecepatan linier: ft/s 0104,0ft0,0004

/sft10.154,4

A

Qv

2

36

t

Bilangan Reynold: 7-2,4797.10

0,02240104,082,8423

μ

DvρNRe = 77766,6677




= 0,0067, diperoleh f = 0,005

- Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

0104,0)01(5,0

2

= 0,0000008 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

0104,0 2

= 0,0000025ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

0104,0 2

= 0,0000034 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.0224,0

0104,0.302

= 0,0000449 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

0104,001

22

= 0,0000017 ft.lbf/lbm




02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana: v1 = v2

P1 = 2582,7098 lbf/ft2

P2 = 2727,7774 lbf/ft2

P

= 1,953 ft.lbf/lbm

Z = 20 ft

maka:

0/.0000532,0/.7511,1 20./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = - × Wp

–21,7511 = –0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. 189,27/360045359,0

0,5618×

slbfft

hp

/.550

1

= 1,701× 10-5

hp


D.9 Clarifier (CL)

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

penambahan alum dan soda abu

Tipe : External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk : Circular desain



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air (F1) = 20810,3936 kg/jam

Laju massa Al2(SO4)3 (F2) = 1,0405 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3) = 0,5619 kg/jam

Laju massa total, m = 20811,996 kg/jam = 5,7811 kg/s

Densitas Al2(SO4)3 = 2,71 gr/ml (Perry, 1997)

Densitas Na2CO3 = 2,533 gr/ml (Perry, 1997)

Densitas air = 0,995904 gr/ml (Perry, 1997)

Reaksi koagulasi:

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

Dari Metcalf & Eddy (1984) 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,

2533

5619,0

2710

0405,1

904,995

20810,3936

20811,996 = 995,9518 kg/m

3

Volume cairan, V = 38966,20

9518,995

1/ 20811,996m

jamjamkg

V = ¼ D2H


D = mH

V9788,2

314,3

8966,204)

4(

2/1

2/1

Maka, diameter clarifier = 2,9788 m

Tinggi clarifier = 1,5 × D = 4,4682 m

Tebal Dinding Tangki

Tekanan hidrostatik:

Phid = × g × h

= 995,9518 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 3 m

= 29,281 kPa


P = 29,281 kPa + 101,325 kPa = 130,6060 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) × (130,6060) kPa = 137,1363 kPa



Tebal shell tangki:

in 0,1154m 0,0029

kPa) (137,13631,2(0,8)kPa) 0(87218,7142

m) (2,9788 kPa) (137,1363

1,2P2SE

PDt




Daya Clarifier

P = 0,006 D2

(Ulrich, 1984)

dimana: P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006 (2,9788)2 = 0,0532 kW = 0,0714 hp


D.10 Pompa Clarifier (PU-05)

Fungsi : Memompa air dari Clarifier (CL) ke Sand Filter (SF)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 30 C



- Viskositas air ( ) = 0,8148 cP = 0,0005 lbm/ft s (Geankoplis, 1997)



m

m

/ftlb62,1726

/detiklb 12,7443

ρ

FQ

= 0,205 ft3/s = 0,0058 m

3/s

Desain pompa:

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0058 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)

0,13

= 0,0878 m = 3,4557 in





- Diameter Luar (OD) : 4 in = 0,3333 ft



Q=

2

3

0687,0

/205,0

ft

sft = 2,9837 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft3333,0)(s/ft 9837,2)(ft/lbm1726,62( 3


= 100167,9987




- Untuk NRe = 100167,9987 dan D

= 0,0005, diperoleh f = 0,005

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

2,9837)01(5,0

2

= 0,0692 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

2,98372

= 0,2075 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

2,98372

= 0,2767 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.3333,0

2,9837.502

= 0,4679 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

2,983701

22

= 0,1384 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 2727,7774 lbf/ft2

P2 = 3521,3046 lbf/ft2

P


Z = 50 ft


maka:

0/.1597,1/.12,7633 50./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = - × Wp

–64,185 = –0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /.9037,79/360045359,0

12,7443×

slbfft

hp

/.550

1

= 1,8515 hp


D.11 Sand Filter (SF)

Fungsi : Menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air

yang keluar dari Clarifier (CL)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air = 20810,3936 kg/jam

Densitas air = 995,904 kg/m3 = 62,1725 lbm/ft



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/m995,904

jam0,25 kg/jam3936,20810V = 5,224 m

3

Volume air dan bahan penyaring: Vt = (1 +

1/3) × 5,224 = 6,9653 m

3

Volume tangki = 1,2 6,9653 m3 = 8,3584 m

3

b. Diameter tangki

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi, D : H = 3 : 4

33

23

2

πD3

1m ,35848

D3

4πD

4

1m 8,3584

HπD4

1V

Maka: D = 1,9988 m

H = 5,9964 m

c. Diameter dan tinggi tutup


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = 4

1 1,9988 = 0,4997 m

Tinggi tangki total = 5,9964+ 2(0,4997) = 6,9958m

d. Tebal shell dan tutup tangki

Tinggi penyaring = 4

1 5,9964 = 1,4991 m

Tinggi cairan dalam tangki = m 5,9964 m 8,3584

,224m53

3

= 3,7478 m

Phidro = × g × h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 3,7478 m

= 36,57777 kPa


Ppenyaring = × g × l

= 2089,5 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 1,4991 m

= 30,6974 kPa


PT = 36,5777 kPa + 30,6974 kPa + 101,325 kPa = 168,6001 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) × (168,6001 kPa) = 177,0301 kPa



Tebal shell tangki:

in 0,1m 0,0025

kPa) (177,03011,2(0,8)kPa) (87218,7142

m) (1,9988 kPa) (177,0301

1,2P2SE

PDt



Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal

tutup ¼ in.

D.12 Pompa Filtrasi (PU-06)

Fungsi : Memompa air dari Sand Filter (SF) ke Tangki Utilitas 1 (TU-01)


Bahan konstruksi: Commercial steel

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 30 C







m

m

/ftlb62,1726

/detiklb 12,7443

ρ

FQ

= 0,205 ft3/s = 0,0058 m

3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0058 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)

0,13

= 0,0878 m = 3,4557 in





- Diameter Luar (OD) : 4 in = 0,3333 ft



Q=

2

3

0687,0

/205,0

ft

sft = 2,9837 ft/s

Bilangan Reynold: NRe = Dv

=lbm/ft.s 0,0005

)ft3333,0)(s/ft 9837,2)(ft/lbm1726,62( 3

= 100167,9987




- Untuk NRe = 100167,9987 dan D

= 0,0005, diperoleh f = 0,005


Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

2,9837)01(5,0

2

= 0,0692 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

2,98372

= 0,3113 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

2,98372

= 0,2767 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.3333,0

2,9837.302

= 0,2808 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

2,983701

22

= 0,1384 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 3521,3046 lbf/ft2

P2 = 3134,8215 lbf/ft2

P

= -6,2163 ft.lbf/lbm

Z = 30 ft

maka:

0/.0763,1/.2163,6 30./.174,32

/174,320

2

2


sft




Ws = - × Wp

–24,86 = –0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. ,07513/7443,12 ×slbfft

hp

/.550

1

= 0,72 hp


D.13 Tangki Utilitas 1 (TU-01)

Fungsi : Menampung air sementara dari Sand Filter (SF)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm


Densitas air = 995,904 kg/m3

(Geankoplis, 1997)



Desain Tangki

a. Volume tangki

Volume air, 3a

kg/m995,904

jam3kg/jam3936,20810V = 62,688 m

3


3


b. Diameter tangki

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

33

23

2

πD8

3m 75,2255

2

3

4

12255,75

4

1

DDm

HDV

Maka, D = 3,9976 m

H = 5,9964 m

c. Tebal tangki

Tinggi air dalam tangki = m 5,9964 75,2255m

m 62,6883

3

= 4,997 m

Tekanan hidrostatik: P = × g × h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 4,997m

= 48,7703 kPa


P = 48,7703 kPa + 101,325 kPa = 150,0953 kPa





Tebal shell tangki:

in 0,178m 0,0045

kPa) (157,61,2(0,8)kPa) 4(87.218,712

m) (3,9976 kPa) (157,6

1,2P2SE

PDt





D.14 Pompa ke Cation Exchanger (PU-07)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Cation

Exchanger (CE)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 30 C






m

m

/ftlb62,1726

/detiklb 0,9122

ρ

FQ

= 0,0147 ft3/s = 0,0004 m

3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0004 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)

0,13

= 0,0268 m = 1,0548 in


- Ukuran nominal : 1¼ in







Q=

2

3

0104,0

/0147,0

ft

sft = 1,4108 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft1150,0)(s/ft 4108,1)(ft/lbm1726,62( 3

= 18421,732





= 0,0013, diperoleh f = 0,007

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

1,4108)01(5,0

2

= 0,0155 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

1,41082

= 0,0696 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

1,41082

= 0,0619 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,007)174,32.2.115,0

1,4108.202

= 0,1506 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

1,410801

22

= 0,0309 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP



dimana : v1 = v2

P1 = 3134,8215 lbf/ft2

P2 = 2271,5560 lbf/ft2

P


Z = 20 ft

maka:

0/.3285,0/.885,13 20./.174,32

/174,320

2

2


sft

Ws = 6,4435 ft.lbf/lbm


Ws = × Wp

6,4435 = 0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. 0544,8/360045359,0

1489,5768×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0134 hp


D.15 Pompa ke Menara Pendingin Air (PU-08)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Menara

Pendingin (CT)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 30 C







m

m

/ftlb62,1726

/detiklb 8,7996

ρ

FQ

= 0,1415 ft3/s = 0,004 m

3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,004 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)

0,13

= 0,0743 m = 2,9252 in


- Ukuran nominal : 3 in






Q=

2

3

0513,0

/1415,0

ft

sft = 2,759 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft2557,0)(s/ft 759,2)(ft/lbm1726,62( 3

= 80091,5795





= 0,0006, diperoleh f = 0,0053

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

759,2)01(5,0

2

= 0,0591 ft.lbf/lbm



v

.2

2

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

759,2 2

= 0,1774 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

759,2 2

= 0,2366 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,0053)174,32.2.2557,0

2,759.502

= 0,4904ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

759,201

22

= 0,1183 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 3134,8215 lbf/ft2

P2 = 2116,2281 lbf/ft2

P

= -16,3833 ft.lbf/lbm

Z = 40 ft

maka:

0/.0819,1/.3833,16 40./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = × Wp

24,6986 = 0,8 × Wp




= lbmlbfftslbm /. 8732,03/0164,14369 ×slbfft

hp

/.550

1

= 0,4939 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor ½ hp.

D.16 Pompa ke Tangki Utilitas 2 (PU-09)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Tangki

Utilitas 2 (PU-09)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 30 C




Laju alir massa (F) = 964 kg/jam = 0,5904 lbm/detik


m

m

/ftlb62,1726

/detiklb0,5904

ρ

FQ

= 0,0095 ft3/s = 0,0003 m

3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0003 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)

0,13

= 0,022 m = 0,8672 in


- Ukuran nominal : 1 in







Q=

2

3

006,0

/0095,0

ft

sft = 1,5826 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft006,0)(s/ft 5826,1)(ft/lbm1726,62( 3

= 15708,0798





= 0,0017, diperoleh f = 0,007

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

1,5826)01(5,0

2

= 0,0195 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

1,58262

= 0,0292 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

1,58262

= 0,0778 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,007)174,32.2.0874,0

1,5826.302

= 0,374 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

1,582601

22

= 0,0389 ft.lbf/lbm




02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 3134,8215 lbf/ft2

P2 = 2847,8664 lbf/ft2

P


Z = 20 ft

maka:

0/.0,5394/.4,6155- 20./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = - × Wp

–15,924 = –0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. 9049,19/360045359,0

964×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0214 hp


D.17 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-03)

Fungsi : Membuat larutan asam sulfat



Jumlah : 1 unit

Kondisi pelarutan:


Temperatur = 30°C

Tekanan = 1 atm

H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 5 ( berat)

Laju massa H2SO4 = 0,737 kg/hari

Densitas H2SO4 = 1061,7 kg/m3

= 66,2801 lbm/ft3 (Perry, 1999)



Desain Tangki

a. Diameter tangki

Volume larutan, 3l

kg/m1061,70,05

hari30kg/hari0,737V = 9,9964 m

3


3

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

33

23

2

πD8

3m9956,11

D2

3πD

4

1m9956,11

HπD4

1V

Maka: D = 2,1678 m

H = 3,2517 m

b. Tebal Dinding Tangki

Tinggi larutan H2SO4 dalam tangki = m2517,3m 11,9956

m9964,93

3

= 2,7098 m

Tekanan hidrostatik: Phid = × g × h

= 27,927 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 2,7098 m

= 28,1941 kPa




Faktor kelonggaran = 5 %.

Maka, Pdesign = (1,05) (129,5191 kPa) = 135,9951 kPa

Joint efficiency = 0,8 (Brownell, 1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87218,7140 kPa (Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:

in0833,0m 0,0021

kPa) 511,2(135,99kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (2,1678 Pa)(135,9951k

1,2P2SE

PDt



Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell, 1959)

c. Daya Pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da =

1/3 × 2,1678 m = 0,7226 m

E/Da = 1 ; E = 0,7226 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,7226 m = 0,1807 m

W/Da = 1/5 ; W =

1/5 × 0,7226 m = 0,1445 m

J/Dt = 1/12 ; J =

1/12 × 2,1678 m = 0,1807 m


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

Bilangan Reynold:

μ

DNρN

2a


0,012

)2808,3 ,72260(166,2801N

2

Re = 31042,7636

Untuk NRe > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

5

a

3

T

g



KT = 6,3 (McCabe,1999)

hp7671,1

ft.lbf/det 550

1hp


)lbm/ft (66,2801ft) 3,2808.(0,7226put/det) 6,3.(1P

2

353



1,76711= 2,2088 hp

Maka daya motor yang dipilih 2½ hp.

D.18 Pompa H2SO4 (PU-10)

Fungsi : Memompa larutan asam sulfat dari Tangki Pelarutan Asam

Sulfat (TP-03) ke Cation Exchanger (CE)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:


- Densitas H2SO4 ( ) = 1061,7 kg/m3

= 66,2801 lbm/ft3 (Geankoplis, 1997)

- Viskositas H2SO4 ( ) = 0,012 lbm/ft detik = 1,786.10

-2 Pa.s (Othmer, 1967)



m

m

/ftlb2801,66

/detiklb0005,0

ρ

FQ

= 6,8097× 10-6

ft3/s = 1,928 × 10

-7 m

3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (1,928× 10-7

m3/s)

0,45 × (1061,7 kg/m

3)

0,13

= 0,0009 m = 0,0336 in









Q=

2

3-6

0004,0

/10 6,8097

ft

sft = 0,017 ft/s


=lbm/ft.s 0,012

)ft0224,0)(s/ft 017,0)(ft/lbm2801,66( 3

= 2,1075

Aliran adalah laminar, maka:

f = 16/NRe = 16/2,1075 = 7,5918

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

0,017)01(5,0

2

= 0,000002 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

0,0172

= 0,000010 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

0,0172

= 0,000009 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(7,5918)174,32.2.0224,0

0,017.302

= 0,183047 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

0,01701

22

= 0,000005 ft.lbf/lbm




02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana: v1 = v2

P1 = 2705,0777 lbf/ft2

P2 = 2271,556 lbf/ft2

P

= 6,5408 ft.lbf/lbm

Z = 20 ft

maka:

0/.0,183073/.5408,6 20./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = - × Wp

–26,7238 = –0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. 33,4048/360045359,0

0,737×

slbfft

hp

/.550

1

= 2,7413 × 10-5

hp


D.19 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)

Fungsi : Mengikat kation yang terdapat dalam air umpan ketel




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 30oC

Tekanan = 1 atm


Densitas air = 995,904 kg/m3 (Geankoplis, 1997)


Faktor keamanan = 20%

Ukuran Cation Exchanger

Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar kation = 2 ft = 0,6096 m


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

0,6096

2

1 (Brownell,1959)

Sehingga, tinggi cation exchanger = 2 × 0,9144 m + 0,1524 m = 1,9812 m



= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 0,7620 m

= 7,4371 kPa


PT = 7,4371 kPa + 101,325 kPa = 108,7621 kPa


Maka, Pdesain = (1,05) (108,7621 kPa) = 114,2002 kPa




Tebal shell tangki:

in 0,0197m 0,0005

kPa) 021,2(114,20kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (0,6069 kPa) (114,2002

1,2P2SE

PDt




Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup

¼ in.

D.20 Pompa Cation Exchanger (PU-11)

Fungsi : memompa air dari Cation Exchanger (CE) ke Anion

Exchanger (AE)


Bahan konstruksi : Commercial Steel

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:






Laju alir volume, /sft 0,0147/ftlb62,1726

/detiklb 0,9122

ρ

FQ 3

3

m

m = 0,0004 m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0004 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)

0,13


= 0,0268 m = 1,0548 in








Q=

2

3

0104,0

/0147,0

ft

sft = 1,4108 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft1150,0)(s/ft 4108,1)(ft/lbm1726,66( 3

= 18421,732





= 0,0013, diperoleh f = 0,007

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

1,4108)01(5,0

2

= 0,0155 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

1,41082

= 0,0696 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

1,41082

= 0,0619ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,007)174,32.2.115,0

1,4108.202

= 0,1506 ft.lbf/lbm



v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

1,410801

22

= 0,0309 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = P2

Z = 20 ft

maka:

0/.0,32850 20./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = × Wp

20,3285 = 0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. 25,4106/360045359,0

1489,5768×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0421 hp


D.21 Tangki Pelarutan NaOH (TP-04)

Fungsi : Membuat larutan natrium hidroksida (NaOH)



Jumlah : 1 unit


Data:

Laju alir massa NaOH = 0,7063 kg/jam

Waktu regenerasi = 24 jam

NaOH yang dipakai berupa larutan 4% (% berat)

Densitas larutan NaOH 4% = 1518 kg/m3 = 94,7662 lbm/ft

3 (Perry, 1999)



Desain Tangki

a. Diameter tangki

Volume larutan, V1 =)/1518)(04,0(

)30)(/24)(/7063,0(3mkg

hariharijamjamkg = 8,3748 m

3

Volume tangki = 1,2 × 8,3748 m3 = 10,0497 m

3

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3

33

23

2

πD8

3m 10,0497

D2

3πD

4

1m 10,0497

HπD4

1V

Maka: D = 2,0436 m

H = 3,0654 m


Tinggi larutan NaOH dalam tangki = m0654,3m 10,0497

m3748,83

3

= 2,5545 m


= 1518 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 2,545 m

= 38,0019 kPa




Faktor kelonggaran = 5 %. Maka,

Pdesign = (1,05) (139,3269) = 146,2933kPa



Tebal shell tangki:

in0845,00,0021m

kPa) 331,2(146,29kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (2,0436 kPa) (146,2933

1,2P2SE

PDt




c. Daya pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da =

1/3 × 2,0436 m = 0,6812 m

E/Da = 1 ; E = 0,6812 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,6812 m = 0,1703 m

W/Da = 1/5 ; W =

1/5 × 0,6812 m = 0,1362 m

J/Dt = 1/12 ; J =

1/12 × 2,0436 m = 0,1703 m


Viskositas NaOH 4% = 4,302.10-4

lbm/ft.det (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold:

μ

DNρN

2a


0,0004

)2808,3 (0,6812194,7662N

2

Re = 1100259,3104

Untuk NRe > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:


c

5

a

3

T

g


KT = 6,3 (McCabe,1999)

hp1,8811

ft.lbf/det 550

1hp


)lbm/ft (94,7662ft) 3,2808.(0,6812put/det) 6,3.(1P

2

353



1,8811= 2,3513 hp

Maka daya motor yang dipilih 2 1/2 hp.

D.22 Pompa NaOH (PU-12)

Fungsi : Memompa larutan natrium hidroksida dari tangki pelarutan

NaOH (TP-04) ke Anion Exchanger (AE)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:


- Densitas NaOH ( ) = 1518 kg/m3

= 94,7662 lbm/ft3 (Perry, 1999)

- Viskositas NaOH( ) = 4,3020 10-4

lbm/ft detik = 6,4.10-4

Pa.s (Othmer, 1967)


Laju alir volume, /sft10.564,4/ftlb94,7662

/detiklb0004,0

ρ

FQ 36

3

m

m = 1,292.10-7

m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (1,292.10-7

m3/s)

0,45 × (1518 kg/m

3)

0,13


= 0,0007 m = 0,0291 in








Q=

2

36

0004,0

/10.564,4

ft

sft = 0,0114 ft/s


=lbm/ft.s 0,0004

)ft0224,0)(s/ft 0114,0)(ft/lbm7662,94( 3

= 56,3596

Aliran adalah laminar, maka dari Pers.2.10-7, Geankoplis, 1997, diperoleh

f = 16/NRe = 16/56,3596 = 0,2839

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

0,0114)01(5,0

2

= 0,000001 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

0,01142

= 0,000005 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

0,01142

= 0,000004 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,2839)174,32.2.0224,0

0,0114.302

= 0,003075 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

0,011401

22


= 0,000002 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 2902,9188 lbf/ft2

P2 = 2271,5560 lbf/ft2

P


Z = 20 ft

maka:

0/.0,003086/.6,7362- 20./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = × Wp

13,2669 = 0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. 16,5836/360045359,0

0,7083×

slbfft

hp

/.550

1

= 1,304.10-5

hp


D.23 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)

Fungsi : Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm





Desain Anion Exchanger

Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar anion = 2 ft = 0,6096 m

- Luas penampang penukar anion = 3,14 ft2

- Tinggi resin dalam anion exchanger = 2,5 ft

Tinggi silinder = (1 + 0,2) 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m

Diameter tutup = diameter tangki = 2 ft = 0,6096 m

Rasio axis = 2 : 1


0,6096

2

1 (Brownell,1959)

Sehingga, tinggi anion exchanger = 0,1524 + 1,8288 = 1,9812 m



= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 0,7620 m

= 7,4371 kPa


PT = 7,4371 kPa + 101,325 kPa = 108,7621 kPa



Maka, Pdesain = (1,05) (108,7621kPa) = 114,2002 kPa



Tebal shell tangki:

in 0,0197m 0,0005

kPa) 021,2(114,20kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (0,6096 kPa) (114,2002

1,2P2SE

PDt




Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup

¼ in.

D.24 Pompa Anion Exchanger (PU-13)

Fungsi : Memompa air dari Anion Exchanger (AE) ke

Deaerator (DE)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:






Laju alir volume, /sft 0,0147/ftlb62,1726

/detiklb 0,9122

ρ

FQ 3

3

m

m = 0,0004 m3/s


Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0004 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)

0,13

= 0,0268 m = 1,0548 in








Q=

2

3

0104,0

/0147,0

ft

sft = 1,4108 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft1150,0)(s/ft 41081,1)(ft/lbm1726,66( 3

= 18421,732





= 0,0013, diperoleh f = 0,007

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

1,4108)01(5,0

2

= 0,0155 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

1,41082

= 0,0696 ft.lbf/lbm



v

.2

2

= 1(2))174,32(2

1,41082

= 0,0619 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,007)174,32.2.115,0

1,4108.202

= 0,1506 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

1,410801

22

= 0,0309 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 2271,556 lbf/ft2

P2 = 3562,6059 lbf/ft2

P


Z = 20 ft

maka:

0/.0,3285/. 20,7656 20./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = × Wp

1311,3783 = 0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. 1639,2229/360045359,0

1489,5768×

slbfft

hp

/.550

1

= 2,7188 hp



D.25 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 = 0,0028 kg/jam

Densitas larutan kaporit 70% = 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft

3 (Perry, 1997)



Desain Tangki

a. Diameter tangki

Volume larutan, V1 =)/1272)(7,0(

)90)(/24)(/0028,0(3mkg

hariharijamjamkg = 0,0067 m

3

Volume tangki = 1,2 × 0,0067 m3 = 0,0080 m

3

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3

33

23

2

πD8

3m 0,008

D2

3πD

4

1m 0,008

HπD4

1V

Maka: D = 0,1895 m

H = 0,2843 m



Tinggi larutan NaOH dalam tangki = m2843,0m 0,008

m0067,03

3

= 0,2369 m


= 1272 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 0,2369 m

= 2,9534 kPa




Maka, Pdesign = (1,05) (104,2784 kPa) = 109,4923 kPa



Tebal shell tangki:

in0059,0m 0,0001

kPa) 231,2(109,49kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (0,1895 kPa) (109,4923

1,2P2SE

PDt




c. Daya Pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da =

1/3 × 0,1895 m = 0,0632 m

E/Da = 1 ; E = 0,0632 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,0632 m = 0,0158 m

W/Da = 1/5 ; W =

1/5 × 0,0632 m = 0,0126 m

J/Dt = 1/12 ; J =

1/12 × 0,1895 m = 0,0158 m



Viskositas kaporit = 0,0007 lbm/ft.det (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold:

μ

DNρN

2a


0,0007

)2808,3 ,06320(179,4088N

2

Re = 5077,3174

Untuk NRe < 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

3

a

2

L

g

.D.nKP (McCabe,1999)

KL = 71 (McCabe,1999)

hp10032,1

ft.lbf/det 550

1hp


lbm/ft.s) (0,0007ft) 3,2808.(0,0632put/det) 71.(1P

9-

2

53



10032,1 -9

= 1,289 × 10-9

hp

Maka daya motor yang dipilih 1/20 hp.

D.26 Pompa Kaporit (PU-14)

Fungsi : memompa larutan kaporit dari Tangki Pelarutan Kaporit

(TP-05) ke Tangki Utilitas 2 (TU-02)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 30 C

- Densitas kaporit ( ) = 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft

3 (Perry, 1997)

- Viskositas kaporit ( ) = 4,5156 10-7

lbm/ft detik (Perry, 1997)

Laju alir massa (F) = 0,002754 kg/jam = 1,6867.10-6

lbm/detik


Laju alir volume, /sft10.124,2/ftlb79,4088

/detiklb 1,6867.10

ρ

FQ 38

3

m

m

-6

= 6,0147.10-10

m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (6,0147.10-10

m3/s)

0,45 × (1272 kg/m

3)

0,13

= 0,0001 m = 0,0026 in

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

Ukuran nominal : 1/8 in





Kecepatan linier, v = Q/A = 2

3-8

0004,0

/2,124.10

ft

sft = 5,31.10

-5 ft/s


= lbm/ft.s 4,5156.10

)0224,0()/ .1031,5()/4088,79(7-

-53 ftsftftlbm

= 209,3317

Aliran adalah laminar, maka f = 16/NRe = 16/209,3317 = 0,0764

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

5,31.10)01(5,0

2-5

= 4,38.10-11

ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(0,75))174,32(2

5,31.102-5

= 3,286.10-11

ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

5,31.102-5

= 8,764.10-11

ft.lbf/lbm



vL

.2.

. 2

= 4(0,0764)174,32.2.0224,0

5,31.10.302-5

= 1,79.10-8

ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

5,31.1001

2-52

= 8,764.10-11

ft.lbf/lbm

Total friction loss: F = 1,818.10-8

ft.lbf/lbm


02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 2177,9115 lbf/ft2

P2 = 2808,4816 lbf/ft2

P

= 7,9408 ft.lbf/lbm

Z = 20 ft

maka:

0/.1,818.10/. 7,9408 20./.174,32

/174,320 8-

2

2


sft



Ws = - × Wp

–27,9408 = –0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. 34,926/360045359,0

0,002754×

slbfft

hp

/.550

1

= 1,0711.10-7

hp



D.27 Tangki Utilitas 2 (TU-02)

Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan ke domestik



Kondisi operasi:

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air = 964 kg/jam




Desain tangki

a. Volume tangki

Volume air, 3a

kg/m995,904

jam24kg/jam964V = 23,2312 m

3


3

b. Diameter tangki


33

23

2

πD8

3m8774,27

D2

3πD

4

1m 27,8774

HπD4

1V

Maka, D = 2,8714 m

H = 4,3071 m

Tinggi air dalam tangki = m 3071,4m 27,8774

m,2312323

3

= 3,5893 m


c. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik: Ph = × g × h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 3,5893 m

= 35,0308 kPa


P = 35,03082 kPa + 101,325 kPa = 136,3558kPa




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

Tebal shell tangki:

in 0,1161m 0,0029

kPa) (143,17361,2(0,8)kPa) (87218,7142

m)(2,8714 kPa) (143,1736

1,2P2SE

PDt




D.28 Pompa Domestik (PU-15)

Fungsi : memompa air dari Tangki Utilitas 2 (TU-02) ke kebutuhan

domestik



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 30 C


3 (Perry, 1997)

- Viskositas air ( ) = 0,0005 lbm/ft detik (Perry, 1997)


Laju alir massa (F) = 964 kg/jam = 0,5904 lbm/detik

Laju alir volume, /sft0095,0/ftlb1726,26

/detiklb 0,5904

ρ

FQ 3

3

m

m = 0,0003 m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0003 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)

0,13

= 0,022 m = 0,8672 in








3

006,0

/0095,0

ft

sft = 1,5826 ft/s


= lbm/ft.s 0,0005

)0874,0()/1,5826()/1726,62( 3 ftsftftlbm

= 15708,0798





= 0,0017, diperoleh f = 0,0072

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

1,5826)01(5,0

2

= 0,0195 ft.lbf/lbm



v

.2

2

= 1(2))174,32(2

1,58262

= 0,0778 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,0072)174,32.2.0874,0

1,5826.402

= 0,5129 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

1,582601

22

= 0,0389ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = P2

Z = 30 ft

maka: 0/.0,6491 30./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = - × Wp

–30,6491 = –0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. 38,3114/360045359,0

0,5904×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0411 hp



D.29 Menara Pendingin Air /Water Cooling Tower (CT)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 55oC

menjadi 30oC

Jenis : Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–53 Grade B

Kondisi operasi:

Suhu air masuk menara (TL2) = 550C = 131

0F

Suhu air keluar menara (TL1) = 300C = 86

0F

Suhu udara (TG1) = 280C = 82

0F

Dari Gambar 12-14, Perry (1999) diperoleh suhu bola basah, Tw = 750F.

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 (550C) = 985,696 kg/m


Laju massa air pendingin = 288462,0604 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin = 288462,0604 / 985,696 = 292,6481 m3/jam

Kapasitas air, Q = 292,6481 m3/jam 264,17 gal/m

3 / 60 menit/jam

= 1288,4808 gal/menit


Luas menara, A = 1,2 × (kapasitas air/konsentrasi air)

= 1,2 × (1288,4808 gal/menit/(2,3 gal/ft2.menit)

= 672,2509 ft2

Laju alir air tiap satuan luas (L) = 22

2

13600ft 672,2509

ft) 3,2808(jam 1kg/jam 4288462,060

ms

= 1,283 kg/s.m

2

Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6

Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 1,0691 kg/s.m2


Perhitungan Tinggi Menara

Dari Pers. 9.3-8, Geankoplis (1997):

Hy1 = (1,005 + 1,88 × 0,02).103 (28 – 0) + 2,501.10

6 (0,02)

= 79212,8 J/kg

Dari Pers. 10.5-2, Geankoplis (1997) diperoleh:

1,0691 (Hy2 – 79212,8) = 1,283 (4,187.103).(55-30)

Hy2 = 204822,8 J/kg

Gambar D.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)

Ketinggian menara, z = G . (Geankoplis, 1997)

M.kG.a.P

2

1*

Hy

HyHyHy

dHy


Tabel D.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin

Hy hy* 1/(hy*-hy)

79212.8 90000 9.270E-05

100000 116000 6.250E-05

120000 140000 5.000E-05

140000 172000 3.125E-05

160000 204000 2.273E-05

180000 236000 1.786E-05

200000 268000 1.471E-05

204822.8 275716.5 1.411E-05

Gambar D.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*–Hy)

Luasan daerah di bawah kurva dari Hy = 79,2128 sampai 204822,8 pada Gambar

D.3 adalah 2

1*

Hy

HyHyHy

dHy = 4,8913

Estimasi kG.a = 1,207.10-7

kg.mol /s.m3 (Geankoplis, 1997).

Maka ketinggian menara , z = 57 10013,110207,129

8913,40691,1

= 14,7484 m


Diambil performance menara 90%, maka dari Gambar 12-15, Perry (1999) diperoleh

tenaga kipas 0,03 Hp/ft2.

Daya yang diperlukan = 0,03 Hp/ft2 672,2509 ft

2 = 20,1675 hp

Digunakan daya standar 20 hp.

D.30 Pompa Menara Pendingin Air (PU-16)

Fungsi : memompa air pendingin dari Menara Pendingin Air (CT) ke

unit proses



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 30 C


3 (Perry, 1997)




/detiklb6537,176

ρ

FQ 3

3

m

m = 0,0805 m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0805 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)

0,13

= 0,2865 m = 11,281 in









3

7986,0

/8413,2

ft

sft = 3,5579 ft/s


= lbm/ft.s 0,0005

)0075,1()/ 5579,3()/1726,62( 3 ftsftftlbm

= 407006,6286




- Untuk NRe = 407006,6286 dan D

= 0,0001, diperoleh f = 0,005

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

3,5579)01(5,0

2

= 0,0984 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(0,75))174,32(2

5579,3 2

= 0,2951 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

5579,3 2

= 0,3934 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.0075,1

3,5579.302

= 0,1172 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

5579,301

22

= 0,1967 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP



dimana : v1 = v2

P1 = P2

Z = 30 ft

maka:

0/.1007,1 30./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = - × Wp

–31,1007 = –0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. 38,8759/360045359,0

4288462,060×

slbfft

hp

/.550

1

= 12,4865 hp


D.31 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 = 300C

Tekanan = 1 atm






Perhitungan:

a. Ukuran tangki

Volume air, 3a

kg/m995,904

jam24kg/jam 7447,8838V = 179,4844 m

3


3

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

33

23

2

πD8

3m 215,3813

D2

3πD

4

1m 215,3813

HπD4

1V

Maka: D = 5,6765 m

H = 8,5148 m

Tinggi cairan dalam tangki = 5148,83813,215

4844,179 = 7,0957m

b. Diameter dan tinggi tutup


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = m 4191,1m 5,6765 4

1 (Brownell,1959)

Tinggi tangki total = 7,0957+ 2(1,4057) = 11,353 m

c. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik

P = × g × h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 7,0957 m

= 69,2526 kPa


P = 69,2526 kPa + 101,325 kPa = 170,5776 kPa






Tebal shell tangki:

in 2873,0m0073,0

kPa) 641,2(179,10kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (5,6765 kPa) (179,1064

1,2P2SE

PDt




Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal

tutup 1/2 in.

D.32 Pompa Deaerator (PU-17)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Deaerator (DE) ke Ketel Uap

(KU)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 30 C


3 (Perry, 1997)




/detiklb5611,4

ρ

FQ 3

3

m

m = 0,0021 m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)


= 0,363 × (0,0021 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)

0,13

= 0,0553 m = 2,1763 in


- Ukuran nominal : 2,5 in




- Inside sectional area : 0,0332 ft2


3

0332,0

/10,002

ft

sft = 2,2084 ft/s


= lbm/ft.s 0,0005

)2058,0()/2,2084()/1726,62( 3 ftsftftlbm

= 51591,2654





= 0,0007, diperoleh f = 0,0055

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

2,2084)01(5,0

2

= 0,0379 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

2,20842

= 0,1705 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

2,20842

= 0,1516 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,0055)174,32.2.2058,0

2,2084.302


= 0,2431 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

2,208401

22

= 0,0758 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 3562,6059 lbf/ft2

P2 = 2116,2281 lbf/ft2

P

= -23,2639 ft.lbf/lbm

Z = 30 ft

maka: :

0/.0,6789/.23,2639- 30./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = - × Wp

–17,415 = –0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /.7687,21/360045359,0

4,5611×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,1805 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor ¼ hp.

D.33 Ketel Uap (KU)

Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses


Jenis : Water tube boiler

Bahan konstruksi : Carbon steel

Kondisi operasi :

Uap jenuh yang digunakan bersuhu 2600C dan tekanan 46,9231 bar.

Dari steam table, Reklaitis (1983) diperoleh panas laten steam 1661,6538 kJ/kg =

3472,1564 Btu/lbm.

Kebutuhan uap = 5729,0872 kg/jam = 12630,6606 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,

3,9705,34

1564,34721413,5729P = 1310,0872 hp

Menghitung Jumlah Tube

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

= 1310,0872 hp 10 ft2/hp

= 13100,872 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 = 'aL

A=

ftftft

ft

/9170,030

) 13100,872(2

2

Nt = 475,2222

Nt = 475 buah


D.34 Pompa Air Proses (PU-18)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke unit proses



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur = 30 C


3 (Perry, 1997)




/detiklb4421,2

ρ

FQ 3

3

m

m = 0,0011 m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0011m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)

0,13

= 0,0417 m = 1,6430 in








3

0233,0

/0,0393

ft

sft = 1,6858 ft/s


= lbm/ft.s 0,0005

)1723,0()/ 6858,1()/1726,62( 3 ftsftftlbm

= 32971,5835





Untuk NRe = 32971,5835 dan D

= 0,0009, diperoleh f = 0,006

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

6858,1)01(5,0

2

= 0,0221 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

6858,1 2

= 0,0331 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

6858,1 2

= 0,0883 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,006)174,32.2.1723,0

1,6858.702

= 0,4308 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

6858,101

22

= 0,0442 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = P2 = 3134,8215 lbf/ft2

P

= 0

Z = 20 ft

maka: 0/.6185,00 20./.174,32

/174,320

2

2


sft




Ws = × Wp

20,6185 = 0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. 25,7731/360045359,0

3987,8005×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,1144 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 0,5 hp.

35. Tangki Bahan Bakar (TB-01)

Fungsi : Menyimpan bahan bakar Solar


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, grade B

Jumlah : 1

Kondisi operasi : Temperatur 30°C dan tekanan 1 atm

Laju volume solar = 468 L/jam (Bab VII)

Densitas solar = 0,89 kg/l = 55,56 lbm/ft3 (Perry, 1997)


Perhitungan Ukuran Tangki :

Volume solar (Va) = 468 L/jam x 7 hari x 24 jam/hari

= 78624 L = 78,624 m3


3


33

23

2

D5708,1m 94,3488

2DπD4

1m 94,3488

HπD4

1V

D = 3,916 m ; H = 7,832 m = 25,949 ft


Tinggi cairan dalam tangki = silindervolume

silindertinggixcairanvolume

= )3488,94(

)8327,)(624,78(= 6,52677 m


Tekanan hidrostatik

Phid = x g x l = 890,0712 kg/m3 x 9,8 m/det

2 x 6,52677 m = 56,843 kPa

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

Poperasi = 56,834+ 101,325 kPa = 158,1688 kPa


Maka, Pdesign = (1,05)( 158,1688 kPa) = 166,077 kPa


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

Tebal shell tangki:

1,2P2SE

PDt

in 0,18244m 00467,0

kPa)71,2(166,07kPa)(0,8) 142(87.218,7

m) (3,916 kPa) (166,077t

Faktor korosi = 1/8 in.

Tebal shell yang dibutuhkan = 0,1844 + 1/8 in = 0,3094 in


LAMPIRAN E

PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan pabrik Etilen glikol digunakan asumsi sebagai

berikut:

Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun.

Kapasitas maksimum adalah 80.000 ton/tahun.

Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchased-

equipment delivered (Timmerhaus et al, 2004).

Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah :

US$ 1 = Rp 9.930,- (Bank Indonesia, 18 Agustus 2009).

1. Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

1.1.1 Modal untuk Pembelian Tanah Lokasi Pabrik

Luas tanah seluruhnya = 20.000 m2

Menurut koran di daerah Riau (koran khusus untuk Riau, biaya tanah pada

lokasi pabrik berkisar Rp 230.900,-/m2 (Riaupost.com, 2009)

Harga tanah seluruhnya =20.000 m2 Rp 230.900/m

2 = Rp 4.618.000.000 ,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5%

Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 4.618.000.000 = Rp 230.900.000,-

Maka modal untuk pembelian tanah (A) adalah Rp 4.848.900.000,-

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya

No

Nama Bangunan

Luas (m2)

Harga

(Rp/m2)

Jumlah (Rp)

1 Pos keamanan 50 250.000 12.500.000

2 Areal bahan baku 650 400.000 260.000.000

3 Parkir *)

200 250.000 50.000.000

4 Taman *)

3000 250.000 750.000.000


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

(lanjutan)

No

Nama Bangunan

Luas (m2)

Harga

(Rp/m2)

Jumlah (Rp)

5 Perumahan karyawan 1000 500.000 500.000.000

6 Ruang kontrol 200 500.000 100.000.000

7 Areal proses 6800 2.000.000 13.600.000.000

8 Areal produk 850 1.500.000 1.275.000.000

9 Perkantoran 300 1.500.000 450.000.000

10 Laboratorium 200 600.000 120.000.000

11 Poliklinik 80 300.000 24.000.000

12 Kantin 100 200.000 20.000.000

13 Tempat ibadah 80 300.000 24.000.000

14 Gudang peralatan 400 250.000 100.000.000

15 Bengkel 450 250.000 112.500.000

16 Unit pemadam kebakaran 80 250.000 20.000.000

17 Unit pengolahan air 800 1.000.000 800.000.000

18 Ruang boiler 350 1.200.000 420.000.000

19 Unit pembangkit listrik 380 1.200.000 456.000.000

20 Unit pengolahan limbah 1000 1.500.000 1.500.000.000

21 Areal perluasan *)

1900 250.000 475.000.000

22 Jalan *)

800 500.000 400.000.000

23 Perpustakaan 80 600.000 48.000.000

24 Sarana olahraga 100 300.000 30.000.000

25 Areal antar bangunan *)

150 250.000 37.500.000

TOTAL 20.000 16.100.000 21.584.500.000

Harga bangunan saja = Rp19.872.000.000,-

Harga sarana = Rp1.712.500.000,-

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp. 21.584.500.000,-


1.1.2 Perincian Harga Peralatan

Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan

persamaan berikut (Timmerhaus et al, 2004) :

y

x

m

1

2yx

I

I

X

XCC

dimana: Cx = harga alat pada tahun 2009

Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1 = kapasitas alat yang tersedia

X2 = kapasitas alat yang diinginkan

Ix = indeks harga pada tahun 2009

Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia

m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2009 digunakan metode regresi

koefisien korelasi:

2

i

2

i

2

i

2

i

iiii

ΣYΣYnΣXΣXn

ΣYΣXYΣXnr (Montgomery, 1992)


Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift

No. Tahun (Xi) Indeks (Yi)

Xi.Yi

Xi²

Yi²

1 1989 895 1780155 3956121 801025

2 1990 915 1820850 3960100 837225

3 1991 931 1853621 3964081 866761

4 1992 943 1878456 3968064 889249

5 1993 967 1927231 3972049 935089

6 1994 993 1980042 3976036 986049

7 1995 1028 2050860 3980025 1056784

8 1996 1039 2073844 3984016 1079521

9 1997 1057 2110829 3988009 1117249

10 1998 1062 2121876 3992004 1127844

11 1999 1068 2134932 3996001 1140624

12 2000 1089 2178000 4000000 1185921

13 2001 1094 2189094 4004001 1196836

14 2002 1103 2208206 4008004 1216609

Total 27937 14184 28307996 55748511 14436786

Sumber: Tabel 6-2, Timmerhaus et al, 2004

Data : n = 14 ∑Xi = 27937 ∑Yi = 14184

∑XiYi = 28307996 ∑Xi² = 55748511 ∑Yi² = 14436786

Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE – 2, maka diperoleh harga

koefisien korelasi:

r = (14) . (28307996) – (27937)(14184)

[(14). (55748511) – (27937)²] x [(14)(14436786) – (14184)² ]½

≈ 0,98 = 1

Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan

linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah

persamaan regresi linier.


Persamaan umum regresi linier, Y = a + b X

dengan: Y = indeks harga pada tahun yang dicari (2007)

X = variabel tahun ke n – 1

a, b = tetapan persamaan regresi

Tetapan regresi ditentukan oleh : (Montgomery, 1992)

2

i

2

i

iiii

ΣXΣXn

ΣYΣXYΣXnb

a 22

2

Xi)(Xin.

Xi.YiXi.XiYi.

Maka :

b = 14 .( 28307996) – (27937)(14184) = 53536

14. (55748511) – (27937)² 3185

= 16,8088

a = (14184)( 55748511) – (27937)(28307996) = - 103604228

14. (55748511) – (27937)² 3185

= -32528,8

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah:

Y = a + b X

Y = 16,809X – 32528,8

Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2009 adalah:

Y = 16,809(2007) – 32528,8

Y = 1206,4439

Perhitungan harga peralatan menggunakan adalah harga faktor eksponsial (m)

Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Timmerhaus

et al, 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6

(Timmerhaus et al, 2004)


Contoh perhitungan harga peralatan:

a. Tangki Penyimpanan Etilen Oksida (TT-101)

Kapasitas tangki , X2 = 210,6523 m3. Dari Gambar LE.1 berikut, diperoleh

untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ adalah (Cy) US$ 6700. Dari tabel 6-4,

Timmerhaus, 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada

tahun 2002 (Iy) 1103.

Capacity, m3

Pu

rch

ase

d c

ost

, d

oll

ar

106

105

104

103

102

103 10

4 105

Capacity, gal

10-1 1 10 10

210

3

P-82Jan,2002

310 kPa (30 psig) Carbon-steel tank (spherical)

Carbon steel

304 Stainless stell

Mixing tank with agitator

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki

Pelarutan.(Peters et.al., 2004)

Indeks harga tahun 2007 (Ix) adalah 1206,4439. Maka estimasi harga tangki untuk

(X2) 210,6523 m3 adalah :

Cx = US$ 6700

49,0

1

210,6523x

1103

1206,4439

Cx = US$ 100.822.-

Cx = Rp 1.001.159.174,-/unit

b. Kolom Distilasi (T-101)

Pada proses, kolom distilasi yang dipergunakan berukuran diameter 1,4822

m, dengan tinggi kolom 9 m dengan banyaknya tray dalam kolom sebanyak 21 buah.

Dari Gambar LE.2, didapat bahwa untuk spesifikasi tersebut didapat harga peralatan


pada tahun 2002 (Iy= 1103) adalah US$ 22.000,-.Maka harga sekarang (2007) adalah

:

Cx,kolom = US$ 22.000 x 1103

4439,1206 x (Rp 9.930)/(US$ 1)

Cx,kolom = Rp 238.948.093/ unit

Gambar LE.2 Harga Peralatan untuk Kolom Distilasi. Harga Tidak Termasuk Trays,

Packing, atau Sambungan. (Peters et.al., 2004)

Harga tiap sieve tray adalah US$ 2.000,- untuk kolom berdiameter 1,4822 m. Maka

untuk tray sebanyak 21 piring diperoleh:

Cx,tray = 21 x US$ 2.000

86,0

1

1,4822

1103

1206,4439 x (Rp 9.930)/(US$ 1)

Cx,tray = Rp 456.173.632,-

Jadi total harga keseluruhan unit distilasi (T-101) adalah

= Rp 238.948.093,- + Rp 456.173.632,-

= Rp 695.121.725 ,-


Gambar LE.3 Harga Tiap Tray dalam Kolom Distilasi. Harga Termasuk Tanggul,

Permukaan Saluran Limpah, Saluran Uap dan Bagian Struktur Lainnya

(Peters et.al., 2004)

Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat

dilihat pada Tabel LE.3 untuk perkiraan peralatan proses dan Tabel LE.4 untuk

perkiraan peralatan utilitas.

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 LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses

No. Kode Unit Ket*)

Harga / Unit (Rp) Harga Total (Rp)

1 TT-101 8 I 1.001.159.174 8.009.273.394

2 TT-102 5 I 882.490.690 4.412.453.448

3 TT-103 12 I 2.831.808.915 33.981.706.977

4 TT-104 10 I 853.725.623 8,537,256,230

5 TT-105 1 I 261.526.016 261.526.016

6 TT-106 1 I 92.950.517 92.950.517

7 T-101 1 I 238.948.093 238.948.093

Tray 21 I 21.722.554 456.173.632

8 D-101 1 I 318.443.954 318.443.954

9 V-101 1 I 1.403.983.088 1.403.983.088

10 FG-101 1 I 1.404.683.679 1.404.683.679

11 FG-102 1 I 4.632.023.339 4.632.023.339

12 FE-101 1 I 736.703.555 736.703.555

13 R-101 1 I 8.806.008.007 8.806.008.007

14 R-102 1 I 9.724.876.358 9.724.876.358

15 E-101 1 I 268.905.895 268.905.895

16 E-102 1 I 451.678.067 451.678.067

17 E-103 1 I 201.771.663 201.771.663

18 E-104 1 I 451.678.067 451.678.067

19 E-105 1 I 584.138.866 584.138.866

20 E-106 1 I 563.594.634 563.594.634

21 E-107 1 I 767.402.764 767.402.764

22 E-108 1 I 472.810.595 472.810.595

23 E-109 1 I 545.003.556 545.003.556

24 E-110 1 I 204.245.825 204.245.825

25 E-111 1 I 113.670.708 113.670.708

26 E-112 1 I 166.643.983 166.643.983

27 JE-101 1 I 1.444.328 1.444.328

28 JB-101 1 I 141.617.113 141.617.113


Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses................. (lanjutan)

No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit (Rp) Harga Total (Rp)

29 JB-102 1 I 438.594.861 438.594.861

30 JB-103 1 I 415.100.052 415.100.052

31 JB-104 1 I 99.330.544 99.330.544

32 P-101 1 NI 15.860.636 15.860.636

33 P-102 1 NI 28.249.515 28.249.515

34 P-103 1 NI 63.207.717 63.207.717

35 P-104 1 NI 16.686.369 16.686.369

36 P-105 1 NI 14.810.247 14.810.247

37 P-106 1 NI 62.407.377 62.407.377

38 P-107 1 NI 12.073.783 12.073.783

39 P-108 1 NI 12.617.715 12.617.715

Harga Total 88.129.395.992

Import 87.903.482.633

Non import 225.913.359

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah

No.

Kode

Alat Unit Ket Harga / Unit Harga Total

1 SC 1 I 150.575.486 150.575.486

2 PU-01 1 NI 19.414.060 19.414.060

3 BS 1 NI 6.500.000 6.500.000

4 PU-02 1 NI 19.414.060 19.414.060

5 TP-01 1 I 232.775.165 232.775.165

6 PU-03 1 NI 189.661 1.600.000

7 TP-02 1 I 173.973.402 173.973.402


Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah.......(lanjutan)

No.

Kode

Alat Unit Ket Harga / Unit Harga Total

8 PU-04 1 NI 182.750 1.600.000

9 TP-06 1 I 5.035.817 5.035.817

10 PU-19 1 NI 5.179.232 5,179,232

11 CL 1 I 1.152.032.933 1.152.032,933

12 PU-05 1 NI 5.179.232 5.179.232

13 TF 1 I 346.138.102 346.138.102

14 PU-06 1 NI 5.179.232 5.179.232

15 CT 1 I 383.152.962 383.152.962

16 PU-16 1 NI 6.171.988 6.171.988

17 TU-01 1 I 4.242.935.828 4.242.935.828

18 PU-07 1 NI 2.954.058 2.954.058

19 TP-03 1 I 163.196.005 163.196.005

20 PU-10 1 NI 76.411 1.600.000

21 CE 1 I 119.629.410 119.629.410

22 PU-11 1 NI 2.954.058 2.954.058

23 TP-04 1 I 192.392.048 192.392.048

24 PU-12 1 NI 85.141 1.600.000

25 AE 1 I 154.627.912 154.627.912

26 PU-13 1 NI 2.954.058 2.954.058

27 DE+KU 1 I 613.332.454 613.332.454

28 PU-13 1 NI 1.395.747 1.600.000

29 PU-08 1 NI 932.377 1.600.000

30 PU-09 1 NI 12.732 1.600.000

31 TP-05 1 I 5.026.517 5.026.517

32 PU-14 1 NI 41.280 1.600.000

33 TU-02 1 I 221.952.147 221.952.147

34 PU-15 1 NI 932.377 1.600.000

35 PU-18 1 NI 4.911.841 4.911.841

Harga total Rp. 8.251.988.009

Import Rp 8.156.776.189

Non import Rp 95.211.820

Keterangan*)

: I untuk peralatan impor, sedangkan N.I. untuk peralatan non impor.


Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered) adalah:

= 1,43 x ( Rp 87.903.482.633 ,- + Rp 8.156.776.189 ,- )

+ 1,21 x ( Rp. 225.913.359- + Rp. 95.211.820 ,- )

= Rp. 137.754.731.582 ,-

Biaya pemasangan diperkirakan 50 dari total harga peralatan (Timmerhaus 2004).

Biaya pemasangan = 0,50 Rp 137.754.731.582,-

= Rp. 68.877.365.791,-

Harga peralatan + biaya pemasangan (C) :

= Rp 137.754.731.582,- + Rp 68.877.365.791,-

= Rp 206.632.097.373,-

1.1.4 Instrumentasi dan Alat Kontrol

Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 40 dari total harga

peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,4 Rp. 137.754.731.582,-

= Rp. 55.101.892.633,-

1.1.5 Biaya Perpipaan

Diperkirakan biaya perpipaan 60 dari total harga peralatan

(Timmerhaus et al, 2004).

Biaya perpipaan (E) = 0,6 137.754.731.582,-

= Rp. 82.652.838.949 ,-

1.1.6 Biaya Instalasi Listrik

Diperkirakan biaya instalasi listrik 20 dari total harga peralatan


Biaya instalasi listrik (F) = 0,2 137.754.731.582,-

= Rp. 27.550.946.316,-


1.1.7 Biaya Insulasi

Diperkirakan biaya insulasi 55 dari total harga peralatan


Biaya insulasi (G) = 0,55 137.754.731.582,-

= Rp. 75.765.102.370,-

1.1.8 Biaya Inventaris Kantor

Diperkirakan biaya inventaris kantor 5 dari total harga peralatan


Biaya inventaris kantor (H) = 0,05 137.754.731.582,-

= Rp. 6.887.736.579,-

1.1.9 Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan

Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 5 dari total

harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I )

= 0,05 137.754.731.582,-

= Rp. 6.887.736.579,-

1.1.10 Sarana Transportasi

Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana

transportasi ( J ) seperti pada tabel berikut .

Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi

No.

Jenis

Kendaraan

Unit

Tipe

Harga/ Unit

(Rp)

Harga Total

(Rp)

1 Mobil direktur 1 sedan 375.000.000 375.000.000

2 Mobil manajer 5 kijang inova 210.000.000 1.050.000.000

3 Bus karyawan 5 bus 350.000.000 1.750.000.000

4 Mobil karyawan 4 L-300 150.000.000 600.000.000

5 Truk 6 truk 300.000.000 1.800.000.000

6 Mobil pemasaran 5 minibus L-300 120.000.000 600.000.000

7

Mobil pemadam

kebakaran 3 truk tangki 350.000.000 1.050.000.000

Total 7.225.000.000


Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J

= Rp 493.193.350.801,-

1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

1.2.1 Pra Investasi

Diperkirakan 7 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Pra Investasi (K) = 0,07 x Rp 137.754.731.582,-

= Rp. 9.642.831.211,-

1.2.2 Biaya Engineering dan Supervisi


Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,30 Rp 137.754.731.582,-

= Rp. 41.326.419.475,-

1.2.3 Biaya Legalitas


Biaya Legalitas (M) = 0,04 Rp 137.754.731.582,-

= Rp. 5.510.189.263,-

1.2.4 Biaya Kontraktor


Biaya Kontraktor (N) = 0,30 Rp 137.754.731.582,-

= Rp. 41.326.419.475,-

1.2.5 Biaya Tak Terduga

Diperkirakan 40 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004) .

Biaya Tak Terduga (O) = 0,40 Rp 137.754.731.582,-

= Rp. 55.101.892.633,-

Total MITTL = K + L + M + N + O

= Rp. 152.907.752.056,-

Total MIT = MITL + MITTL

= Rp. 493.193.350.801,- + Rp. 152.907.752.056,-

= Rp. 646.101.102.857,-


2 Modal Kerja

Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (= 90 hari).

2.1 Persediaan Bahan Baku

2.1.1 Bahan baku proses

1. Etilen Oksida

Kebutuhan = 7.281,71 kg/jam

Harga etilen oksida = US$ 0,49/lb = US$ 1,1025/kg

= Rp10.948,- /kg (ICIS Pricing, 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam/hari 7.281,71kg/jam Rp10.948,- /kg

= Rp. 172.192.889.012,-

Karbon dioksida

Kebutuhan = 7.756,36 kg/jam = 4,8477 m3/jam

Harga = Rp.7000,-/m3 (PT. Aneka Gas Industri, 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam/hari 4,8477 m3/jam x Rp. 7000,-/m

3

= Rp. 73,297,565,-

3. Katalis

Kebutuhan = 400 kg/jam

Harga = Rp. 2.600,-/kg (www.advance-scientific.net, 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam/hari 400 kg/jam x Rp 2.600,-/kg

= Rp. 2.246.400.000

2.1.2 Persediaan bahan baku utilitas

1. Alum, Al2(SO4)3

Kebutuhan = 1,0405 kg/jam

Harga = Rp 1.100 ,-/kg (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam/hari 1,0405 kg/jam Rp 1.100,- /kg

= Rp. 2.472.275,-

2. Soda abu, Na2CO3


Harga = Rp 2.500,-/kg (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam/hari 0,5619 kg/jam Rp 2.500,-/kg


= Rp 3.034.155,-

3. Kaporit


Harga = Rp 9.500,-/kg (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam/hari 0,0028 kg/jam Rp 9.500,-/kg

= Rp 56.518,-

4. H2SO4

Kebutuhan = 0,737 kg/jam = 0,4006 L/jam

Harga = Rp 35.500-/L (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam x 0,737 L/jam Rp 35.500-/L

= Rp 30.714.629,-

5. NaOH


Harga = Rp 3250,-/kg (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam 0,7063 kg/jam Rp 3250,-/kg

= Rp 4..958.027,-

6. Solar

Kebutuhan = 113,812 ltr/jam

Harga solar untuk industri = Rp.5500,-/liter (PT.Pertamina, 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam/hari 113,812 ltr/jam Rp. 4500,-/liter

= Rp 1.352.086.560,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan

(90 hari) adalah = Rp 175.905.908.741,-


2.2 Kas

2.2.1 Gaji Pegawai

Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai

Jabatan Jumlah

Gaji/bulan

(Rp)

Jumlah

gaji/bulan (Rp)

Dewan Komisaris 3 20.000.000 20.000.000

Direktur 1 10.000.000 30.000.000

Staf Ahli 2 7.000.000 14.000.000

Sekretaris 2 2.000.000 4.000.000

Manajer Teknik dan Produksi 1 9.000.000 9.000.000

Manajer R&D 1 9.000.000 9.000.000

Manajer Umum dan Keuangan 1 9.000.000 9.000.000

Kepala Bagian Keuangan dan

Adm 1

5.000.000 5.000.000

Kepala Bagian Umum dan

Personalia 1

5.000.000 5.000.000

Kepala Bagian Teknik 1 5.000.000 5.000.000

Kepala Bagian Produksi 1 5.000.000 5.000.000

Kepala Bagian R&D 1 5.000.000 5.000.000

Kepala Bagian QC/QA 1 5.000.000 5.000.000

Kepala Seksi Proses 1 4.000.000 4.000.000

Kepala Seksi Utilitas 1 4.000.000 4.000.000

Kepala Seksi Mesin/Instrumentasi 1 4.000.000 4.000.000

Kepala Seksi Listrik 1 4.000.000 4.000.000

Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik 1 4.000.000 4.000.000

Kepala Seksi Keuangan 1 4.000.000 4.000.000

Kepala Seksi Pemasaran 1 4.000.000 4.000.000

Kepala Seksi Administrasi 1 4.000.000 4.000.000

Kepala Seksi Humas 1 4.000.000 4.000.000

Kepala Seksi Personalia 1 4.000.000 4.000.000

Kepala Seksi Keamanan 1 3.000.000 3.000.000

Karyawan Proses 36 2.500.000 90.000.000

Karyawan Laboratorium QC/QA

dan R&D 10

2.000.000 20.000.000

Karyawan Utilitas 10 2.500.000 25.000.000

Karyawan Unit Pembangkit Listrik 7 2.300.000 16.100.000

Karyawan Instrumentasi Pabrik 7 2.300.000 16.100.000

Karyawan Pemeliharaan Pabrik 10 2.300.000 23.000.000

Karyawan Bag. Keuangan 3 2.000.000 6.000.000

Karyawan Bag. Administrasi 3 2.000.000 6.000.000


Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai...........................(lanjutan)

Jabatan Jumlah

Gaji/bulan

(Rp)

Jumlah

gaji/bulan (Rp)

Karyawan Bag. Personalia 4 2.000.000 8.000.000

Karyawan Bag. Humas 4 2.000.000 8.000.000

Karyawan Penjualan/ Pemasaran 5 2.000.000 10.000.000

Petugas Keamanan 10 1.200.000 12.000.000

Karyawan Gudang / Logistik 10 1.200.000 12.000.000

Dokter 1 3.500.000 3.500.000

Perawat 2 2.000.000 4.000.000

Petugas Kebersihan 10 1.000.000 10.000.000

Supir 6 1.200.000 7.200.000

Total 166 464.900.000

Total gaji pegawai selama 1 bulan beserta lembur = Rp 470.900.000,-

Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp1.412.700.000,-

2.2.2 Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 20 dari gaji pegawai = 0,2 Rp1.412.700.000,-,-

= Rp 282.540.000,-

2.2.3. Biaya Pemasaran

Diperkirakan 20 dari gaji pegawai = 0,2 Rp1.412.700.000,-

= Rp 282.540.000,-

2.2.4 Pajak Bumi dan Bangunan

Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada

Undang-Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea

Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut:

Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan

(Pasal 2 ayat 1 UU No.20/00).

Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU

No.20/00).

Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp.

30.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).


Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak

dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut :

Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Etilen Glikol

Nilai Perolehan Objek Pajak

Tanah Rp 4.618.000.000,-

Bangunan Rp 19.872.000.000,-

Total NJOP Rp 24.490.000.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak (Rp. 30.000.000,- )

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak Rp 24.460.000.000,-

Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP) Rp 1.223.000.000,-

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas

No. Jenis Biaya Jumlah (Rp)

1. Gaji Pegawai Rp 1.412.700.000,-

2. Administrasi Umum Rp 282.540.000,-

3. Pemasaran Rp 282.540.000,-

4. Pajak Bumi dan Bangunan Rp 1.223.000.000,-

Total Rp 3,200,780,000

2.3 Biaya Start – Up

Diperkirakan 8 dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004).

= 0,8 Rp 646.101.102.857,-

= Rp 51.688.088.229,-

2.4 Piutang Dagang

HPT12

IPPD

dimana: PD = piutang dagang

IP = jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan)

HPT = hasil penjualan tahunan


Penjualan :

1. Harga jual Etilen glikol = US$ 0,8/lb = US$ 1,8/kg


Produksi etilen glikol = 10101,0101 kg/jam

Hasil penjualan etilen glikol tahunan

= 10101,0101 kg/jam 24 jam/hari 330 hari/tahun Rp17.874,- /kg

= Rp 1.429.920.000.000,-

2. Harga jual Dietilen glikol = US$ 0,55/lb = US$ 1,238/kg


Produksi dietilen glikol = 71,8471 kg/jam


= 71,8471 kg/jam 24jam/hari 330hari/tahun Rp12.228,- /kg

= Rp 6.992.446.587,-

3. Harga jual Etilen karbonat = US$ 0,5/lb = US$ 1,125/kg


Produksi etilen glikol = 9,0636 kg/jam


= 9,0636 kg/jam 24 jam/hari 330 hari/tahun Rp11.171,- /kg

= Rp 801.909.738,-

Hasil penjualan total tahunan = Rp 1.437.714.356.325,-

Piutang Dagang = 12

1 Rp 1.437.714.356.325,-

= Rp 119.809.529.694,-

Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja

No.

Jumlah (Rp)

1. Bahan baku proses dan utilitas Rp 175.905.908.741

2. Kas Rp 3.200.780.000

3. Start up Rp 51.688.088.229

4. Piutang Dagang Rp 119.809.529.694

Total Rp. 350.604.306.664

Rp 350.604.306.664

Rp 350.604.306.664


Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja

= Rp 646.101.102.857,- + Rp. 350.604.306.664

= Rp 996.705.409.521,-

Modal ini berasal dari:

- Modal sendiri = 60 dari total modal investasi

= 0,6 Rp 996.705.409.521,-

= Rp. 598.023.245.713,-

- Pinjaman dari Bank = 40 dari total modal investasi

= 0,4 Rp 996.705.409.521,-

= Rp 398.682.163.808

3. Biaya Produksi Total

3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

3.1.1 Gaji Tetap Karyawan

Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji

yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga (P)

Gaji total = (12 + 2) Rp 470.900.000 ,-

= Rp 6.592.600.000 ,-

3.1.2 Bunga Pinjaman Bank

Bunga pinjaman bank adalah 15 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2007).

Bunga bank (Q) = 0,15 Rp 398.682.163.808,-

= Rp 59.802.324.571,-

3.1.3 Depresiasi dan Amortisasi

Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa

manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk

mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui penyusutan

(Rusdji,2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight

line method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan


sesuai dengan Undang-undang Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Pasal 11

ayat 6 dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000

Kelompok Harta

Berwujud

Masa

(tahun)

Tarif

(%)

Beberapa Jenis Harta

I. Bukan Bangunan

1.Kelompok 1

2. Kelompok 2

3. Kelompok 3

4

8

16

25

12,5

6,25

Mesin kantor, perlengkapan, alat perangkat/

tools industri.

Mobil, truk kerja

Mesin industri kimia, mesin industri mesin

II. Bangunan

Permanen

20

5

Bangunan sarana dan penunjang

Sumber : Waluyo, 2000 dan Rusdji,2004

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

n

LPD

dimana: D = depresiasi per tahun

P = harga awal peralatan

L = harga akhir peralatan

n = umur peralatan (tahun)

Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI No. 17 Tahun 2000

Komponen Biaya (Rp) Umur

(tahun) Depresiasi (Rp)

Bangunan 19.872.000.000 20 993.600.000

Peralatan proses dan utilitas 206.632.097.373 17 12.154.829.257

Instrumentrasi dan pengendalian proses 55.101.892.633 5 11.020.378.527

Perpipaan 82.652.838.949 5 16.530.567.790

Instalasi listrik 27.550.946.316 5 5.510.189.263

Insulasi 75.765.102.370 5 15.153.020.474

Inventaris kantor 6.887.736.579 4 1.721.934.145

Perlengkapan keamanan dan kebakaran 6.887.736.579 5 1.377.547.316

Sarana transportasi 7.225.000.000 10 722.500.000

TOTAL 65.184.566.772


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 152.907.752.056,-

= Rp 38.226.938.014

Total biaya depresiasi dan amortisasi (R)

= Rp 65.184.566.772 + Rp 38.226.938.014

= Rp 103.411.504.786,-

3.1.4 Biaya Tetap Perawatan

1. Perawatan mesin dan alat-alat proses

Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%,

diambil 10% dari harga peralatan terpasang di pabrik (Timmerhaus et al,

2004).

Biaya perawatan mesin = 0,1 Rp 206.632.097.373,-

= Rp 20.663.209.737,-

2. Perawatan bangunan

Diperkirakan 10 dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan bangunan = 0,1 Rp 19.872.000.000 ,-

= Rp 1.987.200.000,-

3. Perawatan kendaraan

Diperkirakan 10 dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004).


Perawatan kenderaan = 0,1 Rp 7.225.000.000,-

= Rp 722.500.000,-

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol

Diperkirakan 10 dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et

al, 2004).

Perawatan instrumen = 0,1 Rp 55.101.892.630,-

= Rp 5.510.189.263,-

5. Perawatan perpipaan

Diperkirakan 10 dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan perpipaan = 0,1 Rp 82.652.838.950,-

= Rp 8.265.283.895,-

6. Perawatan instalasi listrik

Diperkirakan 10 dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan listrik = 0.1 Rp 27.550.946.320,-

= Rp 2.755.094.632

7. Perawatan insulasi

Diperkirakan 10 dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan insulasi = 0,1 Rp 7.576.510.237

= Rp 75.765.102.370

8. Perawatan inventaris kantor

Diperkirakan 10 dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan inventaris kantor = 0,1 Rp 6.887.736.580,-

= Rp. 688.773.658,-

9. Perawatan perlengkapan kebakaran

Diperkirakan 10 dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al,

2004).

Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,1 Rp 6.887.736.580,-

= Rp. 688.773.658 ,-

Total biaya perawatan (S) = Rp 48.857.535.080


3.1.5 Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost)

Biaya tambahan industri ini diperkirakan 20 dari modal investasi tetap


Plant Overhead Cost (T) = 0,2 x Rp 646.101.102.857,-

= Rp 129.220.220.571,-

3.1.6 Biaya Administrasi Umum

Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp 282.540.000,-

Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = 4 Rp 282.540.000,-

= Rp 1.130.160.000,-

3.1.7 Biaya Pemasaran dan Distribusi

Biaya pemasaran selama 3 bulan adalah Rp 278.940.000,-

Biaya pemasaran selama 1 tahun = 4 Rp 282.540.000,-

= Rp 1.130.160.000,-

Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran, sehingga :

Biaya distribusi = 0,5 x Rp 1.130.160.000,- = Rp 565.080.000 ,-

Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp 1.695.240.000 ,-

3.1.8 Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan

Diperkirakan 5 dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya laboratorium (W) = 0,05 x Rp 129.220.220.571,-

= Rp 6.461.011.029 ,-

3.1.9 Hak Paten dan Royalti

Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01 x Rp 646.101.102.857,-

= Rp 6.461.011.029,-

3.1.10 Biaya Asuransi

1. Biaya asuransi pabrik. adalah 3,1 permil dari modal investasi tetap

langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2009).

= 0,0031 Rp. 493.193.350.801

= Rp. 1.528.899.387

2. Biaya asuransi karyawan.

Premi asuransi = Rp 351.000,-/tenaga kerja (PT. Prudential Life

Assurance, 2009)


Maka biaya asuransi karyawan = 166 orang x Rp 351.000,-/orang

= Rp 58.266.000,-

Total biaya asuransi (Y) = Rp. 1.587.165.387

3.1.11 Pajak Bumi dan Bangunan

Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp 1.223.000.000,-

Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z

= Rp 366.441.772.453,-

3.2 Biaya Variabel

3.2.1 Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun

Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah

Rp 175.905.908.741,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun

= Rp 175.905.908.741,-,- x 90

330

= Rp 644.988.332.052,-

Biaya Variabel Tambahan

1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan

Diperkirakan 1 dari biaya variabel bahan baku

Biaya variabel pemasaran = 0,01 Rp 644.988.332.052,-

= Rp 6.449.883.321 ,-

2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi

Diperkirakan 10 dari biaya variabel bahan baku

Biaya perawatan lingkungan = 0,1 Rp 644.988.332.052,-

= Rp 64.498.833.205,-

Total biaya variabel tambahan = Rp 70.948.716.526,-

3.2.2 Biaya Variabel Lainnya

Diperkirakan 5 dari biaya variabel tambahan


= 0,05 Rp 70.948.716.526,-

= Rp 3.547.435.826,-

Total biaya variabel = Rp 719.484.484.404,-

Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 366.441.772.453,-+ Rp 719.484.484.404,-

= Rp 1.085.926.256.857,-

4 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto)

Laba atas penjualan = total penjualan – total biaya produksi

= Rp 1.437.714.356.325,- – Rp 1.085.926.256.857,-

= Rp 351.788.099.468

Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5 % dari keuntungan perusahaan

= 0,005 x Rp 351.788.099.468

= Rp 1.758.940.497

Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UURI No. 17/00

Pasal 6 ayat 1 sehingga :

Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 351.788.099.468 − Rp 1.758.940.497

= Rp 350.029.158.970

4.2 Pajak Penghasilan

Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan

Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan

adalah (Rusjdi, 2004):

Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 .

Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan

pajak sebesar 15 .

Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 .


Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:

- 10 Rp 50.000.000 = Rp 5.000.000,-

- 15 (Rp 100.000.000- Rp 50.000.000) = Rp 7.500.000,-

- 30 (Rp 320.309.957.529,- – Rp 100.000.000) = Rp 104.978.747.691

Total PPh = Rp 104.991.247.691,-

Laba setelah pajak

Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh

= Rp 350.029.158.970 – Rp 104.991.247.691,-

= Rp 245.037.911.279,-

5 Analisa Aspek Ekonomi

5.1 Profit Margin (PM)

PM = penjualantotal

pajaksebelumLaba 100

PM = 100%x 356.325,-1.437.714. Rp

8.970,-350.029.15 Rp

= 24,35%

5.2 Break Even Point (BEP)

BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya 100

BEP = 100%x 484.404,-Rp719.484. - 356.325,-1.437.714. Rp

2.453,-366.441.77 Rp

= 51,02 %

Kapasitas produksi pada titik BEP = 55,18 % 80.000 ton/tahun

= 40.816,0993 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = 51,02 % x Rp 1.437.714.356.325,-

= Rp. 733.523.649.753,-


5.3 Return on Investment (ROI)

ROI = investasi modal Total

pajak setelah Laba 100

ROI = 100%x 9.521,-996.705.40 Rp

1.279,-245.037.91 Rp

= 24,58%

5.4 Pay Out Time (POT)

POT = tahun1x 0,2458

1

POT = 4,07 tahun

5.5 Return on Network (RON)

RON = sendiriModal

pajaksetelahLaba 100

RON = 100%x 5.713,-508.023.24 Rp

0.270,-224.234.47 Rp

RON = 40,97%

5.6 Internal Rate of Return (IRR)

Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan

pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk

memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut:

- Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 tiap tahun

- Masa pembangunan disebut tahun ke nol

- Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun

- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10

- Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan.

Dari Tabel LE.12, diperoleh nilai IRR = 39,45


Gambar LE.1 Kurva Break Even Point Pabrik Etilen Glikol


R-101

FG-101

JB-101

8

918

T-101

E-107

E-102

E-101

JB-102

15

16

E-106

F-101

TT-104

P-5484

E-104

17

20

21

22

25

23

30

31

2

7

4

1210

13

E-103

P-102

R-102

E-105

P-103

P-106

P-105

1

F-101

TT-105

F-101

TT-106

35

D-101

11

5

V-101

FE-101

P-104

28

FG-102

E-108

E-110

3233

P-107

P-108E-111

34

27

E-112

36

PC

FC

LC

TI

PICA

FC

PC

FC

26

FC

TI

PICA

FC

LC

FC

TC

JB-103

PC

TI

FC

FC

LI

TT-101

PI

PC TC

3

TT-102

PI

PC TC

PC TC

6

PC

PC FC

PC TC

PC

FC

PC

FC

PC TC

PC TC

29

TC

PC

E-109

TC

FC

PC TC

PC TC

LILI

JB-104

FC

PC

Kondensat

Air Pendingin K

eluar

Air Pendingin M

asuk

Steam

P-101

FC

TIFC

TIFC

JE-101 PCFC

Gas B

uang

V-101

F-101

TT-103LI

14

19


Glycol From EO n O2

Documents

Transcript of Glycol From EO n O2