PRA RANCANGAN PABRIK -...

PRA RANCANGAN PABRIK

PEMBUATAN ETILEN GLIKOL DARI ETILEN OKSIDA DENGAN

PROSES KARBONASI

DENGAN KAPASITAS 70.000 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

OLEH :

LADY MARISSA FEBRIANA

NIM. 050405036

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA

MEDAN

2009

Lady Marissa Febriana : Pembuatan Etilen Glikol Dari Etilen Oksida Dengan Proses Karbonasi Dengan Kapasitas 70.000 Ton/Tahun, 2010.

KATA PENGANTAR

Assalamualaikum Wr. Wb.,

Puji syukur kepada Allah Swt yang telah memberikan rahmat, karunia dan

anugerah-Nya kepada penulis, serta kepada Nabi besar Muhammad SAW yang telah

membawa dunia ini penuh dengan ilmu pengetahuan, sehingga penulis dapat menuntut

ilmu hingga jenjang sarjana dan dapat menyelesaikan Tugas Akhir yang berjudul ”

Pra-Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Glikol dari Etilen Oksida dengan Proses

Karbonasi dengan Kapasitas 70.000 Ton/Tahun”. Tugas Akhir ini

diajukan untuk memenuhi syarat mencapai gelar sarjana Teknik (ST) pada Departemen

Teknik Kimia.

Dalam penyusunan Tugas Akhir ini penulis banyak mendapatkan kendala

terutama disebabkan oleh terbatasnya kemampuan dan bahan referensi yang penulis

miliki. Namun, berkat ridho Allah Swt, usaha, dukungan keluarga, dan bantuan semua

pihak, Tugas Akhir ini dapat terselesaikan dengan baik, walaupun masih jauh dari

kesempurnaan.

Selama menyelesaikan Tugas Akhir ini penulis banyak mendapatkan masukan,

nasehat, perhatian, dukungan, baik moril maupun materil sehingga penulis dapat

mencapai sarjana. Oleh karena itu, dengan segala kerendahan hati penulis mengucapkan

terima kasih yang tidak terhingga khususnya kepada Uwakku tersayang yang sudah

seperti orang tua sendiri yakni Dra. Endang Karosmayuti (Wak Endang) dan Ir.Iskandar

Arham (Wak Is). Ucapan terima kasih juga penulis haturkan kepada yang teristimewa,


(Alm) Aida Handayani (Mama) dan Mahdi Sulaiman (Papa) yang selalu menjadi

motivasi penulis untuk dapat melakukan yang terbaik.

Pada kesempatan ini penulis juga mengucapkan terima kasih yang sebesar-

besarnya kepada:

1. Ibu Dr.Ir. Rosdanell 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 Ir.Renita Manurung, M.T selaku Ketua Departemen Teknik Kimia FT USU.

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

Teknik Kimia FT USU.

5. Bapak dan Ibu Dosen Departemen Teknik Kimia Fakultas Teknik yang telah

banyak memberikan pengetahuan, informasi dan motivasi kepada penulis selama

mengikuti perkuliahan.

6. Seluruh staf karyawan Departemen Teknik Kimia FT USU yang sudah

membantu memperlancar administrasi.

7. Kepada Lady Fitri Navratilova. S.Pd (Kak F3) dan adik-adikku tersayang Akbar

Adia Arafat (Bang Akbar), Lila Meutia Iskandar (Dembong), Aditya Gunadi

Arham, Reza Endara Arham, Fajar (Ase’), Tia (Twilight girl) dan semua yang

telah membantu dan memberikan motivasi dalam menyelesaikan tugas akhir ini.


8. Pak Bambang Trisakti dan Ibu Aulianti (Bu Oti), Tante Era dan Om Min, Tante

ana dan Om Sugi, Om Toto dan semua keluarga yang telah membantu,dan

memotivasi penulis.

9. Teman seperjuangan Wulan Pratiwi sebagai partner penulis , selalu membantu

dan memotivasi penulis dalam penyelesaian Tugas Akhir ini.

10. Buat sahabat – sahabatku Apriana Rahmadani (Patner KP & penelitian), Meri

Analis (Meyong), Ovita Apni, yang selalu perhatian, pengertian, sabar,

memotivasi penulis, serta memberikan saran dan lainnya kepada penulis.

11. Buat teman-temanku stambuk 2005 Teknik Kimia yang telah memotivasi,

membantu, dan memberikan saran kepada penulis dalam dalam menyelesaikan

tugas akhir ini

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

namanya.

Akhirnya tiada kata yang lebih baik yang dapat penulis ucapkan kepada semua

pihak yang telah membantu menyelesaikan tugas akhir ini, melainkan hanya kepada

Allah swt, penulis serahkan untuk membalas jasa mereka dan tidak lupa penulis mohon

ampun kepada Allah swt atas segala perbuatan.”Amin”.

Medan, November 2009

Penulis

LADY MARISSA FEBRIANA


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 70.000 ton/tahun dan beroperasi selama 330 hari dalam setahun.

Lokasi pabrik yang direncanakan adalah di 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 915.364.595.544,-

Biaya Produksi per tahun : Rp 970.587.518.399,-

Hasil Jual Produk per tahun : 091.178,-1.258.058. Rp

Laba Bersih per tahun : Rp 200.240.753.941

Profit Margin : 22,74 %

Break Event Point : 54,39 %

Return of Investment : 21,88 %

Pay Out Time : 4,57 tahun

Return on Network : 36,46 %

Internal Rate of Return : 36,77

Dari hasil analisa aspek ekonomi dapat disimpulkan bahwa pabrik pembuatan

etilen glikol ini layak untuk didirikan.


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 ............................................................................................

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 18 negara. Kuwait


http://www.petrochem.com/

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 34-37o 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

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.


http://www.wikipedia.org/

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 8750 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 - - 12670,4494

CO2 63,7150 6786,8116 455,9034

C2H4O 6307,7847

- 32,9657

Total 6371,4997 6786,8116 13159,3185

13159,3185 13159,3185

3.2 Separator I

Tabel 3.3 Neraca Massa Separator I

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


C3H6O3 1,9390 12668,5104 12670,4494

C2H4O 214,2847 241,6187

455,9034

CO2 2,7994 30,1663 32,9657

Total 219,0231 12940,2954 13159,3185

13159,3185 13159,3185


3.3 Reaktor II

Tabel 3.3 Neraca Massa Reaktor II (Reaktor Hidrolisis)



C2H6O - - 8761,0566

C4H10O3 - - 136,0197

C3H6O3 - 12668,5104 12,6185

C2H4O - 30.1663 30,1663

CO2 - 241.6187 6565,2530

H2O 3489,3704 - 925,1668

Total 3489,3704 12940.2954 16430,2810

16430,2810 16430,2810

3.4 Cooler I (E-105)

Tabel 3.4 Neraca Massa Cooler I (E-105)


Alur 14 Alur 15

C2H6O 8761,0566 8761,0566

C4H10O3 136,0197 136,0197

C3H6O3 12,6185 12,6185

C2H4O 30,1663 30,1663

CO2 6565,2530 6565,2530

H2O 925,1668 925,1668

Total 16430,2810 16430,2810


3.5 Separator II

Tabel 3.5 Neraca Massa Separator II



C2H6O 0 8761,0566 8761,0566

C4H10O3 0 136,0197 136,0197

C3H6O3 0 12,6185 12,6185

C2H4O 23,4665 6,6998

30,1663

CO2 6461,1098 104,1433 6565,2530

H2O 89,4102 835,7566

925,1668

Total 6573,9866 9856,2945 16430,2810

16430,2810 16430,2810

3.6 Evaporator

Tabel 3.6 Neraca Massa Evaporator



C2H6O - 8761,0566 8761,0566

C4H10O3 - 136,0197 136,0197

C3H6O3 - 12,6185 12,6185

C2H4O 6,6998 - 6,6998

CO2 104,1433 - 104,1433

H2O 835,7566 - 835,7566

Total 946,5996 8909,6949 9856,2945

9856,2945 9856,2945


3.7 Kolom Distilasi

Tabel 3.7 Neraca Massa Kolom Distilasi


Alur 21 Alur 24 Alur 27 Alur 31

C2H6O 8761,0566 - 8750 11,0566

C4H10O3 136,0197 - 88,3838 52,4059

C3H4O3 12,6185 - - 7,9306

Total 8909,6949 - 8838,384 71,3931

8909,6949 8909,7770

3.8 Kondensor

Tabel 3.8 Neraca Massa Kondensor


Alur 22 Alur 24 Alur 26 Alur 27

C2H6O 12659,0368 -

3909,0368 8750

C4H10O3 155,8169 -

67,4330 88,3838

C3H6O3 0 - - -

Total 12814,8537 - 3976,4698 8838,3838

12814,8537 12814,8537

3.9 Reboiler

Tabel 3.9 Neraca Massa Reboiler


Alur 31 Alur 30 (Vb) Alur 29 (Lb)

C2H6O 11,0566 968,3160 980,0659

C4H10O3 52,4059 4171,8575 4222,4807

C3H6O3 7,9306 694,5472 702,9751

Total 71,3931 5834,7207 5905,5217

5905,5217 5905,5217


3.11 Flash Drum

Tabel 3.10 Neraca Massa Flash Drum

Komponen

Keluar (kg/jam)

Masuk (kg/jam)


C2H6O 11,0566 0 11,0566

C4H10O3 52,4059 0 52,4059

C3H6O3 0 7,9306 7,9306

Total

63,4625 7,9306 71,3931

71,3931 71,3931


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 86836,9767 -

Produk - 1064287,7773

Steam 989855,9034 -

Total 1076692,8800 1064287,7773

4.2 Heater 2 (E-102)



Umpan -28729,6521 -

Produk - 448157,3972

Steam 476887,0493 -

Total 448157,3972 448157,3972


4.3 Heater 3 (E-103)



Umpan 72638,1236 -

Produk - 1846239,3123

Steam 1773601,1887 -

Total 1846239,3123 1846239,3123

4.4 Reaktor Karbonasi (R-101)

Tabel 4.4 Neraca Panas Reaktor I (R-101)


Umpan 1523195,5561 -

Produk - 2411356,8111

ΔHr 1641670,1066 -

Air Pendingin - 753508,8516

Total 3164865,6627 3164865,6627

4.5 Heater 4 (E-104)



Umpan 2351649,1206 -

Produk - 4032521,8880

Steam 1680872,7674 -

Total 4032521,8880 4032521,8880


4.6 Reaktor Hidrolisis (R-102)

Tabel 4.6 Neraca Panas Reaktor II (R-102)


Umpan 5878761,2004 -

Produk - 4700018,3276

ΔHr 17042518,1688 -


Total 22921279,3692 22921279,3692

4.7 Cooler 1 (E-105)

Tabel 4.7 Neraca Panas Cooler 1 (E-105)

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

Umpan 4653108,2917 -

Produk - 2593363,7671


Total 4653108,2917 4653108,2917

4.8 Evaporator (FG-101)

Tabel 4.8 Neraca Panas Evaporator (FG-101)

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

Umpan 2386302,4243 -

Produk - 2732823,4570

Steam 346521,0327 -

Total 2732823,4570 2732823,4570


4.9 Heater 5 (E-106)



Umpan 2591422,5916 -

Produk - 4888214,7536

Steam 2296792,1621 -

Total 4888214,7536 4888214,7536

4.10 Kondensor (E-107)

Tabel 4.10 Neraca Panas Kondensor (E-107)


Umpan 4856460,8866 -

Produk - 2013882,2541

Kondensor duty - 2842578,6325

Total 4856460,8866 4856460,8866

4.11 Cooler 2 (E-108)



Umpan 2013882,2541 -

Produk - 130049,8830


Total 2013882,2541 2013882,2541


4.12 Reboiler (E-109)

Tabel 4.12 Neraca Panas Reboiler (E-109)


Umpan 1210404,7537 -

Produk - 867584,8169

Reboiler duty -342819,9368 -

Total 867584,8169 867584,8169

4.13 Kondensor Subcooler (E-110)

Tabel 4.13 Neraca Panas Kondensor Subcooler (E-110)


Umpan 20550,5501 -

Produk - 735,8533


Total 20550,5501 20550,5501

4.14 Cooler 3 (E-111)



Umpan 4810,6652 -

Produk - 1459,7357


Total 4810,6652 4810,6652

4.15 Cooler 4 (E-112)



Umpan 1459,7357 -

Produk - 187,4830


Total 1459,7357 1459,7357


BAB V

SPESIFIKASI PERALATAN

1. Tangki Penyimpanan Etilen Oksida (TT-101)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Oksida

Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Bahan : Carbon steel, SA – 240 Grade A

Jumlah : 10 unit

Lama Penyimpanan : 3 hari

Kondisi Operasi :

- Temperatur (T) = 310C

- Tekanan ( P) = 68 bar

Kondisi fisik :

- Silinder

- Diameter : 2,484 m

- Tinggi : 3,726 m

- Tebal : 6 in

- Tutup


- Tinggi : 0,6210 m

- Tebal : 6 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 : 6371,50 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

3. Tangki Penyimpanan Karbon Dioksida (TT-102)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Karbon Dioksida

Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal


Jumlah : 10 unit


Kondisi Operasi :

Tekanan = 68 bar

Temperatur = 31 C

Kapasitas : 144,9759 m3

Kondisi fisik :

- Silinder

- Diameter : 3,36 m

- Tinggi : 6,41 m

- Tebal : 4 in

- Tutup

- Diameter : 3,36 m

- Tinggi : 0,92 m

- Tebal : 4 in


4. Ekspander 1 (JE-101)

Fungsi : Menurunkan tekanan campuran gas dari reaktor karbonasi (R-

101) sebelum dimasukkan ke Separator I (FG-101)

Jenis : Reciprocating compressor

Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : carbon steel

Tekanan masuk : 68 bar

Tekanan keluar : 14,5 bar

Kapasitas : 4,242 m3/jam

Daya : 125 hp

5. Heater 2 (E-102)

Fungsi : Menaikkan temperatur karbon dioksida sebelum menuju

reaktor karbonasi ( 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



Jumlah : 7 unit



Kondisi Operasi :

- Temperatur (T) = 30 0C

- Tekanan ( P) = 1,01 bar

Kondisi fisik :

- Silinder


- Tinggi : 6,2723 m

- Tebal : 1 ½ in

- Tutup


- Tinggi : 1,0454 m

- Tebal : 1 ½ in

7. Pompa Air (P-101)

Fungsi : Memompa Air dari Heater 3 (E-103) menuju Reaktor

Hidrolisis (R-102)

Jenis : Pompa sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 22,6751 gpm

Daya : 4 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


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

- Temperatur masuk : 100°C

- Temperatur keluar : 100°C

- Tekanan operasi : 14,5 bar

Kondisi fisik :

- Jumlah tube : 21 buah

- Silinder


- Panjang : 12 m

- Tebal : 2 in


- Tutup


- Panjang : 1,061 m

- Tebal : 2 in

10. Separator Tekanan Rendah I (FG-101)

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

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan 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 : 12,6882 m

- Tebal : 1 ¼ in

- Tutup


- Panjang : 0,6858 m

- Tebal : 1 ¼ in

Waktu pisah : 10 menit

11. Blower 3 (JB-103)


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

luar

Jenis : blower sentrifugal


Kapasitas : 60,6931m3 /jam

Daya : 1 hp

12. Pompa 3 (P-103)

Fungsi : Memompa campuran dari Separator I (FG-101) menuju Reaktor

Hidrolisis (R-102).


Jumlah : 1 unit


Daya : 20 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 : 24 buah

- Silinder


- Panjang : 20 m

- Tebal : 2 ¼ in

- Tutup


- Panjang : 1,64 m

- Tebal : 2 ¼ in

- Pipa pendingin:

- Ukuran nominal : 24 in

- Schedule : 20

- ID : 23,25 in

- OD : 24 in


15. Blower 2 (JB-102)

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



Kapasitas : 1865,7794 m3 /jam

Daya : 7 hp

16. 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 : 86

Diameter shell : 21 ¼ in

17. Separator Tekanan Rendah II (FG-102)

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




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 100°C


Tekanan = 2,5 bar

Kondisi fisik :

- Silinder

- Diameter : 2,02 m

- Panjang : 14,3876 m

- Tebal : 1,5 in

- Tutup

- Diameter : 2,02 m


- Tebal : 1,5 in

- Waktu pisah : 10 menit

18. Blower 2 (JB-101)

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

luar




Daya : 7 hp

19. 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


20. Blower 3 (JB-103)

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

luar




Daya : 6 hp

21. Pompa 6 (P-106)

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

(T-101).


Jumlah : 1 unit


Daya : 8 hp


22. Heater 5 (E-105)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran sebelum menuju kolom

destilasi (T-101)



Jumlah : 1 unit



Jenis tube : 18 BWG



Jumlah tube : 66

Diameter shell : 13,25 in

23. 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) = 0,4 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) = 1,4766 m


Weir length (W) = 1,0336 m

Downsput area (Ad) = 0,1506 m2

Active area (Aa) = 1,4102 m2

Weir crest (h1) = m 0,0058

Spesifikasi kolom destilasi

Tinggi kolom = 10,5 m

Tinggi tutup = 0,3691 m

Tinggi total = 11,2383 m

Tekanan operasi = 1,09 atm = 101kPa

Tebal silinder = 85 in

24. Kondensor (E-107)

Fungsi : Mengubah fasa uap campuran etilen glikol menjadi fasa

cair



Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 8838.383838 kg/jam


Jenis tube : 10 BWG

Panjang tube : 8 ft


Jumlah tube : 16


25. 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


- Panjang : 9,33 m

- Tebal : 831 in

- Tutup



- Tebal : 831 in

26. Pompa Destilat (P-107)

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

107)


Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 258,.4576 gpm

Daya : 32 hp

27. Pompa Refluks Destilat (P-108)

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

Destilasi (T-101).


Jumlah : 1 unit



Daya : 31 hp

28. 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 : 1330


29. Tangki Penyimpanan Etilen Glikol (TT-104)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Glikol



Jumlah : 10 unit

Kondisi Operasi :



Kondisi fisik :

- Silinder


- Tinggi : 7,3210 m

- Tebal : 1 ½ in


- Tutup


- Tinggi : 1,2202 m

- Tebal : 1 ½ in

30. Pompa Reboiler (P-109)

Fungsi : Memompa campuran bottom destilasi ke reboiler


Jumlah : 1 unit


Daya : 5 hp

31. Reboiler (E-109)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran bottom sebelum

dimasukkan ke kolom destilasi T-101



Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 5905,5217kg/jam


Jenis tube : 18 BWG



Jumlah tube : 112

Diameter shell : 21,25 in

32. 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 : 3,985 m

- Tebal : 811 in

- Tutup


- Tinggi : 0,664 m

- Tebal : 811 in

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-110)

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



Jumlah : 1 unit

Kondisi Operasi :



Kondisi fisik :

- Silinder

- Diameter : 2,19 m

- Tinggi : 2,1892 m

- Tebal : 811 in

- Tutup

- Diameter : 2,19 m

- Tinggi : 0,5473 m

- Tebal : 811 in


36. Pompa Bottom EC (P-111)

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

Pitch (PT) : 1 ¼ in square pitch


Jumlah tube : 10


39. Tangki Penyimpanan Etilen Karbonat (TT-106)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Karbonat selama 10 hari



Jumlah : 1 unit

Kondisi Operasi :



Kondisi fisik :

- Silinder


- Tinggi : 1,6197 m

- Tebal : 1 in

- Tutup


- Tinggi : 0,2699 m

- Tebal : 1 in

40. Blower 4 (JB-104)

Fungsi : Memompa campuran dari flash drum (V-101) menuju

Condensor Subcooler (E-110)




Daya : 1/10 hp


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 ) 595,7052

Heater 2 ( E-102 ) 286,9954

Heater 3 ( E-103 ) 1011,5660

Heater 4 ( E-104 ) 1067,3709

Evaporator 208,5398

Heater 5 ( E-106 ) 1382,2326

Reboiler 206,3125

Total 4754,1518


Steam yang digunakan adalah saturated steam dengan temperatur 260oC dan tekanan 1

bar. Jumlah total steam yang dibutuhkan adalah 4754,1518 kg/jam. Tambahan untuk

faktor keamanan diambil sebesar 20% dan faktor kebocoran sebesar 10% (Perry, 1999).

Maka:

total steam yang dibutuhkan = 1,3 × 4754,1518 kg/jam

= 6180,3974 kg/jam

Diperkirakan 80% kondensat dapat digunakan kembali, sehingga

Kondensat yang digunakan kembali = 80% × 6180,3974 kg/jam

= 4944,3179 kg/jam

Kebutuhan tambahan untuk ketel uap = 20% × 6180,3974 kg/jam

= 1236,0795 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 = 1236,0795 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 (R-101) 7210,6110

Reaktor II (R-102) 174366,1344

Cooler 1 (E-105) 19710,4739

Kondensor (E-107) 27201,7094

Cooler 2 (E-108) 18027,1040

Kondensor subcooler (E-110) 189,6143

Cooler 3 (E-111) 32,0663

Cooler 4 (E-112) 12,1747

Total 251846,9119


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 = 55°C = 131°F

Maka:

We = 0,0085 × 251846,9119× (131-86)

= 9633,1444 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 × 251846,9119

= 503,6938 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

9633,1444Wb

= 2408,2861 kg/jam

Sehingga air tambahan yang diperlukan = We + Wd + Wb

= 9633,1444 + 503,6938 + 2408,2861

= 12545,1243 kg/jam


3. Kebutuhan air proses

Kebutuhan air proses pada pabrik pembuatan etilen glikol adalah 3489,3704 kg/jam

yaitu yang berasal dari Reaktor II (R-102). 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 II (R-102) 3489,3704

Total 3489,3704

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 100

Total 1014

Sehingga total kebutuhan air yang memerlukan pengolahan awal adalah:

= 1236,0795 + 12545,1243 + 3489,3704 + 1014

= 18284,5742 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/

Unit Pengolahan Air

Kebutuhan air untuk pabrik pembuatan etilen glikol dari etilen oksida dengan

proses karbonasi diperoleh dari sungai Rokan, yang terletak di kawasan pabrik. Untuk

menjamin kelangsungan penyediaan air, maka di lokasi pengambilan air dibangun

fasilitas penampungan air (water reservoar) 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

(Degremont, 1991) :

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 = 18284,5742 kg/jam

Pemakaian larutan alum = 50 ppm

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

Larutan alum yang dibutuhkan = 50.10-6

× 18284,5742 = 0.914 kg/jam


Larutan abu soda yang dibutuhkan = 27.10-6

× 18284,5742 = 0,494 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 = 1014 kg/jam

Kaporit yang digunakan direncanakan mengandung klorin 70 %

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

Total kebutuhan kaporit = (2.10-6

× 1014)/0,7 = 0,0029 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 = 1236,0795 kg/jam

= 3

3gal/m 264,17

kg/m 995,904

kg/jam 1236,0795

= 327,8781 gal/jam

Kesadahan air = 13,7075 gr/gal × 327,8781 gal/jam × 24 jam/hari

= 107,8652 kg/hari

Perhitungan ukuran Cation Exchanger

Jumlah air yang diolah = 327,8781 gal/jam = 5,3939 gal/menit

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

- Diameter penukar kation = 2 ft

- Luas penampang penukar kation = 9,62 ft2

- Jumlah penukar kation = 1 unit

Volume resin yang diperlukan:

Total kesadahan air = 107,8652 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 107,8652= 5,3933 ft

3/hari

Tinggi resin = 62,9

5,3933= 0,5606 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 × 9,62 ft2 = 24,05 ft

3

Waktu regenerasi = kg/hari 107,8652

kg/ft 20 ft 24,05 33

= 4,46 hari = 107,6912 jam


Kebutuhan regenerant H2SO4 = 107,8652 kg/hari × 3

3

kgr/ft 20

lb/ft 6

= 32,3596 lb/hari = 0,6121 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 = 1236,0795 kg/jam

= 3

3gal/m 264,17

kg/m 995,904

kg/jam 1236,0795

= 327,8781 gal/jam

Kesadahan air = 9,4576 gr/gal × 327,8781 gal/jam × 24 jam/hari

= 74,4226 kg/hari


Ukuran Anion Exchanger

Jumlah air yang diolah = 327,8781 gal/jam = 5,4646 gal/menit

Dari Tabel 12.4 , The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar kation = 3 ft


- Jumlah penukar kation = 1 unit

Volume resin yang diperlukan

Total kesadahan air = 74,4226 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 74,4226= 6,20 ft

3/hari

Tinggi resin = 62,9

6,20= 0,6447 ft

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

Volume resin = 0,6447 ft × 2,5 ft = 24,05 ft3

Waktu regenerasi = kgr/hari 74,4226

kgr/ft 12 ft 24,05 33

= 3,8779 hari = 93,0285 jam

Kebutuhan regenerant NaOH = 74,4226 kgr/hari × 3

3

kgr/ft 12

lb/ft 5

= 31 lb/hari = 0,5866 kg/jam

7.2.6 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:

- Bahan kimia Proses

1. C2H4O = 6786,8116 kg/jam

2. CO2 = 6371,4997 kg/jam

3. Katalis Amberlite dan Alumina

- Bahan kimia unit pengolahan air

1. Al2(SO4)3 = 0,9209 kg/jam

2. Na2CO3 = 0,4973 kg/jam

3. Kaporit = 0,0030 kg/jam

4. H2SO4 = 0,6116 kg/hari

5. NaOH = 0,5861 kg/hari

- Bahan kimia unit pengolahan limbah

1. Na2CO3.

7.4 Kebutuhan Listrik

Perincian kebutuhan listrik diperkirakan sebagai berikut:

1. Unit Proses = 800 hp

2. Unit Utilitas = 41 hp

3. Ruang kontrol dan laboratorium = 30 hp

4. Penerangan dan kantor = 30 hp

5. Bengkel = 40 hp

6. Perumahan = 100 hp

Total kebutuhan listrik = 800 + 41 + 30 + 30 + 40 + 100

= 1041 hp × 0,7457 kW/hp = 776,2737 kW

Efisiensi generator 80 %, maka


Daya output generator = 776,2737/0,8 = 970,34 kW

Untuk perancangan dipakai 4 unit generator diesel AC 500 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 = 970,34 kW

Daya generator yang dihasilkan = 970,34 kW (0,9478 Btu/det)/kW 3600 det/jam

= 2217370,5684 Btu/jam

Jumlah bahan bakar = (2217370,5684 Btu/jam) / (19860 Btu/lbm

0,45359 kg/lbm)

= 50,6434 kg/jam

Kebutuhan solar = (50,6434 kg/jam) / (0,89 kg/liter)

= 56,9027 liter/jam

Kebutuhan solar untuk 2 generator = 113,8053

Keperluan Bahan Bakar Ketel Uap

Uap yang dihasilkan ketel uap = 6180,3974 kg/jam

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

Panas yang dibutuhkan ketel

= 6180,3974 kg/jam 1661,6358 kJ/kg / (1,05506 kJ/Btu)

= 11400302,1909 Btu/jam

Efisiensi ketel uap = 85 %

Panas yang harus disuplai ketel = (11400302,1909 Btu/jam) / 0,85

= 13412120,2245 Btu/jam


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

Jumlah bahan bakar

= (13412120,2245 Btu/jam) / (19.860 Btu/lbm) 0,45359 kg/lbm

= 306,3245 kg/jam

Kebutuhan solar = (306,3245 kg/jam) / (0,89 kg/liter)

= 457,9901 liter/jam

7.6 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 pengembangan

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


http://www.gisdevelopement.com/

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

= 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

7.7 Spesifikasi Peralatan Unit Pengolahan Air

7.7.1 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

7.7.2 Pompa Screening (PU-01)

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


Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Commercial steel

Kapasitas : 0,1801 ft3/s

Daya motor : 1 ½ hp

7.7.3 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 30 C dan tekanan 1 atm

Kapasitas : 10,8061 ft3/menit

Panjang : 5,5 ft (1,6764 m)

Lebar : 2 ft (0,61 m)

Tinggi : 10 ft (3,0480 m)

Waktu retensi : 10,1794 menit

7.7.4 Pompa Sedimentasi (PU-02)





Jumlah : 1 unit


Daya motor : 1 hp

7.7.5 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 : 1,1794 m

Tinggi : 1,7691 m

Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle : 4 buah

Daya motor : ¼ hp

7.7.6 Pompa Alum (PU-03)

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

Clarifier (CL)

Jenis : Pompa injeksi


Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 5,58.10-6

ft3/s

Daya motor : 1/20 hp

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

Fungsi : Membuat larutan soda abu (Na2CO3)





Jumlah : 1 unit


Diameter : 0,9690 m

Tinggi : 1,4535 m



Daya motor : ¼ hp

7.7.8 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


7.7.9 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 : 18,3603 m3

Diameter : 2,8 m


Tinggi : 4,2 m

Kedalaman air : 3 m


7.7.10 Pompa Clarifier (PU-05)

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


Jumlah : 1 unit



Daya motor : 2 hp

7.7.11 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 : 1,9144 m

Tinggi sand filter : 5,7433 m

Tebal tangki : ¼ in

7.7.12 Pompa Filtrasi (PU-06)

Fungsi : Memompa air dari Sand Filter (SF) ke Tangki Utilitas 1

(TU-01)


Jumlah : 1 unit




Daya motor : 1 hp

7.7.13 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 : 4,383 m

Tinggi : 13,1489 m

Tebal dinding : ½ in

7.7.14 Pompa ke Cation Exchanger (PU-07)

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

Cation Exchanger (CE)


Jumlah : 1 unit




7.7.15 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

7.7.16 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




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

Fungsi : Membuat larutan asam sulfat




Jumlah : 1 unit


Diameter : 2,0371 m

Tinggi : 3,0557 m

Jenis pengaduk : Flat 6 blade turbin impeller


Daya motor : 2 hp


7.7.18 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 : 5,65 × 10-6

ft3/s


7.7.19 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

7.7.20 Pompa Cation Exchanger (PU-11)

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

Exchanger (AE)


Jumlah : 1 unit


Kapasitas : 0,0003 m3/s



7.7.21 Tangki Pelarutan NaOH (TP-04)

Fungsi : Membuat larutan natrium hidrglikol (NaOH)




Jumlah : 1 unit


Diameter : 1,9 m

Tinggi : 2,88 m

Tebal : ¼ in



Daya motor : 2 hp

7.7.22 Pompa NaOH (PU-12)

Fungsi : Memompa larutan natrium hidrglikol dari tangki

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



Jumlah : 1 unit


m3/s


7.7.23 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)

Fungsi : Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel



Kondisi penyimpanan : Temperatur 30 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

7.7.24 Pompa Anion Exchanger (PU-13)

Fungsi : Memompa air dari Anion Exchanger (AE) ke

Deaerator (DE)


Jumlah : 1



Daya motor : 2 ½ hp

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

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




Jumlah : 1 unit


Diameter : 0,1928

Tinggi : 0,2891 m





7.7.26 Pompa Kaporit (PU-14)

Fungsi : memompa larutan kaporit dari Tangki Pelarutan Kaporit

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


Jumlah : 1 unit



m3/s


7.7.27 Tangki Utilitas 2 (TU-02)

Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan ke domestik




Jumlah : 1 unit


Diameter : 2,92 m

Tinggi : 4,38 m

Tebal dinding : ¼ in

7.7.28 Pompa Domestik (PU-15)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 2 (TU-02) ke

kebutuhan domestik


Jumlah : 1 unit





7.7.29 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 : 255,5016 m3/jam

Luas menara : 586,9205 ft2

Tinggi : 14,7484 m

Daya : 20 Hp

7.7.30 Pompa Menara Pendingin Air (PU-16)

Fungsi : Memompa air pendingin dari menara pendingin air ke

unit proses


Jumlah : 1 unit



Daya motor : 15 hp

7.7.31 Deaerator (DE)

Fungsi : Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air

umpan ketel

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup elipsoidal



Jumlah : 1 unit




- Tinggi : 8,0014 m

- Tebal : ½ in


- Tinggi : 1,3336 m

- Tebal : ½ in

7.7.32 Pompa Deaerator (PU-17)

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

Uap (KU)


Jumlah : 1



Daya motor : ¼ hp

7.7.33 Ketel Uap (KU)

Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis : Water tube boiler

Bahan konstruksi : Carbon steel

Jumlah : 1 unit




Jumlah tube : 396 buah

7.7.34 Pompa Air Proses (PU-18)

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

proses



Jumlah : 1 unit




7.8 Spesifikasi Peralatan Unit Pengolahan Limbah

7.8.1 Kolam Anaerobik

Fungsi : Mengolah limbah cair pabrik secara anaerobik

Bentuk : Persegi panjang


Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 29,5614 m3/hari

Panjang : 3,0137 m

Lebar : 1,5069 m

Tinggi : 1,5069 m

Luas kolam : 4,5412 m2

7.8.2 Kolam Fakultatif

Fungsi : Mengolah limbah cair pabrik secara anaerobik dan

aerobik

Kedalaman : 1,2 meter

Waktu tinggal : 10 hari


7.8.3 Kolam Maturasi

Fungsi : Mengolah limbah cair pabrik secara aerobik

Kedalaman : 1,2 meter

Waktu tinggal : 7 hari



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 adalah (Peter dan Timmerhaus, 2004) :

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 650

3 Parkir *)

200

4 Taman *)

3800

5 Perumahan karyawan 1000

6 Ruang kontrol 200

7 Areal proses 6000

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 450

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 IX

ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN

Masalah organisasi merupakan hal yang penting dalam perusahaan, hal ini

menyangkut efektivitas dalam peningkatan kemampuan perusahaan dalam memproduksi

dan mendistribusikan produk yang dihasilkan. Dalam upaya peningkatan efektivitas dan

kinerja perusahaan maka pengaturan atau manajemen harus menjadi hal yang mutlak.

Tanpa manajemen yang efektif dan efisien tidak akan ada usaha yang berhasil cukup

lama. Dengan adanya manajemen yang teratur dan baik dari kinerja sumber daya

manusia maupun terhadap fasilitas yang ada, secara otomatis organisasi akan

berkembang (Madura, 2000).

9.1 Organisasi Perusahaan

Perkataan organisasi, berasal dari kata lain “organum” yang dapat berarti alat,

anggota badan. James D. Mooney, mengatakan : “Organisasi adalah bentuk setiap

perserikatan manusia untuk mencapai suatu tujuan bersama”, sedang Chester I.

Barnard memberikan pengertian organisasi sebagai : “Suatu sistem daripada aktivitas

kerjasama yang dilakukan dua orang atau lebih” (Siagian,1992).

Dari pendapat ahli yang dikemukakan di atas dapat diambil arti dari kata

organisasi, yaitu kelompok orang yang secara sadar bekerjasama untuk mencapai tujuan

bersama dengan menekankan wewenang dan tanggung jawab masing-masing. Secara

ringkas, ada tiga unsur utama dalam organisasi (Sutarto, 2002) yaitu:

1. Adanya sekelompok orang

2. Adanya hubungan dan pembagian tugas

3. Adanya tujuan yang ingin dicapai

Menurut pola hubungan kerja, serta lalu lintas wewenang dan tanggung jawab, maka

bentuk-bentuk organisasi itu dapat dibedakan atas (Siagian,1992):

1. Bentuk organisasi garis

2. Bentuk organisasi fungsionil


3. Bentuk organisasi garis dan staf

4. Bentuk organisasi fungsionil dan staf

9.1.1 Bentuk Organisasi Garis

Ciri dari organisasi garis adalah organisasi masih kecil, jumlah karyawan sedikit,

pimpinan dan semua karyawan saling kenal, dan spesialisasi kerja belum begitu

tinggi (Siagian,1992).

Kebaikan bentuk organisasi garis, yaitu :

1. Kesatuan komando terjamin dengan baik, karena pimpinan berada di atas satu tangan

2. Proses pengambilan keputusan berjalan dengan cepat karena jumlah orang yang

diajak berdiskusi masih sedikit atau tidak ada sama sekali

3. Rasa solidaritas di antara para karyawan umumnya tinggi karena saling mengenal

Keburukan bentuk organisasi garis, yaitu :

1. Seluruh kegiatan dalam organisasi terlalu bergantung kepada satu orang sehingga

kalau seseorang itu tidak mampu, seluruh organisasi akan terancam kehancuran

2. Kecenderungan pimpinan bertindak secara otoriter

3. Karyawan tidak mempunyai kesempatan untuk berkembang

9.1.2 Bentuk Organisasi Fungsionil

Ciri-ciri dari organisasi fungsionil adalah segelintir pimpinan tidak mempunyai

bawahan yang jelas, sebab setiap atasan berwenang memberi komando kepada setiap

bawahan, sepanjang ada hubungannya dengan fungsi atasan tersebut (Siagian,1992).

Kebaikan bentuk organisasi fungsionil, yaitu :

1. Pembagian tugas-tugas jelas

2. Spesialisasi karyawan dapat dikembangkan dan digunakan semaksimal mungkin

3. Digunakan tenaga-tenaga ahli dalam berbagai bidang sesuai dengan fungsi-

fungsinya

Keburukan bentuk organisasi fungsionil, yaitu :

1. Karena adanya spesialisasi, sukar mengadakan penukaran atau pengalihan tanggung

jawab kepada fungsinya


2. Para karyawan mementingkan bidang pekerjaannya, sehingga sukar dilaksanakan

koordinasi

9.1.3 Bentuk Organisasi Garis dan Staf

Kebaikan bentuk organisasi garis dan staf adalah :

1. Dapat digunakan oleh setiap organisasi yang besar, apapun tujuannya, betapa pun

luas tugasnya dan betapa pun kompleks susunan organisasinya

2. Pengambilan keputusan yang sehat lebih mudah diambil, karena adanya staf ahli

Keburukan bentuk organisasi garis dan staf, adalah :

1. Karyawan tidak saling mengenal, solidaritas sukar diharapkan

2. Karena rumit dan kompleksnya susunan organisasi, koordinasi kadang-kadang sukar

diharapkan

9.1.4 Bentuk Organisasi Fungsionil dan Staf

Bentuk organisasi fungsionil dan staf, merupakan kombinasi dari bentuk organisasi

fungsionil dan bentuk organisasi garis dan staf. Kebaikan dan keburukan dari bentuk

organisasi ini merupakan perpaduan dari bentuk organisasi yang dikombinasikan

(Siagian,1992).

Dari uraian di atas dapat diketahui kebaikan dan keburukan dari beberapa bentuk

organisasi. Setelah mempertimbangkan baik dan buruknya maka pada Pra rancangan

Pabrik Pembuatan Etilen Gliol dengan Proses Karbonasi menggunakan bentuk

organisasi garis dan staf.

9.2 Manajemen Perusahaan

Umumnya perusahaan modern mempunyai kecenderungan bukan saja terhadap

produksi, melainkan juga terhadap penanganan hingga menyangkut organisasi dan

hubungan sosial atau manajemen keseluruhan. Hal ini disebabkan oleh aktivitas yang

terdapat dalam suatu perusahaan atau suatu pabrik diatur oleh manajemen. Dengan

kata lain bahwa manajemen bertindak memimpin, merencanakan, menyusun,

mengawasi, dan meneliti hasil pekerjaan. Perusahaan dapat berjalan dengan baik


secara menyeluruh, apabila perusahaan memiliki manajemen yang baik antara atasan

dan bawahan (Siagian,1992).

Fungsi dari manajemen adalah meliputi usaha memimpin dan mengatur faktor-faktor

ekonomis sedemikian rupa, sehingga usaha itu memberikan perkembangan dan

keuntungan bagi mereka yang ada di lingkungan perusahaan.

Dengan demikian, jelaslah bahwa pengertian manajemen itu meliputi semua tugas

dan fungsi yang mempunyai hubungan yang erat dengan permulaan dari

pembelanjaan perusahaan (financing).

Dengan penjelasan ini dapat diambil suatu pengertian bahwa manajemen itu

diartikan sebagai seni dan ilmu perencanaan (planning), pengorganisasian,

penyusunan, pengarahan, dan pengawasan dari sumber daya manusia untuk

mencapai tujuan (criteria) yang telah ditetapkan (Siagian,1992).

Pada perusahaan besar, manajemen dibagi dalam tiga kelas (Siagian,1992), yaitu:

1. Top manajemen

2. Middle manajemen

3. Operating manajemen

Orang yang memimpin (pelaksana) manajemen disebut dengan manajer. Manajer ini

berfungsi atau bertugas untuk mengawasi dan mengontrol agar manajemen dapat

dilaksanakan dengan baik sesuai dengan ketetapan yang digariskan bersama. Syarat-

syarat manajer yang baik adalah (Madura, 2000), yaitu:

1. Harus menjadi contoh (teladan)

2. Harus dapat menggerakkan bawahan

3. Harus bersifat mendorong

4. Penuh pengabdian terhadap tugas-tugas

5. Berani dan mampu mengatasi kesulitan yang terjadi

6. Bertanggung jawab, tegas dalam mengambil atau melaksanakan keputusan yang

diambil

7. Berjiwa besar


9.3 Bentuk Hukum Badan Usaha

Dalam mendirikan suatu perusahaan yang dapat mencapai tujuan dari perusahaan itu

secara terus-menerus, maka harus dipilih bentuk perusahaan apa yang harus

didirikan agar tujuan itu tercapai. Bentuk-bentuk badan usaha yang ada dalam

praktek di Indonesia, antara lain adalah (Sutarto,2002) :

1. Perusahaan Perorangan

2. Persekutuan dengan Firma

3. Persekutuan Komanditer

4. Perseroan Terbatas

5. Koperasi

6. Perusahaan Negara

7. Perusahaan Daerah

Bentuk badan usaha dalam Pra rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Glikol dengan

Proses Karbonasi ini yang direncanakan adalah perusahaan yang berbentuk

Perseroan Terbatas (PT). Perseroan Terbatas adalah badan hukum yang didirikan

berdasarkan perjanjian, melakukan kegiatan usaha dengan modal dasar yang

seluruhnya terbagi dalam saham, dan memenuhi persyaratan yang ditetapkan dalam

UU No. 1 tahun 1995 tentang Perseroan Terbatas (UUPT), serta peraturan

pelaksananya.

Syarat-syarat pendirian Perseroan Terbatas adalah :

1. Didirikan oleh dua orang atau lebih, yang dimaksud dengan “orang” adalah orang

perseorangan atau badan hukum

2. Didirikan dengan akta otentik, yaitu di hadapan notaris

3. Modal dasar perseroan, yaitu paling sedikit Rp.20.000.000,- (dua puluh juta rupiah)

atau 25 % dari modal dasar, tergantung mana yang lebih besar dan harus telah

ditempatkan dan telah disetor

Prosedur pendirian Perseroan Terbatas adalah :

1. Pembuatan akta pendirian di hadapan notaris


2. Pengesahan oleh Menteri Kehakiman

3. Pendaftaran Perseroan

4. Pengumuman dalam tambahan berita Negara

Dasar-dasar pertimbangan pemilihan bentuk perusahaan PT adalah sebagai berikut :

1. Kontinuitas perusahaan sebagai badan hukum lebih terjamin, sebab tidak tergantung

pada pemegang saham, dimana pemegang saham dapat berganti-ganti

2. Mudah memindahkan hak pemilik dengan menjual sahamnya kepada orang lain

3. Mudah mendapatkan modal, yaitu dari bank maupun dengan menjual saham

4. Tanggung jawab yang terbatas dari pemegang saham terhadap hutang perusahaan

5. Penempatan pemimpin atas kemampuan pelaksanaan tugas

9.4 Uraian Tugas, Wewenang dan Tanggung Jawab

9.4.1 Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS)

Pemegang kekuasaan tertinggi pada struktur organisasi garis dan staf adalah Rapat

Umum Pemegang Saham (RUPS) yang dilakukan minimal satu kali dalam setahun.

Bila ada sesuatu hal, RUPS dapat dilakukan secara mendadak sesuai dengan jumlah

forum. RUPS dihadiri oleh pemilik saham, Dewan Komisaris dan Direktur.

Hak dan wewenang RUPS (Sutarto,2002) :

1. Meminta pertanggungjawaban Dewan Komisaris dan Direktur lewat suatu sidang

2. Dengan musyawarah dapat mengganti Dewan Komisaris dan Direktur serta

mengesahkan anggota pemegang saham bila mengundurkan diri

3. Menetapkan besar laba tahunan yang diperoleh untuk dibagikan, dicadangkan, atau

ditanamkan kembali

9.4.2 Dewan Komisaris

Dewan Komisaris dipilih dalam RUPS untuk mewakili para pemegang saham dalam

mengawasi jalannya perusahaan. Dewan Komisaris ini bertanggung jawab kepada

RUPS. Tugas-tugas Dewan Komisaris adalah :

1. Menentukan garis besar kebijaksanaan perusahaan


2. Mengadakan rapat tahunan para pemegang saham

3. Meminta laporan pertanggungjawaban Direktur secara berkala

4. Melaksanakan pembinaan dan pengawasan terhadap seluruh kegiatan dan

pelaksanaan tugas Direktur

9.4.3 Direktur

Direktur merupakan pimpinan tertinggi yang diangkat oleh Dewan Komisaris.

Adapun tugas-tugas Direktur adalah :

1. Memimpin dan membina perusahaan secara efektif dan efisien

2. Menyusun dan melaksanakan kebijaksanaan umum pabrik sesuai dengan

kebijaksanaan RUPS

3. Mengadakan kerjasama dengan pihak luar demi kepentingan perusahaan

4. Mewakili perusahaan dalam mengadakan hubungan maupun perjanjian-perjanjian

dengan pihak ketiga

5. Merencanakan dan mengawasi pelaksanaan tugas setiap personalia yang bekerja

pada perusahaan

Dalam melaksanakan tugasnya, Direktur dibantu oleh Manajer Teknik dan Produksi,

Manajer Umum dan Keuangan, Manajer R&D (Research and Development).

9.4.4 Staf Ahli

Staf ahli bertugas memberikan masukan, baik berupa saran, nasehat, maupun

pandangan terhadap segala aspek operasional perusahaan.

9.4.5 Sekretaris

Sekretaris diangkat oleh Direktur untuk menangani masalah surat-menyurat untuk

pihak perusahaan, menangani kearsipan dan pekerjaan lainnya untuk membantu

Direktur dalam menangani administrasi perusahaan.

9.4.6 Manajer Teknik dan Produksi


Manajer teknik dan produksi bertanggung jawab langsung kepada direktur.

Tugasnya mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan operasi pabrik

baik proses maupun teknik. Manajer ini dibantu oleh dua kepala bagian, yaitu kepala

bagian teknik dan kepala bagian produksi.

9.4.7 Manajer Umum dan Keuangan

Manajer umum dan keuangan bertanggung jawab langsung kepada direktur

dalam mengawasi dan mengatur keuangan, administrasi, pemasaran dan personalia.

Dalam menjalankan tugasnya manajer umum dan keuangan dibantu oleh dua kepala

bagian yaitu kepala bagian umum dan personalia dan kepala bagian keuangan dan

administrasi.

9.4.8 Manajer R & D (Research and Development)

Manajer R & D bertanggung jawab langsung kepada direktur dalam usaha

pengembangan proses produksi dan perbaikan kualitas produksi dari pabrik. Dalam

menjalankan tugasnya manajer R & D dibantu oleh dua kepala bagian yaitu kepala

bagian QC/QA (quality control / quality analyst) dan kepala bagian R & D.

9.5 Sistem Kerja

Pabrik pembuatan Etilen Glikol dengan Proses Karbonasi ini direncanakan

beroperasi 330 hari per tahun secara kontinu 24 jam sehari.

Berdasarkan pengaturan jam kerja, karyawan dapat digolongkan menjadi tiga

golongan, yaitu :

1. Karyawan non-shift, yaitu karyawan yang tidak berhubungan langsung dengan

proses produksi, misalnya bagian administrasi, bagian gudang, dan lain-lain.

Jam kerja karyawan non-shift ditetapkan 45 jam per minggu dan jam kerja

selebihnya dianggap lembur. Perincian jam kerja non-shift adalah:

Senin – Kamis

- Pukul 08.00 – 12.00 WIB Waktu kerja

- Pukul 12.00 – 13.00 WIB Waktu istirahat



Jum’at


- Pukul 12.00 – 14.00 WIB Waktu istirahat


Sabtu


2. Karyawan Shift

Untuk pekerjaan yang langsung berhubungan dengan proses produksi yang

membutuhkan pengawasan terus menerus selama 24 jam, para karyawan diberi

pekerjaan bergilir (shift work). Pekerjaan dalam satu hari dibagi tiga shift, yaitu tiap

shift bekerja selama 8 jam dan 15 menit pergantian shift dengan pembagian sebagai

berikut :

Shift I (pagi) : 08.00 – 16.15 WIB

Shift II (sore) : 16.00 – 00.15 WIB

Shift III (malam) : 00.00 – 08.15 WIB

Jam kerja bergiliran berlaku bagi karyawan. Untuk memenuhi kebutuhan pabrik,

setiap karyawan shift dibagi menjadi empat regu dimana tiga regu kerja dan satu

regu istirahat. Pada hari Minggu dan libur nasional karyawan shift tetap bekerja dan

libur 1 hari setelah setelah tiga kali shift.

Tabel 9.1 Jadwal Kerja Karyawan Shift

Regu Hari

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

A I I I II II II - - III III III -

B II II II - - III III III - I I I

C - - III III III - I I I II II II

D III III - I I I II II II - - III


3. Karyawan borongan

Apabila diperlukan, maka perusahaan dapat menambah jumlah karyawan yang

dikerjakan secara borongan selama kurun jangka waktu tertentu yang ditentukan

menurut kebijaksanaan perusahaan.

9.6 Jumlah Karyawan dan Tingkat Pendidikan

Dalam melaksanakan kegiatan perusahaan/ pabrik, dibutuhkan susunan karyawan

seperti pada struktur organisasi. Jumlah karyawan yang dibutuhkan adalah sebagai

berikut :

Tabel 9.2 Jumlah Karyawan dan Kualifikasinya

Jabatan Jum

lah Pendidikan

Dewan Komisaris 3 Teknik Kimia (S1)

Direktur 1 Ekonomi/Teknik (S1)

Staf Ahli 2 Teknik Kimia/ Informatika (S1)

Sekretaris 2 Akutansi (S1)/ Kesekretariatan (D3)

Manajer Teknik dan Produksi 1 Teknik Kimia (S2)

Manajer R&D 1 Teknik Industri/Kimia (S2)

Manajer Umum dan Keuangan 1 Ekonomi/Manajemen (S2)

Kepala Bagian Keuangan dan Adm. 1 Ekonomi/Manajemen (S1)

Kepala Bagian Umum dan Personalia 1 Hukum (S1)

Kepala Bagian Teknik 1 Teknik Industri (S1)

Kepala Bagian Produksi 1 Teknik Kimia (S1)

Kepala Bagian R&D 1 MIPA Kimia (S1)

Kepala Bagian QC/QA 1 Teknik Kimia (S1)

Kepala Seksi Proses 1 Teknik Kimia (S1)

Kepala Seksi Utilitas 1 Teknik Kimia (S1)

Kepala Seksi Mesin Instrumentasi 1 Teknik Mesin (S1)

Kepala Seksi Listrik 1 Teknik Elektro (S1)

Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik 1 Teknik Mesin (S1)

Kepala Seksi Keuangan 1 Akuntansi (S1)

Kepala Seksi Pemasaran 1 Manajemen Pemasaran (S1)

Kepala Seksi Administrasi 1 Sekretaris (D3)

Kepala Seksi Humas 1 Ilmu Komunikasi (S1)

Kepala Seksi Personalia 1 Psikologi / Manajemen (S1)

Kepala Seksi Keamanan 1 ABRI


Tabel 9.2 Jumlah Karyawan dan Kualifikasinya…….................(lanjutan)

Jabatan Jum

lah

Pendidikan

Karyawan Proses 36 Teknik Kimia (S1)/Politeknik (D3)

Karyawan Laboratorium QC/QA dan

R&D 10 MIPA Kimia (S1)/Kimia Analis (D3)

Karyawan Utilitas 10 Teknik Kimia (S1)/Politeknik (D3)

Karyawan Unit Pembangkit Listrik 7 Teknik Elektro/Mesin

Karyawan Instrumentasi Pabrik 7 Teknik Instrumentasi Pabrik (D4)

Karyawan Pemeliharaan Pabrik 10 Teknik Mesin(S1)/Politek. Mesin (D3)

Karyawan Bag. Keuangan 3 Akutansi/Manajemen (D3)

Karyawan Bag. Administrasi 3 Ilmu Komputer (D1)

Karyawan Bag. Personalia 4 Akutansi/Manajemen (D3)

Karyawan Bag. Humas 4 Akutansi/Manajemen (D3)

Karyawan Penjualan/ Pemasaran 5 Manajemen Pemasaran (D3)

Petugas Keamanan 10 SLTP/STM/SMU/D1

Karyawan Gudang / Logistik 10 SLTP/STM/SMU/D1

Dokter 1 Kedokteran (S1)

Perawat 2 Akademi Perawat (D3)

Petugas Kebersihan 10 SLTP/SMU

Supir 6 SMU/STM

Jumlah 166

9.7 Sistem Penggajian

Penggajian karyawan didasarkan kepada jabatan, tingkat pendidikan, pengalaman

kerja, keahlian dan resiko kerja.


Tabel 9.3 Perincian Gaji Karyawan

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 9.3 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 166 458.900.000

Sedangkan perhitungan uang lembur menurut keputusan Menteri Tenaga kerja dan

Transmigrasi Republik Indonesia No. 234/MEN/2003 pasal 10 ditetapkan bahwa

uang lembur dihitung sebesar 1/173 dari upah sebulan.

Contoh perhitungan :

Pada hari sabtu, sekretaris dianggap bekerja lembur selama 6 jam yaitu dari jam

08.00-14.00 sehingga uang lembur yang akan diterima dalam sebulan yaitu:

,728.138.6000.000.2173

1RpjamxxUanglembur

Tabel 9.4 Perincian Uang Lembur Karyawan

Jabatan Jumlah

Gaji/bulan

(Rp)

Jumlah uang

lembur (Rp)

Dewan Komisaris 3 20.000.000 693.642

Direktur 1 10.000.000 346.821

Staf Ahli 2 7.000.000 242.775

Sekretaris 2 2.000.000 69.364

Manajer Teknik dan Produksi 1 9.000.000 312.139

Manajer R&D 1 9.000.000 312.139

Manajer Umum dan Keuangan 1 9.000.000 312.139


Adm 1

5.000.000

173.410


Personalia 1

5.000.000

173.410

Kepala Bagian Teknik 1 5.000.000 173.410


Tabel 9.4 Perincian Uang Lembur Karyawan...........................(lanjutan)

Jabatan Jumlah

Gaji/bulan

(Rp)

Jumlah

gaji/bulan (Rp)

Kepala Bagian Produksi 1 5.000.000 173.410

Kepala Bagian R&D 1 5.000.000 173.410

Kepala Bagian QC/QA 1 5.000.000 173.410

Kepala Seksi Proses 1 4.000.000 138.728

Kepala Seksi Utilitas 1 4.000.000 138.728

Kepala Seksi Mesin/Instrumentasi 1 4.000.000 138.728

Kepala Seksi Listrik 1 4.000.000 138.728

Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik 1 4.000.000 138.728

Kepala Seksi Keuangan 1 4.000.000 138.728

Kepala Seksi Pemasaran 1 4.000.000 138.728

Kepala Seksi Administrasi 1 4.000.000 138.728

Kepala Seksi Humas 1 4.000.000 138.728

Kepala Seksi Personalia 1 4.000.000 138.728

Kepala Seksi Keamanan 1 3.000.000 104.046

Karyawan Proses 36 2.500.000 86.705


dan R&D 10

2.000.000

69.364

Karyawan Utilitas 10 2.500.000 86.705

Karyawan Unit Pembangkit Listrik 7 2.300.000 79.769

Karyawan Instrumentasi Pabrik 7 2.300.000 79.769

Karyawan Pemeliharaan Pabrik 10 2.300.000 79.769

Karyawan Bag. Keuangan 3 2.000.000 69.364

Karyawan Bag. Administrasi 3 2.000.000 69.364

Karyawan Bag. Personalia 4 2.000.000 69.364

Karyawan Bag. Humas 4 2.000.000 69.364

Karyawan Penjualan/ Pemasaran 5 2.000.000 69.364

Petugas Keamanan 10 1.200.000 41.618

Karyawan Gudang / Logistik 10 1.200.000 41.618

Dokter 1 3.500.000 121.387

Perawat 2 2.000.000 69.364

Petugas Kebersihan 10 1.000.000 34.682

Supir 6 1.200.000 41.618

Total 166 6.000.000


Sehingga total Gaji Karyawan dan Staff adalah:

= Rp. 458.900.000,- + Rp. 6.000.000,- = Rp 464.900.000

9.8 Fasilitas Tenaga Kerja

Selain upah resmi, perusahaan juga memberikan beberapa fasilitas kepada setiap

tenaga kerja antara lain:

1. Fasilitas cuti tahunan

2. Tunjangan hari raya dan bonus

3. Fasilitas asuransi tenaga kerja, meliputi tunjangan kecelakaan kerja dan tunjangan

kematian, yang diberikan kepada keluarga/ ahli waris tenaga kerja yang meninggal

dunia baik karena kecelakaan sewaktu bekerja maupun di luar tempat kerja

4. Pelayanan kesehatan secara cuma-cuma

5. Penyediaan sarana transportasi/ bus karyawan

6. Penyediaan kantin, tempat ibadah, dan sarana olah raga

7. Penyediaan seragam dan alat-alat pengaman (sepatu, seragam, helm, pelindung

mata, dan sarung tangan)

8. Fasilitas kendaraan untuk para manager dan bagi karyawan pemasaran dan

pembelian

9. Family Gathering Party (acara berkumpul semua karyawan dan keluarga) setiap satu

tahun sekali

10. Bonus 0,5 % dari keuntungan perusahaan akan didistribusikan untuk seluruh

karyawan yang berprestasi


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 462.157.246.477,-

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 143.333.221.967,-

Maka total modal investasi tetap, MIT = MITL + MITTL

= Rp 462.157.246.477,- + Rp 143.333.221.967,-

= Rp 605.490.468.444,-


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 311.058.910.243

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

= Rp 605.490.468.444,- + Rp 311.058.910.243

= Rp 915.364.595.544,-

Modal investasi berasal dari:


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

Dari Lampiran E diperoleh modal sendiri = Rp 558.815.500.786,-

- Pinjaman dari bank sebanyak 40 dari modal investai total

Dari Lampiran E diperoleh pinjaman bank = Rp 372.543.667.191,-

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 342.845.363.457,-

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 627.742.154.942,-

Maka, biaya produksi total = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 350.661.439.928,- + Rp 627.742.154.942,-

= Rp 970.587.518.399,-

10.3 Total Penjualan (Total Sales)

Penjualan diperoleh dari hasil penjualan produk etilen glikol, dietilen glikol dan

etilen karbonat yaitu sebesar 091.178,-1.258.058. 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 1.398.272.482,-

10.5 Perkiraan Rugi/Laba Usaha

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh:

1. Laba sebelum pajak = Rp 286.033.219.915,-

2. Pajak penghasilan = Rp 85.792.465.975,-

3. Laba setelah pajak = Rp 200.240.753.941,-

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 091.178,-1.258.058. Rp

9915,-286.033.21 Rp

= 22,74 %

Dari hasil perhitungan diperoleh profit margin sebesar 22,74 % 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 4.942,-627.742.15 Rp - 091.178,-1.258.058. Rp

3.457,-342.845.36 Rp

= 54,39 %

Kapasitas produksi pada titik BEP = 38.074,8353 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = Rp 684.290.779.788,-

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 5.544,-915.364.59 Rp

3.941,-200.240.75 Rp

= 21,88 %

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 21,88 %, 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 0,2188

1

POT = 4,57 tahun

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

setelah 4,57 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 0.786,-558.815.50 Rp

3.941,-200.240.75 Rp

RON = 36,46 %

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 = 36,77 sehingga pabrik akan

menguntungkan karena apabila IRR ternyata lebih besar dari pada 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

diakses pada 1 September 2009).


BAB XI

KESIMPULAN

Hasil analisa perhitungan pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Glikol

dari etilen oksida dengan proses Karbonasi dengan kapasitas 70.000 ton/tahun diperoleh

beberapa kesimpulan, yaitu :

1. Kapasitas rancangan pabrik etilen glikol direncanakan 70.000 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 915.364.595.544,-

Biaya Produksi per tahun : Rp 970.587.518.399,-

Hasil Jual Produk per tahun : 091.178,-1.258.058. Rp

Laba Bersih per tahun : Rp 200.240.753.941

Profit Margin : 22,74 %

Break Event Point : 54,39 %

Return of Investment : 21,88 %

Pay Out Time : 4,57 tahun

Return on Network : 36,46 %

Internal Rate of Return : 36,77

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 = 70.000 ton/tahun

= 70.000.000 kg/tahun

Waktu operasi = 330 hari/tahun

Berat molekul : - C2H6O2 = 62,068 gr/mol

- C4H10O3 = 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)

- Karbon dioksida (CO2)

Produk akhir = Etilen Glikol (C2H6O)

Produksi etilen glikol/jam = )/24(/330

/70000000

jamjamtahunhari

tahunkg

= 8838,3838 kg/jam

Kemurnian produk = 99 %

= 0,99 x 8838,3838 kg/jam


= gr/mol 62,068

kg/jam 8750 = 140,9744 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

- C4H10O3 = 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:

- Asumsi Kemurnian Produk 99%

- Data: (Bhise & Harold, 1985).

Komposisi X21

EG = 0,99

Komposisi X21

DEG = 0,009

Komposisi X21

EC = 0,001

- Data: ( Kawabe dkk, 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 (8838,3838 kg/jam)

0,99 N15

= 0,2482 N24

+ 8750 kg/jam ................................................... (1)

Dietilen Glikol:

0,009 N21

= 0,6263 N31

+ 0,01 N27

0,009 N21

= 0,6263 N31

+ 0,01 (8838,3838 kg/jam)

0,009 N21

= 0,6263 N31

+ 88,383838 kg/jam ...................................................(2)

Eliminasi pers (1) dan pers (2)

EG : 0,9900 N21

= 0,2482 N31

+ 140,9744 N27

DEG: 0,0090 N21

= 0,6263 N31

+ 0,8338 N27

-

0,0089 N21

= 0,0022 N31

+ 1,2688 N27

0,0089 N21

= 0,6200 N31

+ 0,8255 N27

-

0 N21

= -0,6178 N31

+ 0,4433 N27

N31

= 0,7176 kmol/jam

N21

= 142,5783 kmol/jam

Alur 21 (Feed = F)

Total = N21

=142,5783 kmol/jam

Etilen Glikol : N21

x X21

EG =142,5783 x 0,99 = 141,1526 kmol/jam

DEG : N21

x X21

DEG = 142,5783 x 0,009 = 1,2832 kmol/jam

Etilen karbonat : N21

x X21

EC = 142,5783 x 0,001 = 0,1433 kmol/jam


Alur 31 (Bottom = B)

Total = N31

= 0,7626 kmol/jam

Etilen Glikol : N31

x X31

EG = 0,7626 x 0,2482 = 0,1781 kmol/jam

DEG : N31

x X31

DEG = 0,7626 x 0,6263 = 0,4944 kmol/jam


x X31

EC = 0,7626 x 0,1255 = 0,0901 kmol/jam

Alur 27 (Destilat = D)

Total = N27

= 141,8082 kmol/jam

Etilen Glikol : N27

x X27

EG = 141,8082 x 0,99 = 140,9744 kmol/jam

DEG : N27

x X27

DEG =141,8082 x 0,01 = 0,8338 kmol/jam

Tabel LA.1 Neraca massa destilasi

Alur masuk

Komponen BM alur 21

(kg/kmol) N (Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 62,068 141,1526 8761,0566

C4H10O3 106 1,2832 136,0197

C3H4O3 18 0,1433 12,6185

TOT 142,57905 8909,695

Alur keluar

Komp alur 31 alur 27


N F N F

(Kmol/jam) (Kg/jam) (Kmol/jam) (Kg/jam)

C2H6O2 0,1781 11,0566 140,9744 8750

C4H10O3 0,4944 52,4059 0,8338 88,3838

C3H4O3 0,0901 7,9306 0 0

TOT 0,7626 71,3931 141,8082 8838,3838

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

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


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

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 operasi bottom (reboiler)

Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai

syarat Σxi.Ki = 1 terpenuhi

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 145,6666 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 = 1,01

Komponen xi.f alfa I (alfa I*Xif)/(alfa I - teta)

C2H6O2 0,9910 4,0664 1,3585

C4H10O3 0,0366 1 -0,3663

P = 0,1 Mpa = 100 kPa

TD= 100 C = 373,15 K

P = 0,141 Mpa = 141 kPa

TBP= 252 C = 525,15 K


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 -0,0588

C3H4O3 0 0 0

total 1 1,2991

Mencari refluks minimum

Umpan dimasukkan pada dew point yaitu 373,15 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,1997)

Rd = 0,4486

Rd = Ld/D

Ld = Rd x D

Ld = 63,6161 kmol/jam

Alur Ld (Alur 26)

Total : Ld = 63,6161 kmol/jam

Φα

.xαq1

i

Fii = 1 terpenuhi


Etilen Glikol : LdEG = X19

EG x Ld = 0,99 x 63,6161 = 62,9799 kmol/jam

Dietilen Glikol : LdDEG = X19

DEGx Ld = 0,01 x 63,6161 = 0,6362 kmol/jam

Alur 27

Total: F21

= F27

= 141,8082 kmol/jam

Etilen Glikol = F21

EG = F27

EG = 140,9744 kmol/jam

Dietilen Glikol = F21

DEG= F27

DEG = 0,8338 kmol/jam

Alur Vd (Alur 25)

F25

= F26

+ F27

= 205,4243 kmol/jam

Etilen Glikol : F26

EG + F27

EG = 62,9799 + 140,9744 = 203,9543 kmol/jam

Dietilen Glikol : F26

DEG + F27

DEG = 0,6362 + 0,8338 = 1,47 kmol/jam

Tabel LA.7 Neraca massa kondensor

BM Alur Masuk 25 (Vd)

Komp (kg/kmol) N (Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 62,068 203,9543 12659,0368

C4H10O3 106 1,4700 155,169

C3H4O3 88 0 0

TOT 205,4243 12814,8537

Alur keluar


N (Kmol/jam) F (Kg/jam) N(Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 140,9744 8750 62,9799 3909,0368

C4H10O3 0,8338 88,3838 0,6362 67,4330

C3H4O3 0 0 0 0

TOT 141,8082 8838,3838 63,6161 3976,4698


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 = 63,6078 kmol/jam

Vb = Lb - B = 62,8452 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 = 63,6078 kmol/jam

Etilen Glikol : LbEG = 63,6078 x XLd

EG = 15,7902 kg/jam

Dietilen Glikol : LbDEG = 63,6078 x XLd

DEG = 39,8347 kg/jam

Etilen Karbonat : LbEC = 63,6078 x XLd

EC = 7,9829 kg/jam

Alur Vb

Total : Vb =Lb – B = 62,8452 kmol/jam


Etilen Glikol : VbEG = 62,8452 x XVb


Dietilen Glikol : VbDEG = 62,8452 x XVb


Etilen Karbonat : VbEC = 62,8452 x XVb

EC = 7,8872 kmol/jam

Tabel LA.8 Neraca massa reboiler

BM Alur Masuk (Lb)


C2H6O2 62,068 15,7902 980,0659

C4H10O3 106 39,8347 4222,4807

C3H4O3 88 7,9829 702,9751

TOT 63,6078 5905,5217

Alur keluar

Komp alur 31 alur Vb


C2H6O2 0,1781 11,0566 15,6009 968,3160

C4H10O3 0,4944 52,4059 39,3571 4171,8575

C3H4O3 0,0901 7,9306 7,8872 694,5472

TOT 0,7626 71,3931 62,8452 5834,7207

LA.4 Flash Drum

31

32

33EC

EG

DEG

EC

EG

DEG

dimana :

Dari perhitungan di Reboiler diperoleh data laju alir sebagai berikut:

Alur 31 (Bottom = B)


N31

= 0,7626 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 = 525,15 K

Komponen Pvp

C2H6O2 401,735991

C4H10O3 145,6666344

C3H4O3 82,61138182

Menentukan Pbuble dengan Zi=Xi

Pb = Σ Xi.Pivp………………( Smith & Van Ness, 2001)

Pb = 185,0702063 Kpa

Menentukan P dew dengan Zi = Yi

Pdew = 1

Σ Yi/Pi sat …………( Smith & Van Ness, 2001)


Pdew = 139,47 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 0,2336 401,7360 8,1179 93,8432 0,6656 0,0006

C4H10O3 0,6483 145,6666 0,7943 81,4709 0,5778 0,0052

C3H4O3 0,1181 82,6114 16,7944 9,7561 0,0692 0,0014

Σ 185,070 139,4707

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 & Van Ness, 2001)

Iterasi

Vo = 0,7240

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 0,6656 1,8492 0,2684

DEG 0,5778 -0,1087 0,6329

EC 0,0692 -0,4141 0,1035

1,0048

dimana L = 1 – V = 0,2

Y1 = 0,26844

Y2 = 0,63287

Y4 = 0,10347 ≈ 0

Σ Yi = 1,00477

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 F33

EG

F31

EG = F32


Dietilen Glikol : F31

DEG = F32

DEG + 0 x F33

DEG

F31

DEG = F32


Etilen Karbonat : F31

EC = 0 x F32

EC + F33

EC

F31

EC = F33


Tabel LA.13 Neraca massa Flash Drum

BM Alur Masuk


C2H6O2 62,068 0,1781 11,0566

C4H10O3 106 0,4944 52,4059

C3H4O3 88,06 0,0901 7,9306

TOT 0,7626 71,3931

Alur keluar

Komp alur atas alur bwh


C2H6O2 0,1781 11,0566 0 0

C4H10O3 0,4944 52,4059 0 0

C3H4O3 0 0 0,0901 7,9306

TOT 0,6725 63,4625 0,0901 7,9306


LA.5 EVAPORATOR

FE-1011917

18

EG

DEG

EC

EO

H2O

CO2

EG

DEG

EC

EO

H2O

CO2

Asumsi : efisiensi penguapan air pada evaporator = 100 %

- Alur keluar F19

= 142,57905 kmol/jam = 8909,695 kg/jam


Komposisi X17

EG = 0,739

Komposisi X17

H2O = 0,243

Neraca Massa Total:

F17

= F18

+ F19


Etilen Glikol : N17

= 0 x N18

+ N19

0,739 x N17

= N19

= 141,1526 kmol/jam.................................. (3)

Air : F17

Air = F18

Air + 0 x F19

Air

0,243 x F17

= 0, 9485 x F18

....................................................... (4)

Eliminasi Persamaan (3) dan (4) sehingga:

Komposisi X18

H2O = 0, 9485

Komposisi X18

CO2 = 0, 0484

Komposisi X18

EO = 0,0031


EG : 0,739 N17

= 0 N18

+ 141,1526 N19

H2O: 0,243 N17

= 0,9485 N18

+ 0 N19

-

0,17969043 N17

= 0 N18

+ 34,3171 N19

0,17969043 N17

= 0,7010657 N18

+ 0 N19

-

0 N17

= -0,701066 N18

+ 34,3171 N19

N18

= 48,9499 kmol/jam

N17

= 191,5289 kmol/jam

Alur 18

Total = N18

= 48,9499 kmol/jam

Air : N18

x X18

EG = 48,9499 x 0,9485 = 46,4309 kmol/jam

Karbon Dioksida : N18

x X18

DEG = 48,9499 x 0,0484 = 2,3669 kmol/jam

Etilen Oksida : N18

x X18

EC = 48,9499 x 0,0031 = 0,1521 kmol/jam

Alur 17

Total = N17

= N18

+ N19

= 191,5289 kmol/jam

Etilen Glikol : N17

EG = 0 + 141,1526 =141,1526 kmol/jam

Dietilen Glikol : N17

DEG = 0 + 1,2832 = 1,2832 kmol/jam


EC = 0 + 0,1433 = 0,1433 kmol/jam

Air : N17

Air = 46,4309 + 0 = 46,4309 kmol/jam


CO2 = 2,3669 + 0 = 2,3669 kmol/jam

Etilen Oksida : N17

EO = 0,1521 + 0 = 0,1521 kmol/jam

Tabel LA.14 Neraca massa Evaporator

alur masuk

Komp BM alur 17


(kg/kmol) N (Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 62,068 141,1526 8761,0566

C4H10O3 106 1,2832 136,0197

H2O 18 46,4309 835,7566

C3H4O3 88,06 0,1433 12,6185

CO2 44 2,3669 104,1433

C2H4O 44,053 0,1521 6,6998

TOT 191,5289 9856,2945

Alur keluar


N (Kmol/jam) F (Kg/jam) N (Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 - - 141,1526 8761,0566

C4H10O3 - - 1,2832 136,0197

H2O 46,4309 835,7566 - -

C3H4O3 0 0 0,1433 12,6185

CO2 2,3669 104,1433 - -

C2H4O 0,1521 6,6998 - -

TOT 48,9499 946,5996 142,5791 8909,6949

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

= 191,5289 kmol/jam = 9856,2945 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



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

Komponen Pvp

C2H6O2 2,105678324

C4H10O3 0,305328832

H2O 100,4032116

C3H4O3 1,090108871

CO2 24451,16737

C2H4O 1370,369892


Pb = Σ Xi.Pivp………………( Smith & Van Ness, 2001)

Pb = 9598,110797 Kpa


Pdew = 3,683940099 Kpa

P = 250 kPa Pd < P < Pb


Ki = Pisat/P

k1 0,007798809

k2 0,001130848

k3 0,371863747

k4 0,00403744

k5 90,55987915

k6 5,075444046

Substitusi nilai k ke pers, (10,16)

Σ [(Zi,Ki)/(1+V(Ki-1))] = 1……………( Smith & Van Ness, 2001)

V = 0,39

Pdew = 1

Σ Yi/Pi sat …………( Smith & Van Ness, 2001)


Tabel LA.17 Nilai V separator I

Komp Zi,Ki Ki-1 sum (Zi,Ki/(1+V(Ki-1)))

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 & Van Ness, 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 & Van Ness, 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

+ 2,3669................................................ (5)


Etilen Oksida : F15

EO = F16

EO + F17

EO

0,0018 = 0,0036 x F16

+ 0,1521................................................ (6)

Eliminasi persamaan (7) dan (8) sehingga :

CO2: 0,3921 N15

= 0,9896 N16

+ 2,3669

EO: 0,0018 N15

= 0,0036 N16

+ 0,1521

0,00070569 N15

= 0,0017810 N16

+ 0,004259505

0,00070569 N15

= 0,0014078 N16

+ 0,059637169

0,0004 N16

+ -0,055377665

N16

= 152,3433 Kg/jam

N15

= 343,7202 kg/jam

Alur 16

Total = N19

= 152,3433 kmol/jam

Air : N19

x Y19

Air = 152,3433 x 0,0335 = 4,9672 kmol/jam


x Y19

CO2 = 152,3433 x 0,9896 = 146,8434 kmol/jam

Etilen Oksida : N19

x Y19

EO = 152,3433 x 0,0036 = 0,5327 kmol/jam

Alur 15

Total = N15

= N16

+ N17

= 343,8723 kmol/jam

Etilen Glikol : N15

EG = 0 + 141,1526 =141,1526 kmol/jam

DEG : N15

DEG = 0 + 1,2832 = 1,2832 kmol/jam


EC = 0 + 0,1433 = 0,1433 kmol/jam

Air : N15

Air = 4,9672 + 46,4309 = 51,3982 kmol/jam



CO2 =146,8434 + 2,3669 = 149,2103 kmol/jam

Etilen Oksida : N15

EO = 0,5327 + 0,1521 = 0,6848 kmol/jam

Tabel LA.18 Neraca massa separator II

Alur masuk

alur 15

Komp BM N (Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 62,068 141,1526 8761,0566

C4H10O3 106 1,2832 136,0197

H2O 18 51,3982 925,1668

C3H4O3 88,06 0,1433 12,6185

CO2 44 149,2103 6565,2530

C2H4O 44,053 0,6848 30,1663

TOTAL 343,8723 16430,2810

Alur keluar


N(Kmol/jam) F(Kg/jam) N(Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 0 0 141,1526 8761,0566

C4H10O3 0 0 1,2832 136,0197

H2O 4,9672 89,4102 46,4309 835,7566

C3H4O3 0 0 0,1433 12,6185

CO2 146,8434 6461,1098 2,3669 104,1433

C2H4O 0,5327 23,4665 0,1521 6,6998

Total 152,3433 6573,9866 191.5289 9856.2945


LA.7 Cooler I (E-105)

14 15Air

EC

EO

CO2

Air

EC

EO

CO2

Neraca Massa Total:

N14

= N15


Alur 14

Total = N14

= N15

= 343,8723 kmol/jam

Etilen Glikol : N14

EG = N15

EG =141,1526 kmol/jam

DEG : N14

DEG = N15



EC = N15


Air : N14

Air = N15

Air = 51,3982 kmol/jam


CO2 = N15

CO2 = 149,2103 kmol/jam

Etilen Oksida : N14

EO = N15

EO = 0,6848 kmol/jam

Tabel LA.19 Neraca Massa Cooler I (E-105)

Alur masuk 14 Alur keluar 15

Komp BM N F N F

kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam

C2H6O2 62,068 141,1526 8761,0566 141,1526 8761,0566


C4H10O3 106 1,2832 136,0197 1,2832 136,0197

H2O 18 51,3982 925,1668 51,3982 925,1668

C3H4O3 88,06 0,1433 12,6185 0,1433 12,6185

CO2 44 149,2103 6565,2530 149,2103 6565,2530

C2H4O 44,053 0,6848 30,1663 0,6848 30,1663

343,8723 16430,2810 343,8723 16430,2810

LA.8 REAKTOR HIDROLISIS

R-10212

6

13

EG

DEG

EC

EO

CO2

H2O

EC

EO

CO2

H2O

Data :

- Dari perhitungan di Ekspander II diperoleh data laju alir sebagai berikut:

N13

=343,8723 kmol/jam

N13

EG =141,1526 kmol/jam

N13


N13



N13

Air = 51,3982 kmol/jam

N13

CO2 = 149,2103 kmol/jam

N13


- Data: konversi reaksi (Bhise & Harold, 1985).

Komposisi X15

EG = 98,3%

Komposisi X15

DEG = 1,5%

Komposisi X15

EC = 0,1 %

Neraca Massa Total:

F13

= F6

+ F12

Reaksi I:

C3H4O3 (l) +

H2O (g)

C2H6O2 (l) + CO2(g)

M : X

B : 0,99 X

S : 0,01 X

Neraca Komponen:

Etilen Glikol : N13

EG = N6

EG + N12

EG + r1

jam/kmol 141.15260- 0 - 141.1526)NN(Nr 13

EG

13

EG

13

EG1

Air : N13

Air = N6

Air - r1 – r2

51,3982 = N6

Air - 141,1526 - r2 ................................................ (7)

Etilen Karbonat: N13

EC = N12

EC - r1- 2 r1

0,1433 = N12

EC - 141,1526 - 2 r1............................................... (8)

Karbon Dioksida: N13

CO2 = N12

CO2 + r1 + 2 r2


149,2103 = N12

CO2 + 141,1526 + 2r2.......................................... (9)

Reaksi II:

2C3H4O3(l) +

H2O(g) (C4H10O3) (l) + 2CO2(g)

Neraca Komponen:

Dietilen Glikol : N13

DEG = N6

DEG + N12

DEG + r1

jam/kmol 1,28320- 0 - 1,2832)NN(Nr 13

DEG

13

DEG

13

DEG1

Etilen Oksida : N13

EO = N12

EO = 0,667942794 kmol/jam = 1,2832 kmol/jam

Air : 51,3982 = N6

Air - 141,1526 - r2

N6

Air = 51,3982 + 141,1526 + 1,2832 = 193,8539 kmol/jam

Etilen Karbonat: 0,1433 = N12

EC - 141,1526 - 2 r1

N12

EC = 0,1433 + 141,1526 + 2 (1,2832) = 143,86226 kmol/jam

Karbon Dioksida: 146,8434 = N12

CO2 + 141,1526 + 2r2

N12

CO2 = 149,2103 -141,1526 - 2 (1,2832) = 3,1244 kmol/jam

Tabel LA.21 Neraca Massa Reaktor Hidrolisis

Alur Keluar

Komp BM alur 13

N(Kmol/jam) F (Kg/jam)

C2H6O2 62,068 141,1526 8761,0566

C4H10O3 106 1,2832 136,0197

H2O 18 51,3982 925,1668

C3H4O3 88,06 0,1433 12,6185

CO2 44 149,2103 6565,2530


C2H4O 44,053 0,6848 30,1663

TOTAL 343,8723 16430,2810

Alur masuk 6 Alur keluar 12

Komp BM N F N F

kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam

C2H6O2 62,068 - - - -

C4H10O3 106 - - - -

H2O 18 193,8539 3489,3704 - -

C3H4O3 88,06 - - 143,8623 12668,5104

CO2 44 - - 5,4913 241,6187

C2H4O 44,053 - - 0,6848 30,1663

193,853912 3489,3704 150,038 12940,295

LA.9 SEPARATOR I

8

9

10EC

EO

CO2

EC

EO

CO2

CO2ECEO


- Dari perhitungan di Reaktor Hidrolisis diperoleh laju alir alur 10 yaitu 149,8863

kmol/jam


Komposisi X8CO2 = 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


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

Komponen Pvp

CO2 24451,17

C2H4O 1370,37

C3H4O3 1,090109


Pb = Σ Xi,Pivp………………,( Smith & Van Ness, 2001)

Pb = 1116,851 Kpa


Pdew = 1

Σ Yi/Pi sat

…………( Smith & Van Ness, 2001)


Pdew = 1,336894 Kpa

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 & Van Ness, 2001)

V = 0,18

Tabel LA.24 Nilai V separator I

Komp Zi,Ki

Ki-1 sum (Zi,Ki/(1+V(Ki-1)))

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 & Van Ness, 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 & Van Ness, 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+ 127,7352 N

10

CO2: 0,18 N8= 0,9581 N

9+ 137,4755 N

10

0,00072 N8= 0,0001 N

9+ 0,5109 N

10

0,00072 N8= 0,0038 N

9+ 0,5499 N

10

0 = -0,0038 N9+ -0,0390 N

10

N9= 4,9557 Kg/jam

N8= 154,994 Kg/jam

Alur 9

Total = N9 = 4,9557 kmol/jam

Etilen Karbonat : N9 x Y

9Air = 10,0424 x0,9581 = 0,0220 kmol/jam

Karbon Dioksida : N9 x Y

9CO2 = 10,0424 x 0,0125 = 4,8701 kmol/jam

Etilen Oksida : N9 x Y

9EO = 10,0424 x 0,0043 = 0,0635 kmol/jam

Alur 8

Total = N8 = N

9+ N

10 = 154,9940 kmol/jam



EC = 0,022 + 143,8623 = 143,8843 kmol/jam


CO2 = 4,8701 + 5,4913 = 10,3614 kmol/jam

Etilen Oksida : N8

EO = 0,0635 + 0,6848 = 0,7483 kmol/jam

Tabel LA.25 Neraca massa separator 1

Komp BM Alur Masuk 8


C3H4O3 88,06 143,8843 12670,4494

CO2 44 10,3614 455,9034

C2H4O 44,053 0,7483 32,9657

TOTAL 154,9940 13159,3185

Alur keluar

Komp alur 9 alur 10


C3H4O3 0,0220 1,9390 143,8623 12668,5104

CO2 4,8701 214,2847 5,4913 241,6187

C2H4O 0,0635 2,7994 0,6848 30,1663

TOTAL 4,9557 219,0231 150,0384 12940,2954

LA.11 REAKTOR KARBONASI

R-101EO 99%

CO2 1%

EO

EC

CO2

4 7

2CO2 100%

Data: (Bhise & Harold, 1985).

* Konversi Reaksi = 95%


* Asumsi:

- Kemurnian etilen oksida = 99% dengan 1% inert berupa CO2

- Kemurnian CO2 = 100%.

* Dari perhitungan di Ekspander I diperoleh data laju alir sebagai berikut:

N7 = 154,9940 kmol/jam

N7


N7

CO2 = 10,3614 kmol/jam

N7


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 = N2EC + N

4EC + r

jamkmolNNNr ECECEC / 143,88430- 0 - 143,8843)( 427

Etilen Oksida : N7

EO = N2

EO + N4

EO – r

N2

EO = 143,8843 + 0,7483 - 0 = 144,6326 kmol/jam

Karbon Dioksida: N7

CO2 = N2

CO2 + N4

CO2 – r

N2

CO2 = 10,3614 – 0 + 143,8843 = 154,2457 kmol/jam


Dari perhitungan diatas diperoleh laju Etilen Oksida yang diumpankan yaitu = 143,1863

kmol/jam dan karbon dioksida sebesar 155,692 kmol/jam.

Tabel LA.26 Neraca Massa Reaktor Karbonasi

Alur Keluar

Komp BM alur 7


C3H4O3 88,06 143,8843 12670,4494

CO2 44 10,3614 455,9034

C2H4O 44,053 0,7483 32,9657

TOTAL 154,9940 13159,3185

Alur masuk

Komp alur 2 alur 4


C3H4O3 - - - -

CO2 1,4463 63,7150 154,2457 6786,8116

C2H4O 143,1863 6307,7847

- -

TOTAL 144,6326 6371,4997

154,2457 6786,8116


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: ( Smith & Van Ness, 2001)


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 N1

senyawa cp dT N1

cp dT

C2H4O 143,1863 641,4680 91849,4043

CO2 1,4463 -3465,6279 -5012,4276

Total

86836,9767

Panas keluar Heater 1 =

15,373

15,298

2 dTcN psenyawa

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

Komponen N2

senyawa cp dT N2

cp dT

C2H4O 143,1863 7432,8899 1064287,7773

CO2 1,4463 8576,9758 12405,1027

Heater I

(E-101)

(1) (2)

Kondensat 260

oC

C2H4O (l)

CO2 (g)

14,5 bar, 31oC

C2H4 O(l)

CO2 (g)

14,5 bar, 100oC

Saturated steam

260oC


Total

1076692,8800

Neraca energi total sistem:

dQ/dt = Qout - Qin

= 1076692,8800 - 86836,9767

= 989855,9034 kJ/jam

Steam yang diperlukan adalah:

kg/jam 7052,595

kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 4989855,903

C)(260

dQ/dTm

o



15,304

15,298

3 dTcN psenyawa


Komponen N3

senyawa cpg dT N3

cp dT

CO2 154,2457 -186,2590 -28729,6521

Total -28729,6521

Heater II

(E-101)

(3) (4)

Kondensat 260

oC

CO2 (g)

14,5 bar, 31oC

CO2(g)

14,5 bar, 100oC

Saturated steam

260oC



15,373

15,298

4 dTcN psenyawa


Komponen N4

senyawa cpg dT N4

cpg dT

CO2 154,2457 2905,4771 448157,3972

Total 448157,3972


dQ/dt = Qout - Qin

= 455870,2454 - 29048,3452

= 426821,9002 kJ/jam


kg/jam 252,5198

kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 2426821,900

C)(260

dQ/dTm

o



15,303

15,298

5 dTcN psenyawa


Komponen N5

senyawa cpl dT N5

cp dT

Heater II

(E-103)

(5) (6)

Kondensat 260

oC

H2O (l)

14,5 bar, 30oC

H2O (g)

14,5 bar, 150oC

Saturated steam

260oC


H2O 193,8539 374,7055 72638,1236

Total 72638,1236


15,423

15,298

p

6

senyawa dTcN


Komponen N6

senyawa cpg dT N6

cpg dT

H2O 193,8539 9523,8693 1846239,3123

Total 1846239,3123


dQ/dt = Qout - Qin

= 1846239,3123 - 72638,1236

= 1773601,1887 kJ/jam


kg/jam 1067,3709

kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 871773601,18

C)(260

dQ/dTm

o

B.4 Reaktor Karbonasi (R-101)


Reaktor 1

(R-101) C3H4O3 (l)

C2H4O (l)

CO2 (g)

14,5 bar, 100oCCO2 (g)

14,5 bar, 100oC

C2H4O (l)

14,5 bar, 100oC

Air pendingin

55oC

Air pendingin

30oC

(2)

(4)

(7)

Panas masuk Reaktor 1 = Panas keluar Heater 1 dan 2 = 1523195,5561 kJ/jam

Reaksi yang berlangsung dalam Reaktor 1 antara lain:

Reaksi I: C2H4O + CO2 → C3H4O3

ΔH1 = ΔHof (produk) – ΔH

of (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

= (143,8843 ×-11409,6561)

= -1641670,1066 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 N7

senyawa cpg dT

C3H4O3 143,8843 - 16208,6310 2332167,1391

C2H4O 10,3614 - 7432,8899 77015,4497

CO2 0,7483 2905,4771 - 2174,2224

Total 2411356,8111


dQ/dt = (Qout – Qin) + ΔHr

= (2411356,8111-1523195,5561) + (-1641927,985)

= -753508,8516 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah:

m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 7210,611

kJ/kg 125,7) -30,22(

kJ/jam ) 516(-753508,8-

C)H(30-C)H(55

dQ/dTm

oo



15,373

15,298

p

11

senyawa dTcN

Heater 3

(E-104)

(11) (12)

Kondensat 260

oC

C3H4O3 (l)

C2H4O (l)

CO2 (g)

14,5 bar, 100oC

C3H4O3 (l)

C2H4O (l)

CO2 (g)

14,5 bar, 150oC

Saturated Steam

260oC



Komponen N11

senyawa cpl dT cpg dT N11

cp dT

C3H4O3 143,8622 16208,6310 - 2331810,2328

C2H4O 0,6847 5671,8679 - 3883,422

CO2 5,4913 - 2905,4771 15954,457

Total 2351649,21


15,423

15,298

p

12

senyawa dTcN


Komponen N12


cp dT

C3H4O3 143,8622 27795,5782 - 3998734,6117

C2H4O 0,6847 9523,8693 - 6521,6888

CO2 5,4913 - 4965,2027 27265,5875

Total 4032521,888


dQ/dt = Qout - Qin

= 4032521,888 - 2351649,21

= 1680872,7674 kJ/jam


kg/jam 1011,566

kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 741680872,76

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, 150oCH2O(l)

14,5 bar, 150oC

C3H4O3 (l)

C2H4O (l)

CO2 (g)

14,5 bar, 150oC

Air pendingin

55oC

Air pendingin

30oC

(12)

(6)

(13)

Panas masuk Reaktor 2 = Panas keluar Heater 3 + Panas keluar Heater 4

= 4032521,8880 + 1846239,3123

= 5878761,2004 kJ/jam

Reaksi yang berlangsung dalam Reaktor 2 antara lain:

Reaksi I: C3H4O3 + H2O → C2H6O2 + CO2


of (reaktan)

= (-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


of (reaktan)


= (-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

= (141,3994104×-120283,1437)+( 0,71486051×-50066,3998)

= -17042518,17 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 141,1526 24202,3010 - 3416216,5609

C4H10O3 1,2832 31378,0896 - 40264,5221

C3H6O3 0,1433 27795,5782 - 3982,9621

C2H4O 0,6848 13414,0898 - 9185,6069

CO2 149,2103 - 149,2103 740859,3698

H2O 51,3982 9523,8693 - 489509,3058

Total 106313,9279 149,2103 4700018,3276


dQ/dt = (Qout – Qin) + ΔHr

= (4700018,3276-5878761,2004) + (-17042518,17)

= -18221261,0416 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0


kg/jam 4174366,134

kJ/kg 25,7)12,230(

kJ/jam ) ,0416(-18221261-

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 141,1526 24202,3010 - 3416216,5609

C4H10O3 1,2832 31378,0896 - 40264,5221

C3H6O3 0,1433 27795,5782 - 3982,9621

C2H4O 0,6848 - -2222,2793 -1521,7569

CO2 149,2103 - 6826,7272 1018617,9871

H2O 51,3982 - 3415,4537 175548,0165

Total 4653108,2917

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

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


C2H6O2 141,1526 14177,6582 - 2001212,6367

C4H10O3 1,2832 18223,8004 - 23384,8721

C3H6O3 0,1433 16208,6310 - 2322,6127

C2H4O 0,6848 - 3750,0438 2567,9288

CO2 149,2103 - 2905,4771 433527,0968

H2O 51,3982 - 2536,0564 130348,6200

Total 2593363,7671


dQ/dt = Qout - Qin

= 2593363,7671 - 4653108,2917

= -2059744,5246 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 19710,4739

kJ/kg 117,3) -00,92(

kJ/jam ) 5246(-2059744,-

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo

B.8 Evaporator (FE-101)

FE-101

C2H6O2(l)

C4H10O3(l)

C3H4O3 (l)

C2H4O (l)

CO2 (g)

H2O(l)

1,01 bar, 100oC

Saturated Steam

260oC

(18)

(19)

(20)

C2H6O2(l)

C4H10O3(l)

C3H4O3 (l)

1,01 bar, 120oC

C2H4O (g)

CO2 (g)

H2O(g)

1,01 bar, 120oC

Kondensat

260oC


Panas masuk Evaporator =

15,373

15,298

p

18

senyawa dTcN

Tabel LB.19 Panas Masuk evaporator

Komponen N18


cp dT

C2H6O2 141,1526 14177,6582 `- 2001212,6367

C4H10O3 0,7149 18223,8004 - 13027,4754

C3H6O3 0,1433 16208,6310 - 2322,6127

C2H4O 0,1524 - 4870,2158 742,0065

CO2 2,3967 - 3718,3192 8911,7119

H2O 46,5139 - 7741,4743 360085,9811

Total 2386302,4243

Panas keluar Evaporator =

15,383

15,298

p

19

senyawa dTcN

Tabel LB.20 Panas Keluar evaporator

Komponen N19


cp dT

C2H4O 0,1524 - 1708,2895 259,8039

CO2 2,3967 - 1814,6763 4295,1429

H2O 46,5139 - 3233,5608 150137,2043

Total 154692,1512

Panas keluar Evaporator =

15,383

15,298

p

20

senyawa dTcN

Tabel LB.21 Panas Keluar evaporator

Komponen N20


cp dT

C2H6O2 141,1526 18125,3419 - 2558438,2665

C4H10O3 0,7149 23385,9669 - 16717,7044

C3H6O3 0,1433 20763,7314 - 2975,3349

Total 2578131,3059



dQ/dt = Qout - Qin

= (2578131,3059 + 154692,1512) - 2386302,4243

= 346521,0327 kJ/jam


kg/jam 208,5398

kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 7346521,032

C)(260

dQ/dTm

o


Panas masuk Heater =

15,383

15,298

p

20

senyawa dTcN


Komponen N20

senyawa cpL dT N20

cp dT

C2H6O2 141,1526 18125,3419 2558438,2665

C4H10O3 1,283205 23385,9669 30008,9901

C3H6O3 0,143295 20763,7314 2975,3349

Total 2591422,592

Heater 3

(E-203)

(20) (21)

Kondensat 260

oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

H2O(g)

1 bar, 120oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

H2O(g)

1 bar, 197oC

Saturated Steam

260oC


Panas keluar Heater =

15,468

15,298

p

21

senyawa dTcN


Komponen N21

senyawa cpl dT N21

cp dT

C2H6O2 141,1526 34185,6979 4825398,5080

C4H10O3 1,2832 44557,0648 57175,8492

C3H6O3 0,1433 39362,1822 5640,3964

Total 4888214,7536


dQ/dt = Qout - Qin

= 4888214,7536 - 2591422,592

= 2296792,1621 kJ/jam


kg/jam 1382,2326

kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 212296792,16

C)(260

dQ/dTm

o

B.10 Kondensor (E-107)

(22) (23)

Air Pendingin 30oC

Air Pendingin55oC

C2H6O2(g)

C4H10O3 (g)

1 bar, 197oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

1 bar, 100oC


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 373,15 K dan suhu Ld 373,15 K


Panas masuk Kondensor =

15,470

15,298

22 dTcN psenyawa

Tabel LB.26 Panas Masuk Kondensor

Komponen N22


cp dT

C2H6O2 140,9744 34185,6979 - 4819308,7695

C4H10O3 0,8338 44557,0648 - 37152,1171

C3H6O3 - - - 0

Total 4856460,8866

Panas keluar Kondensor =

15,373

15,298

23 dTcN psenyawa

Tabel LB.27 Panas Keluar Kondensor

Komponen N23


cp dT

C2H6O2 140,9744 14177,6582 - 1998687,0709

C4H10O3 0,8338 18223,8004 - 15195,1833

C3H6O3 - - - -

Total 2013882,2541


dQ/dt = Qout - Qin

= 2013882,2541- 4856460,8866

= -2842578,6325 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0


kg/jam 27201,7094

kJ/kg 117,3) - 00,92(

kJ/jam ) 6325(-2842578,-

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

Komponen N27

senyawa cpg dT N27

cp dT

C2H6O2 140,9744 14177,6582 1998687,0709

C4H10O3 0,8338 18223,8004 15195,1833

Total 2013882,2541


15,303

15,298

p

28

senyawa dTcN

Tabel LB.29 Panas Keluar Cooler 2

Komponen N28

senyawa cpl dT N28

cp dT

Cooler I

(E-102)

(27) (28) C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

1 bar, 100oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

1bar, 30oC

Air pendingin

1 bar, 30oC

Air pendingin

1 bar, 55oC


C2H6O2 140,9744 915,6551 129083,9408

C4H10O3 0,8338 1158,4683 965,9422

Total 130049,8830


dQ/dt = Qout - Qin

= 130049,8830 - 2013882,2541

= -1883832,3711 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 318027,1040

kJ/kg 117,3) -00,92(

kJ/jam 3711)(-1883832,-

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo

B.12 Reboiler (E-109)

(31)(29)

(30)Steam

260oCKondensat

260oCC2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

1,41 bar,

197oC

C2H6O2(v)

C4H10O3 (v)

1,41 bar,

252oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

1,41 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-302)

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 522,15 K,

Panas masuk Reboiler =

15,470

15,298

29 dTcN psenyawa

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

Komponen N29

senyawa cpl dT N29

cp dT

C2H6O2 7,2700 34185,6979 248531,5959

C4H10O3 18,3405 44557,0648 817199,3080

C3H4O3 3,6755 39362,1822 144673,8498

Total 1210404,7537

Panas keluar Reboiler =

15,523

15,298

31

15,525

15,298

30 dTcNdTcN psenyawapsenyawa

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

Komponen N30

senyawa cpg dT N30

senyawa cpg dT

C2H6O2 7,0807 14170,0860 100334,6670

C4H10O3 17,8629 36461,3820 651307,2483

C3H4O3 3,5797 20373,2688 72931,1319

Total 824573,0473


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

Komponen N31

senyawa cpl dT N31

senyawa cpl dT

C2H6O2 0,1781 46368,3910 8259,9272

C4H10O3 0,4944 60561,2185 29941,1771

C3H4O3 0,0901 53416,7214 4810,6652

Total 43011,7696

Panas keluar Reboiler = 43011,7696 + 824573,0473

= 867584,8169 kJ/jam


dQ/dt = Qout - Qin

= 867584,8169 - 1210404,7537

= -342819,9368 kJ/jam


kg/jam 206,3125

kJ/kg 1661,6538

kJ/jam 8342819,936-

C)(260

dQ/dTm

o

B.13 Kondensor Subcooler (E-110)

(E-110) (32) (33) C2H6O2(g)

C4H10O3 (g)

1 bar, 250oC

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

1 bar, 30oC

Air pendingin

1 bar, 30oC

Air pendingin

1 bar, 55oC


Panas masuk Kondensor Subcooler =

15,470

15,298

32 dTcN psenyawa

Tabel LB.34 Panas Masuk Kondensor Subcooler

Komponen N32


cp dT

C2H6O2 0,1781 - 14170,0860 2524,2170

C4H10O3 0,4944 - 36461,3820 18026,3331

Total 20550,5501

Panas keluar Kondensor Subcooler =

15,523

15,298

33 dTcN psenyawa

Tabel LB.35 Panas Keluar Kondensor Subcooler

Komponen N33


cp dT

C2H6O2 0,1781 915,6551 - 163,1121

C4H10O3 0,4944 1158,4683 - 572,7412

Total 735,8533


dQ/dt = Qout - Qin

= 735,8533 - 20550,5501

= 19814,6968- kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 7189,614323

kJ/kg 117,3) -00,92(

kJ/jam ) 68(-19814,69-

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo


B.14 Cooler 3 (E-111)


15,518

15,298

p

34

senyawa dTcN


Komponen N34


cp dT

C3H4O3 0,0901 53416,7214 - 4810,6652

Total 4810,6652


15,373

15,298

p

35

senyawa dTcN


Komponen N35


cp dT

C3H4O3 0,0901 16208,6310 - 1459,7357

Total 1459,7357


dQ/dt = Qout - Qin

= 1459,7357- 4810,6652

= -3350,9295 kJ/jam


Cooler I

(E-102)

(34) (35) C3H4O3 (l)

1,41 bar, 250oC

C3H4O3 (l)

1,41 bar, 100oC

Air pendingin

1 bar, 30oC

Air pendingin

1 bar, 55oC


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 32,0663

kJ/kg 117,3) -00,92(

kJ/jam ) 5(-3350,929-

C)H(30-C)H(55

dQ/dT-m

oo

B.15 Cooler 4 (E-112)


15,518

15,298

p

34

senyawa dTcN


Komponen N35


cp dT

C3H4O3 0,0901 16208,6310 - 1459,7357

Total 1459,7357


15,373

15,298

p

35

senyawa dTcN


Komponen N36


cp dT

C3H4O3 0,0901 2081,7765 - 187,4830

Total 187,4830


dQ/dt = Qout - Qin

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


= 187,4830 - 1459,7357

= -1272,2527 kJ/jam


m ΔH + dQ/dt = 0

kg/jam 12,1746

kJ/kg 117,3) -00,92(

kJ/jam ) 7(-1272,252-

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 : 10 unit


Kondisi Operasi :

- Temperatur (T) = 310C

- Tekanan ( P) = 68 bar

A. Volume Tangki

Kebutuhan larutan Etilen Oksida per jam = 6371,4997 kg/jam

Total massa bahan dalam tangki = 6371,4997 kg/jam×24 jam/hari×10 hari

= 152915,9931 kg

Direncanakan 7 buah tangki, sehingga:

Total massa bahan dalam tangki = kg 15291,599310

kg 1152915,993

Densitas Bahan dalam tangki = 0,711 kg/liter

Total volume bahan dalam tangki = kg/liter8711,0

1kg152915,993 = 17554,3558 liter

= 17,554 m3

Faktor kelonggaran = 20 % (Perry dan

Green, 1999)

Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 17554,3558 liter

= 1,2 x 17554,3558

= 21065,2269 liter


= 21,065m3

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 24,8379 10

21065,2269 24

10

Vt 24 (D) tangkiDiameter 33

= 2,484 m = 97,79 in

Tinggi silinder (Hs) = 3/2 D =

3/2 2,484 m = 3,726 m

Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1/6 D =

1/6 2,484 m = 0,6210 m

Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 4,3469 m

B. Tekanan Desain

Tinggi bahan dalam tangki

Volume tangki = 10 /24 D3

= 10 /24 (2,484 m) 3

= 20,0621 m3

Tinggi tangki = 4,3469 m

Tinggi bahan dalam tangki = tangkivolume

tangkitinggi tangkidalambahan volume

= 20,0621

4,3469 17,5544

= 3,8 m


Tekanan hidrostatik:

P = × g × h

= 871,1 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 8,10 m

= 32491,99 Pa = 324,9 kPa

Po = Tekanan operasi = 68 bar = 6800 kPa

Ptotal = 6800 kPa + 324,9 kPa = 7396,2696 kPa

Faktor kelonggaran = 20%

Pdesign = 1,2 × 7396,2696 = 8877,9235 kPa

Joint efficiency (E) = 0,8 (Brownell,1959)

Allowable stress (S) = 129276,75 kPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 8857,5m 0,152

kPa) 2351,2(8877,9kPa)(0,8) 52(129276,7

m) (2,484 kPa) (8877,9235

1,2P2SE

PDt

Faktor korosi = 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 5,8857 in + 1/8 in = 5,983 in

Tebal shell standar yang digunakan = 6 in (Brownell,1959)

C. Tebal tutup tangki

in 5,6391m 0,1464

kPa) 2350,2(8877,9kPa)(0,8) 52(129276,7

m) (2,248 kPa) (8877,9235

0,2P2SE

PDt


Maka tebal tutup yang dibutuhkan = 5,6391 in + 1/8 in = 5,764 in

Tebal tutup standar yang digunakan = 6 in

C.2 Heater 1 (E-101)


Fungsi : Menaikkan temperatur etilen oksida sebelum menuju R-101


Dipakai : 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir steam masuk = 591.1344858 kg/jam = 1303.2353 lbm/jam

Temperatur awal (T1) = 260 °C = 500°F

Temperatur akhir (T2) = 260 °C = 500°F

Fluida dingin

Laju alir cairan masuk = 6371,50 kg/jam = 14046.8258 lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 32°C = 86.6°F

Temperatur akhir (t2) = 100°C = 212°F

Panas yang diserap (Q) = 982260.9828 kJ/jam = 931000.1164Btu/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 = 86,6 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) =

0,001

Diambil UD = 55 Btu/jam ft2

F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2

o

o2D

48,9801ft

F345,595Fftjam

Btu55

Btu/jam 4931000,116

ΔtU

QA

Luas permukaan luar (a ) = 0,2618 ft2/ft (Tabel 10, Kern)

Jumlah tube, 15,5908/ftft2618,0ft12

ft48,9801

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.

c. Koreksi UD

Fftjam

Btu9,53

F524,726x ft 0,26565

Btu/jam 662977851,66

ΔtA

QU

22D

2

2

"

t

ft 50,2656

/ftft0,261816ft 21

aNLA


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

mlb36710,8527

0,0355

1303,2353tG

(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)

61658,67860,0448

36710,85270752,0tRe

(6) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 170

(9) Kondensasi steam

hio = 335 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

mlb3252842,864

0,0833

14046,8258sG

(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)

8770.85820,0266

3252842.8640,06sRe

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 380

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

sφsφ

ohoh

ho = 316,3853 1 = 316,3853

(10) Clean Overall coefficient, UC

F2ftBtu/jam 162,64973853,316335

3853,316335

ohio

h

ohio

h

cU


(11) Faktor pengotor, Rd

0,012553.5934162,6497

53.5934162,6497

DU

CU

DU

CU

dR



Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.

Pressure drop

Fluida panas : Steam, tube

(1) Untuk Ret = 61658,6786

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 0,00095

10,760,075210105,22

2)12(2

36710.85270,00088tΔP

(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 + 0,00506 psi

= 0.00622 psi

Pt yang diperbolehkan = 2 psi

Fluida panas : bahan, shell

(1 ) Untuk Res = 32005,8823

f = 0,0016 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,91


(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 0.6124

10,910,0610105,22

28,812

14194,66210,0016sΔP

Ps yang diperbolehkan = 2 psi

C.3 Tangki Penyimpanan Karbon Dioksida

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Karbon Dioksida

Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal


Jumlah : 10 unit


Kondisi operasi

Tekanan = 68 bar

Temperatur = 31 C

Laju alir massa = 6786,8116 kg/jam

CO2 = 1600 kg/m3 (Anonim , 2007)

Kebutuhan perancangan = 20 hari


Perhitungan:

a. Volume tangki

Volume CO2,Vl = 3/1600

/12020/ 6786,8116

mkg

harijamharijamkg= 509,0109 m

3



Total massa bahan dalam tangki = m3 50,90110

m3 509,0109


Green, 1999)


= 1,2 x 50,901

= 61,0813 m3

b. Diameter dan tinggi shell

Direncanakan:

Tinggi shell : diameter (Hs : D = 5 : 4)

Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4)

- Volume shell tangki (Vs)

Vs = 4

1Di

2 H

Vs = 3

16

5D

- Volume tutup tangki (Vh)

Vh = 3

24D (Brownell,1959)

- Volume tangki (V)

V = Vs + 2Vh

509,0109 m3

= 3

48

19D

Di = 3,66 m

Hs = 4,58 m

c. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 3,36 m

Hh = 4

1HhD

D 7,78 = 0,92 m

Ht (Tinggi tangki) = Hs + 2Hh = 6,41 m


d. Tebal shell tangki

Tinggi cairan dalam tangki =3

3

0109,509

61,0813

m

m × 9,72 m = 8,10 m


P = × g × h

= 1600 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 8,10 m

= 598169,6 Pa = 598,1696 kPa

Po = Tekanan operasi = 68 bar = 6800 kPa

Ptotal = 6800 kPa + 598,1696 kPa = 7396,2696 kPa


Pdesign = 1,2 × 7396,2696 = 8877,9235 kPa


Allowable stress (S) = 129276,75 kPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 53,6m 0,166

kPa) 2351,2(8877,9kPa)(0,8) 52(129276,7

m) (3,36 kPa) (8877,9235

1,2P2SE

PDt




e. Tebal tutup tangki

in 12,3m 0,0793

kPa) 2350,2(8877,9kPa)(0,8) 52(129276,7

m) (3,36 kPa) (8877,9235

0,2P2SE

PDt



Maka tebal tutup yang dibutuhkan = 3,12 in + 1/8 in = 3,22 in

Tebal tutup standar yang digunakan = 4 in

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 = 6786,81 kg/jam = 1,885 kg/s

campuran = 1600 kg/m3 = 99,8853 lbm/ft

3

Z = 0,012 (Perry, 1999)

Laju alir volumetrik (mv) = 3/1600

/ 6786,81

mkg

jamkg

= 4,242 m3/jam = 0,00118 m

3/detik

Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan:

De = 0,363 (mv)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 (0,00118 m3/detik)

0,45(1600kg/m

3) 0,13

= 0,0456 m = 1,794 in

Dipilih material pipa commercial steel 4 inci Sch 80 :

Diameter dalam (ID) = 3,828 in = 0,319 ft

Diameter luar (OD) = 4,5 in = 0,375 ft

Luas penampang (A) = 1,002 ft2

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 (Peters dan Timmerhaus, 2004)

= 1,885 × 0,012 × 8,314 ×304,15 × 11,6890

21,1469

13,1

3,1 3,113,1

= -74,359 kW × 1,341 hp/kW

= -99,715 hp

Jika efisiensi motor adalah 85 %, maka :

P = hp117,3185,0

99,715

Maka dipilih ekspander dengan daya 125 hp.


Fungsi : Menaikkan temperatur karbon dioksida sebelum menuju R-101



Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir steam masuk = 252 kg/jam = 556 lbm/jam



Fluida dingin


Temperatur awal (t1) = 20°C = 68°F


Panas yang diserap (Q) = 419600.5196 kJ/jam = 397702.9928Btu/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

ft111,9824

F355,148Fftjam

Btu10

Btu/jam 8397702,992

ΔtU

QA




ft111,9824

aL

AN

2

2

"t buah

e. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 52 tube dengan ID

shell 12 in.

f. Koreksi UD

Fftjam

Btu6,8548

F355,148x ft 163,3632

Btu/jam 8397702,992

ΔtA

QU

22D



(Tabel 10, Kern)

n144

aNa

'

ttt


2ft 0.11542144

0,63952ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb4825,2546

0,1154

556,7138tG


Pada Tc = 482 F

= 0,0178 cP = 0,0431 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


ID = 0,902 in = 0,0752 ft

μ

tGID


9198633,1420,0431

1113788,9910752,0tRe

(6) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 38

2

2

"

t

ft 163,3632

/ftft0,261852ft 21

aNLA






TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)





= 1,25 – 1 = 0,25 in

2ft0,08331,25144

50,2512sa


sa


2ftjam

mlb9179549,237

0,0833

14962,4365sG


Pada tc = 140 F

= 0,245 cP = 0.5927 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


De =0,72/12 = 0,06 ft

μ


18176,69460,245

9179549,2370,06sRe




sφsφ

ohoh

ho = 122,7175 1 = 122,7175


F2ft/jam44,7851Btu122,717571

122,717571

ohio

h

ohio

h

cU



0,12366.854844.7851

6.854844.7851

DU

CU

DU

CU

dR



Pressure drop


(1) Untuk Ret = 8104.3834

f = 0,000088 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2)

tφsID10105,22

nL2

tGf


psi0,00002

10,760,075210105,22

2)12(2

4825.25460,000088tΔP


2V

= 0,0005


psi 0,00526

.0,00050,79

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0.00002 psi + 0,00526 psi

= 0.00528 psi



(1 ) Untuk Res = 18176,6946

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


psi0.3120

10,910,0610105,22

28,812

14194,66210,0016sΔP


C.6 Tangki Penyimpanan Air Proses

Fungsi : Untuk menyimpan air




Jumlah : 7 unit


Kondisi Operasi :



A. Volume Tangki

Kebutuhan air per jam = 3489,3704 kg/jam


= 83744,8896 kg


Total massa bahan dalam tangki = 83744,8896

Densitas Bahan dalam tangki = 1 kg/liter

Total volume bahan dalam tangki =kg/liter1

kg 83744,8896 = 83744,8896 liter

= 83,7449 m3


Green, 1999)


= 1,2 x 83744,8896

= 100493,8675 liter

= 100,493 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 41,8155 10

5100493,867 24

10


= 4,1815 m = 164,6276 in


3/2 4,1815 m = 6,2723 m


1/6 4,1815 m = 1,0454 m


B. Tekanan Desain



= 10 /24 (4,1815 m) 3

= 95,7094 m3




= 95,7084

3177,7 100,493

= 6,4030 m

Tekanan hidrostatis = Densitas bahan g tinggi cairan dalam tangki

= 1000 9,8 6,4030

= 62791,3122 Pa = 0,6197 atm

Tekanan operasi = 1,01 bar = 1 atm

Faktor keamanan untuk tekanan = 20 %

P desain = (1 + 0,2) (1,01 + 1)

= 2,01 atm


= 28,5072 psia

C. Tebal dinding tangki (bagian silinder)

- Faktor korosi (C) : 0,125 in/tahun (Peters dan Timmerhaus,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 (Peters dan Timmerhaus, 2004)

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

P = tekanan desain (psi)

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

S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan

in 1,1807

10125,05072,286,080,016250

6276,164 28,5072d

Dipilih tebal silinder standar = 1,5 in

D. Tebal dinding head (tutup tangki)





- )AC(0,2P2SE

DiP(dh) head Tebal (Peters dan Timmerhaus, 2004)

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


Di = diameter tangki (in)




in 1,1805

10125,05072,282,08,0162502

6276,164 28,5072dh

Dipilih tebal head standar = 1,5 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 = 1 bar

T = 30 0C

Laju alir massa (F) = 3489,3704 kg/jam = 2,1369 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 2,1369 = 0,0505 ft

3/s

= 22,6751 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 (0,0505 ft3/s )

0,45 (42,2973 lbm/ft

3)0,13

= 1,6559 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 0,0505 = 0,9848 ft/s

Bilangan Reynold : NRe = Dv

= lbm/ft.s 8,736.10

)ft 0,2550)(ft/s 0,9848)(lbm/ft 2973,42(5-

3

=1,2159.105 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10-5

(Geankoplis,1997)

Pada NRe =1,2159.105 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

0,984801

2

= 0,0075 ft.lbf/lbm


2 elbow 90° = hf = n.Kf.cg

v

.2

2

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

0,9848 2

= 0,0226 ft.lbf/lbm

1 check valve = hf = n.Kf.cg

v

.2

2

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

0,9848 2

= 0,0301 ft.lbf/lbm

Pipa lurus 25 ft = Ff = 4fcgD

vL

.2.

. 2

= 4(0,007)174,32.2.0,255

0,9848.252

= 0,1324 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit = hex = cg

v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

0,984801

2

= 0,0151 ft.lbf/lbm

Total friction loss : F = 0,2078 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 = 665,9511 ft.lbf/lbm

Z = 25 ft

Maka :

0Ws ft.lbf/lbm 665,95110ft 25s.lbf/lbm.ft

ft/s0505,00

2

2

Ws = -691,1588 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 75 %


Ws = - x Wp

-691,1588 = -0,75 x Wp

Wp = 921,5451 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp

= ft.lbf/lbm 921,5451lbm/s360045359,0

3489,3704x

slbfft

hp

/.550

1

= 3,58 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 4 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

Laju alir steam masuk = 1067,370938 kg/jam = 2353,1624 lbm/jam



Fluida dingin

Laju alir cairan masuk = 3489,37 kg/jam = 7692,7851 lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 32°C = 86,6°F


Panas yang diserap (Q) = 1773601,1898kJ/jam = 1681042,9632Btu/jam




T2 = 500 F Temperatur yang lebih rendah t1 = 86,6 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


o 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 26,0929

F292,842Fftjam

Btu220

Btu/jam 321681042.,6

ΔtU

QA



ft26,0929

aL

AN

2

2

"t buah


shell 10 in.


g. Koreksi UD

Fftjam

Btu37,219

F292,842x ft 26,1680

Btu/jam 321681042,96

ΔtA

QU

22D



(Tabel 10, Kern)

n144

aNa

'

ttt


2ft 0,01152144

0,66510ta

(7) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb3203822,789

0,0115

2353,1624tG


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


2339978,8490,0460

3203822,7890767,0tRe


hio = 968btu/hr. ft2.oF



2

2

"

t

ft 26,1680

/ftft0,327110ft 8

aNLA


TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)




C = Clearance = PT – OD = 1,31 – 1 = 0,31 in

2ft 0,06941,31144

50,318sa


sa



Pada tc = 194 F

= 0,3 cP = 0.7257 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


De =1,23/12 = 0,1025 ft

μ


15645,69590,7257

1110776,1060,1025sRe



sφsφ

ohoh

ho = 27,4002 1 = 27,4002


2ftjam

mlb1110776,106

0,0694

7692,7851sG


F2ftBtu/jam 26,646327,4002968

27,4002968

ohio

h

ohio

h

cU



0,0330219.368826,6463

219.368826,6463

DU

CU

DU

CU

dR



Pressure drop


(1) Untuk Ret = 339978.8492

f = 0,000088 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2)

tφsID10105,22

nL2

tGf


psi 0,03846

10,760,075210105,22

2)8(2

3203822,7890,000088tΔP


2V

= 0,0005

psi 0,01053

.0,00050,76

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0,03846 psi + 0,01053psi

= 0,04899 psi




(1 ) Untuk Res = 15645.6959

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


psi0,0573

10,960,0610105,22

19,212

1110776,1060,0015sΔP


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 molar = 1044,2201 kmol/jam

Waktu tinggal reaktor = 400 detik = 0,333 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

847,36/ 467,385

)/ 9940,154.(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

847,36VVr

= 92,117 m3

b. Jumlah tube

Direncanakan:

Diameter tube (OD) = 15 cm

Panjang tube = 12 m

Pitch (PT) = 15 square pitch

Jumlah tube = .15π.(0,15)

92,1172

41

= 20,8474 = 21

c. Tebal tube



Faktor kelonggaran = 5 %

Maka, Pdesain = (1,05) (1450kPa) = 1523 kPa

Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959)

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

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,1959)

d. Diameter dan tinggi shell

D21 tube

21 tube

PT + OD 20

Diameter shell (D)= (15 × 20) / 100 × 2 + 2 (15 – 15) / 100

= 4,243 m

Tinggi shell (H) = panjang tube = 12 m

e. Diameter dan tinggi tutup


Rasio axis = 2 : 1 (Brownell,1959)

Tinggi tutup = m 061,12

4,243

2

1


f. Tebal shell dan tebal tutup






in 1,2404m 0,0315

kPa) 1,2(1450kPa)(0,8) 752(129.276,

m) (4,243 kPa) (1450

1,2P2SE

PDt


Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,2404 in + 0,125 in = 1,3654 in


Tutup shell dan tutup tangki = 2 in

Perancangan pipa pendingin

Fluida panas = Umpan masuk

Laju alir massa = 13159,3185 kg/jam = 29011,4828 lbm/jam

Temperatur masuk = 100 oC = 212°F

Temperatur keluar = 105 oC = 221°F

Fluida dingin = Air pendingin

Laju air = 7583,239273 kg/jam = 16718,2682 lbm/jam

Temperatur awal = 30 °C = 86 °F

Temperatur akhir = 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q) = 792448,504 kJ/jam = 751093,3065 Btu/jam




T2 = 221 F Temperatur yang lebih rendah t1 = 86 F t2 = 135 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 = 23.25in = 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

9159,9716672

42746,5342tG lbm/jam.ft 2

(2) Pada Tc = 212 F

= 0,97 cP = 2,3 lbm/ft2

jam

tt

GDRe


5485770,7150460,0

9716,15994375,2Re t

Dari Gbr. 24, Kern, diperoleh jH = 980

c = 3,5 Btu/lbm. F

k = 0,09 Btu/jam lbm ft. F

3,6348178,0

0460,05,3

4375,2

178,0980h

k

.c

D

kjHh

3/1

i

31

i

3,41125,2

4375,23.6348h

OD

IDhh

io

iio

Fluida dingin: sisi shell, air pendingin

(1’) G’ = 32,80842

37168,1439

2L

w

= 254,7864 lbm/jam.ft

(2’) Pada tc = 108,5 °F

= 0,7 cp = 1,5724 lbm/jam.ft

Re = 4G’/

= 4 x 254,7864 /0,7

= 601.8446


(3’) ho =

3/1'

OD

GjH

=

3/1

205,2

254,7864


=125.7927

FftBtu/jam3,3211121,927667,4618

121,927667,4618

hh

hhU 2

oio

oio

C

Rd = 0,003, hd = 003,0

1= 333,3333

UD = 333,33333,3211

333,33333,3211

hU

hU

dc

dc = 3,2884

A = 1024,8633.2884

05636100207,2

ΔtU

Q

D

= 2242,6318 ft2

Panjang yang dibutuhkan = ft/ft85,7

ft7081,9162

2

= 356,9365 ft

Panjang 1 tube yang direncanakan = 10 ft

Sehingga jumlah tube yang diperlukan = ft/tube10

ft 356,9365= 35,6936 tube = 36 tube

C.10 Separator Tekanan Rendah I (FG-101)

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




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 143,8843 0,9283 0,9628 139,2000 129,2223 81,7480

CO2 10,3614 0,0669 0,0346 49,2830 0 2,9414

EO 0,7483 0,0048 0,0025 118,2600 0,5710 0,2127

Total 84,9021

Laju alir udara, Fgas = 455,9034 kg/jam = 1005,1002 lbm/jam

Laju alir cairan, Fcairan = 12703,4151 kg/jam = 28006,3826 lbm/jam

Laju alir udara, Ngas = 144,6326 kmol/jam

Laju alir cairan, Ncairan = 10,3614 kmol/jam

ρgas = K) K)(311,15 atm/kmolm (0,082

kg/kmol) (84,9021 atm) (2,9608

RT

BM P3

av

= 6,8461 kg/m3 = 0,4273 lbm/m

3

ρcairan = 129,7933 kg /m3 = 8,1028 lbm/ft

3

Volume udara, Vgas = 3

av

kg/m 0205,0

kmol/jam) ,4546kg/kmol)(6 1768,0(

ρ

NBM

= 128.4973 m3/jam = 1.2605 ft

3/detik

Volume cairan, Vcairan = 3kg/m 82,98894

kg/jam10207,6909

ρ

F

= 97.8742 m3/jam = 0.9601 ft

3/detik

Kecepatan linear yang diinjinkan :

114,0udara

u (Walas,1988)

= 10,0013

30,152214,0 0,5934 ft/detik

Diameter tangki :

D = )4809,21)(4/(

0,5456

)4/( u

Vgas1.6450 ft = 0,5014 m (Walas,1988)

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


Waktu tinggal = 5 menit = 300 s

Tinggi cairan, Lcairan = 2

3

2 )1799,0)(4/(

300/ 0,2073

)4/( ft

ssft

D

V= 13,5586 ft

Panjang kolom ; L = Lcairan + Luap

= 13,5586 + 5

= 18,5586 ft

2421,81799,0

18,5586

D

L

Karena L/D >3 maka spesifikasi tangki vertikal dapat diterima sehingga dilakukan

trial terhadap diameter (Walas, 1988)

Perhitungan tebal shell tangki :

PHidrostatik = x g x l

= 482,9899 kg/m3 x 9,8 m/det

2 x 1,5967 m = 3.5125 kPa

P0 = Tekanan operasi = 250 kPa

P = 250 kPa + 14.0598 kPa = 253.5125 kPa


Pdesign = (1,2) (307,5575) = 304.2149 kPa


Allowable stress (S) = 107546.4 KPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 1,0350

kPa) 901,2(369,06kPa)(0,8) 2(120645

m) (1,6764 kPa) (369,0690

1,2P2SE

PDt


Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,035 in + 1/8 in =1,0349 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1,25 in (Brownell,1959)

Tutup tangki



Ratio axis = Lh : D = 1: 4

Lh = 6764,14

1LhD

D = 0.6858 m

L (panjang tangki) = Ls + Lh

Ls (panjang shell) = 4,2854 m – 2(0,6858 m) = 12,6882 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

Tangki Penampung Gas Buang Sementara (TT-103)



Kondisi operasi : 100 ºC dan 250 kPa

Laju alir (N3) = 4,9557 kmol/jam

Laju alir volum gas Q = kPa 101

K 298,15 Pa/mol.K xm 8,314 x kmol/jam 4,9557 3

= 60,6931m3

/jam

Daya blower dapat dihitung dengan persamaan,

33000

Qefisiensi144P (Perry, 1997)

Efisiensi blower, = 80

Sehingga,

33000

60,69310,8144P = 0,2119 hp

Maka dipilih blower dengan tenaga 1 hp


C.12 Pompa 3 (P-103)

Fungsi : Memompa campuran dari Separator I (R-101) menuju Reaktor

Hidrolisis (R-102).


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 2,5 bar dan T = 100 0C

Laju alir massa (F) = 12.933,7210 kg/jam = 7,9206 lbm/s


3

Viskositas ( ) = 2,2585 cP = 0,0015 lbm/ft.s


lbm/s 7,9206 = 0,2853 ft

3/s

= 128,0309 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 (0,2853 ft3/s )

0,45 (27,7667 lbm/ft

3)0,13

= 3,4165 in


Ukuran nominal : 3,5 in




Diameter Luar (OD) : 4 in = 0,3333 ft



3

ft 0,0687

/sft 0,2853 = 4,1522 ft/s


= lbm/ft.s 0,0015

)ft 0,2957)(ft/s 4,1522)(lbm/ft 27,7667( 3

= 2,27.104 (Turbulen)


(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 2,27.104 dan /D =

m0901,0

m10.6,4 5

= 0,0005


Friction loss :


v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

4,152201

2

= 0,1344 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

4,15222

= 0,4033 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

4,15222

= 0,5378 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,007)174,32.2.0,2957

4,1522.252

= 0,5093 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1


= 174,3212

4,152201

2

= 0,2689 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 :

0Ws ft.lbf/lbm 7649,9030ft 25s.lbf/lbm.ft

ft/s2858,00

2

2



Ws = - x Wp

-930,8875 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 1241,1833lbm/s360045359,0

012.933,721x

slbfft

hp

/.550

1

= 17,8835 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

Laju alir steam masuk = 1002.122543kg/jam = 2209.3136lbm/jam



Fluida dingin

Laju alir cairan masuk = 12940,2954 kg/jam = 28528.6170lbm/jam



Panas yang diserap (Q) = 1665180.932kJ/jam = 1578280.7915Btu/jam






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


h. 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 131,4159

F240.196Fftjam

Btu50

Btu/jam 151578280,79

ΔtU

QA



ft 131.4159

aL

AN

2

2

"t buah

i. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 52 tube dengan ID

shell 12 in.

j. Koreksi UD

Fftjam

Btu40,2220

F240.196x ft 163.3632

Btu/jam 151578280.79

ΔtA

QU

22D


2

2

"

t

ft 163,3632

/ftft0,261841,8309ft 21

aNLA



(Tabel 10, Kern)

n144

aNa

'

ttt


2ft 0,11542144

0,63952ta

(6) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb19148.9800

0,1154

2209.3136tG



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

mlb5342343,403

0,0833

28528,6170sG



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


8140,67771,043

5342343.4030,06sRe



ho = 198,3762 1 = 198,3762


F2ft/jam12,5496Btu198,376215

198,376215

ohio

h

ohio

h

cU



0,145240,222012,5496

40,222012,5496

DU

CU

DU

CU

dR



Pressure drop


(1) Untuk Ret = 570.4509

f = 0,000088 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2)

tφsID10105,22

nL2

tGf



psi 0,00026

10,790,075210105,22

2)12(2

19148.98000,000088tΔP


2V

= 0,0005

psi 0,00526

.0,00050,79

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0.00526 psi + 0,00026 psi

= 0.00552 psi



(1 ) Untuk Res = 8140.6777

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 2,6942

10,80,0610105,22

28,812

5342343.4030,002sΔP



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



Waktu tinggal reaktor = 600 detik = 0,1667 jam (Kawabe dkk,1998)

Perhitungan

Desain Tangki

CAO = )15,423)(/ .314,8(

14503 KmolKmPa

kPa

RT

P = 412,158 M

a. Volume reaktor

V =3

3

1

054,139/ 412,158

)/ 8723,343.(333,0 m

mmol

jamkmoljam

C

F

AO

AO

Dari data Kawabe,dkk (1998) katalis yang digunakan adalah Alumina dengan

spesifikasi:

Bentuk : Padatan

Diameter : 0,005 m

ε : 0,5


5,0

054,139VVr

= 278,107 m3

b. Jumlah tube

Direncanakan:

Diameter tube (OD) = 17,5 cm

Panjang tube = 20 m

Pitch (PT) = 20 square pitch

Jumlah tube = .20π.(0,175)

278,1072

41

= 24,0502 = 24

c. Tebal tube





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

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,1959)

e. Diameter dan tinggi shell


D24 tube

24 tube

PT + OD 23

Diameter shell (D)= (20 × 23) / 100 × 2 + 2 (20 – 17,5) / 100

= 6,5554 m

Tinggi shell (H) = panjang tube = 20 m

e. Diameter dan tinggi tutup


Rasio axis = 2 : 1 (Brownell,1959)


6,5554

2

1

f. Tebal shell dan tebal tutup






in 1,9166m 0,0487

kPa) 1,2(1450kPa)(0,8) 752(129.276,

m) (6,5554 kPa) (1450

1,2P2SE

PDt


Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,9166 in + 0,125 in = 2,0416 in


Tebal shell standar yang digunakan = 2 ¼ in (Brownell,1959)

Tutup shell dan tutup tangki = 2 ¼ in

Perancangan pipa pendingin

Fluida panas = Umpan masuk

Laju alir massa = 13159,3185 kg/jam = 29011,4828 lbm/jam

Temperatur masuk = 150 oC = 302°F

Temperatur keluar = 155 oC = 311°F

Fluida dingin = Air pendingin

Laju air = 7583,239273 kg/jam = 16718,2682 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

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 = 23.25in = 1.9375ft

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

12273,1229672

42746,5342G t lbm/jam.ft 2

(2) Pada Tc = 302 F

= 0,138 cP = 0,3 lbm/ft2

jam

tt

GDRe

70891,46560460,0

9716,15994375,2Re t

Dari Gbr. 24, Kern, diperoleh jH =190

c = 0,54 Btu/lbm. F

k = 0,398 Btu/jam lbm ft. F

0587,30178,0

0460,05,3

4375,2

178,0190

.

3/1

31

i

i

h

k

c

D

kjHh

1193,295,2

4375,20587,30io

iio

h

OD

IDhh

Fluida dingin: sisi shell, air pendingin


(1’) G’ = 32,80842

37168,1439

2L

w

= 4879,2640 lbm/jam.ft

(2’) Pada tc = 108,5 °F

= 0,7 cp = 1,5724 lbm/jam.ft

Re = 4G’/

= 4 x 254,7864 /0,7

= 11525,5710


(3’) ho =

3/1'

OD

GjH

=

3/1

205,2

254,7864

=125.7927

FftBtu/jam0724,28121,92761193,29

121,92761193,29

hh

hhU 2

oio

oio

C

Rd = 0,003, hd = 003,0

1= 333,3333

UD = 333,33330724,28

333,33330724,28

hU

hU

dc

dc = 25,8914

A = 1024,8638914,25

05636100207,2

ΔtU

Q

D

= 3387,9655 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 = 16430,28102 kg/jam = 36222.75847 lbm/jam

Temperatur awal (T1) = 150oC = 302°F

Temperatur akhir (T2) = 100°C = 212°F

Fluida dingin

Laju alir air pendingin = 19589.3090 kg/jam = 43187.25942 lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 30 °C = 86 °F

Temperatur akhir (t2) = 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q) = -2047082.79 kJ/jam = 1940252.48830Btu/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

ft218,99469

F147,35659Fftjam

Btu65

Btu/jam 8301940252,48

ΔtU

QA


Jumlah tube, 83,68797/ftft 0,3271ft8

ft218,99469

aL

AN

2

2

"t buah


shell 21 ¼ in.

c. Koreksi UD

2

2

"

t

ft 225,04480

/ftft32710, 86ft 8

aNLA

Fftjam

Btu63,25254

F147,35659ft 225,04480

Btu/jam 8301940252,48

ΔtA

QU

22D

Fluida dingin : air, tube


(Tabel 10, Kern)


n144

'tatN

ta (Pers. (7.48), Kern)

2ft 0.190812144

0,63986ta

(4) Kecepatan massa

ta

wtG (Pers. (7.2), Kern)

2ftjam

mlb86226333,491

0,19081

243187,2594tG


Pada tc = 180,5 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

86226333,4910,05433tRe = 5648.31414

1

0,652 x 512,7940

OD

IDx

tφ

ih

tφ

ioh

= 461.50052

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

hio = 461,50052 1 = 461,50052

Fluida panas : shell, bahan



TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)

Ds = Diameter dalam shell = 21,25 in


PT = Tube pitch = 1.5625 in


= 1 19/16 – 1 = 0.3125 in

2ft 0.29514,5625 1144

100,312525,12sa


s

sa

WG (Pers. (7.2), Kern)

2ftjam

mlb71122731,228

0.29514

736222.7584sG


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 = 0,72 in.

De =0,73/12 = 0,06083 ft

μ


620425,04580.36554

71122731,2280,06083sRe


ho = 564,34923 1 = 564,34923


FftBtu/jam 253,88461564,34923461,50052

564,34923461,50052

hh

hhU 2

oio

oio

C




0,0118763,25254253,88461

63,25254253,88461

UU

UUR

DC

DC

d


Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi condensor dapat diterima.

Pressure drop


(1) Untuk Ret = 5648,31414

f = 0,0001 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2) tφsID10105,22

nL2

tGf


psi0,02919

10,990,075210105,22

2)8(2

86226333,4910,0001tΔP


2V

= 0,001

psi 0,80808

.0,0010,99

(8).(4)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0,80808 psi + 0,02919 psi

= 0,83727 psi



(1 ) Untuk Res = 20425.04586

f = 0,0007 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)


s =1

s = 2,6

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

364

12121N

Ds = 21,25 in = 1,77 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2

sGf

2

1sΔP (Pers. (7.44), Kern)

psi 0,02161

10,980,0608310105,22

21,770832

71122731,2280,0007

2

1sΔP


C.16 Separator Tekanan Rendah II (FG-102)

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




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

EG 8761.056609 0.4105 0.5332 247.7861 101.7111 25.4744

DEG 136.0197321 0.0037 0.0083 301.2468 1.1241 0.3956 H2O 925.1667852 0.1495 0.0563 854.2316 - 2.6904 EC 12.61854093 0.0004 0.0008 708.9906 0.2954 0.0367


CO2 6565.253043 0.4339 0.3996 575.7819 - 19.0921 EO 30.16630623 0.0020 0.0018 625.6153 - 0.0877 Total 47.7769

Laju alir udara, Fgas = 7533.2047 kg/jam = 16607.9602 lbm/jam

Laju alir cairan, Fcairan = 8897.0763 kg/jam = 19614.7983 lbm/jam

Laju alir udara, Ngas = 142.4358 kmol/jam

Laju alir cairan, Ncairan = 201.4365 kmol/jam

ρgas = K) K)(311,15 atm/kmolm (0,082

kg/kmol) (84,9021 atm) (2,9608

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

kg/m 0205,0

kmol/jam) ,4546kg/kmol)(6 1768,0(

ρ

NBM

= 2498.1132 m3/jam = 24.5056 ft

3/detik

Volume cairan, Vcairan = 3kg/m 82,98894

kg/jam10207,6909

ρ

F

= 86.2699 m3/jam = 0.8463 ft

3/detik

Kecepatan linear yang diizinkan :

114,0udara

u (Walas,1988)

= 10,0013

30,152214,0 0,5934 ft/detik

Diameter tangki :

D = )4809,21)(4/(

0,5456

)4/( u

Vgas6.6272 ft = 2.0200 m (Walas,1988)

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


Waktu tinggal = 5 menit = 300 s

Tinggi cairan, Lcairan = 2

3

2 )1799,0)(4/(

300/ 0,2073

)4/( ft

ssft

D

V= 16,3427 ft

Panjang kolom ; L = Lcairan + Luap

= 14,7277 + 5,5

= 20,2277 ft

3,22232,2

20.,277

D

L

Karena L/D >3 maka spesifikasi tangki vertikal tidak dapat diterima sehingga

(Walas, 1988)

Perhitungan tebal shell tangki :


= 482,9899 kg/m3 x 9,8 m/det

2 x 1,5967 m = 3.1135 kPa

P0 = Tekanan operasi = 250 kPa

P = 250 kPa + 14.0598 kPa = 253.5125 kPa


Pdesign = (1,2) (306,5575) = 303.7361 kPa


Allowable stress (S) = 107546.4 KPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

in 1,1407

kPa) 901,2(369,06kPa)(0,8) 2(120645

m) (1,6764 kPa) (369,0690

1,2P2SE

PDt


Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,1407 in + 1/8 in = 1.2657 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in (Brownell,1959)


Tutup tangki


Ratio axis = Lh : D = 1: 4

Lh = 6764,14

1LhD

D = 0.6096 m

L (panjang tangki) = Ls + Lh

Ls (panjang shell) = 14.7277 m – 2(0,6096 m) = 14.3876 m


1,5 in.


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

Tangki Penampung Gas Buang Sementara (TT-103)







= 1865,7794 m3

/jam


33000



Sehingga,

33000

1865,77940,8144P = 6,5133 hp

Maka dipilih blower dengan tenaga 7 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


Fluida panas

Laju alir steam masuk = 208,5398 kg/jam = 640,7381lbm/jam



Fluida dingin

Laju alir cairan masuk = 9856,2945 kg/jam = 21729.5233lbm/jam



Panas yang diserap (Q) = 482930.4126kJ/jam = 457727.9137Btu/jam



T1 = 500 F Temperatur yang lebih

tinggi t2 =248 F t1 = 252 F


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 67,9123

F269,6Fftjam

Btu25

Btu/jam 7457727,913

ΔtU

QA


Jumlah tube, 17,3016/ftft32710,ft21

ft67,9123

aL

AN

2

2

"t buah

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

Btu24

F269,6xft 70,65

Btu/jam 7457727,913

ΔtA

QD

U2




(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0.05232144

0,83624ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb12262,9304

0,0523

640.7381tG


Pada Tc = 500 F

= 0,018 cP = 0,0435 lbm/ft2

jam (Gbr. 14, Kern)


ID = 0,902 in = 0,0752 ft

μ

tGID


4121793,1310,0431

69770,41860752,0tRe





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

mlb2312905,135

0,0694

21729.5233sG


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


6624,64602,834

2312905.135 x 0,06sRe


ho = 312,1479 1 = 312,1479


F2ftBtu/jam 54,1785 312,147966

312,147966

ohio

h

ohio

h

CU



0,023224,03 54,1785

24,03 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 = 21168,6531


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

12262.93040,0002tΔP


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 = 6624,6460

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 1,1723

10,820,0610105,22

28,81,27082

2312905.1350,0015sΔP



Fungsi : Memompa campuran dari Evaporasi (FE-101) menuju Tangki

Penampung Gas Buang Sementara (TT-103)



Kondisi operasi : 120ºC dan 101 kPa




= 1579,0776 m3

/jam


33000



Sehingga,

33000

1579,07760,8144P = 5,5124 hp

Maka dipilih blower dengan tenaga 6 hp

C.20 Pompa 6 (P-106)

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 5,4563 = 3,2633 ft

3/s

= 1464,6484 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 (3,2633 ft3/s )

0,45 (1,6720 lbm/ft

3)0,13

= 7,0995 in









3

ft 0,0687

/sft 1,3208 = 63,6114 ft/s


= lbm/ft.s 1,4128.10

)ft 0,255)(ft/s 63,6114)(lbm/ft 1,6720(4-

3

=1,9197.104 (Turbulen)


(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 2,8533.104 dan /D =

m0901,0

m10.6,4 5

= 0,0006


Friction loss :


v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

63,611401

2

= 31,4416 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

63,61142



v

.2

2

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

63,61142

= 125,7664 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,007)174,32.2.0,2957

63,6114.252

= 205,1719 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1


= 174,3212

63,611401

2




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 = 50 ft

Maka :

0Ws ft.lbf/lbm 2088,55470ft 50s.lbf/lbm.ft174,32

ft/s174,320

2

2



Ws = - x Wp

-544,5880 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 726,1173lbm/s360045359,0

8909,6949x

slbfft

hp

/.550

1

= 7,2035 hp


C.21 Heater 5 (E-105)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran sebelum menuju kolom destilasi (T-

101)




Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir steam masuk = 1002.122543 kg/jam =2209.31364 lbm/jam



Fluida dingin



Temperatur akhir (t2) = 197°C = 368,5°F

Panas yang diserap (Q) = 1665180.932 kJ/jam = 1578280.7915 Btu/jam

t = beda suhu sebenarnya


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


Tc dan tc

5002

500500

2

2T

1T

cT F

299,32

8,368212

2

ttt 21

c F







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



F


2

o

o2D

200,5972ft

F187,331Fftjam

Btu42

Btu/jam 151578280,79

ΔtU

QA



ft 200,5972

aL

AN

2

2

"t buah

- Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 66 tube dengan ID

shell 13,25 in.

- Koreksi UD

Fftjam

Btu40,6330

F187.331x ft 207,3456

Btu/jam 151578280,79

ΔtA

QU

22D



(Tabel 10, Kern)

n144

aNa

'

ttt (Pers. (7.48), Kern)

2

2

"

t

ft 207,3456

/ftft0,261866ft 21

aNLA


2ft 0,14642144

0,63966ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb15087,0752

0,1464

2209,3136tG


Pada Tc = 500 F

= 0,018 cP = 0,0435 lbm/ft2

jam (Gbr. 14, Kern)


ID = 0,902 in = 0,0752 ft

μ

tGID


26043,78010,0435

15087,07520752,0tRe





TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)





= 1,25 – 1 = 0,25 in


2ft0.09201,25144

50,2512sa


sa


2ftjam

mlb8213474,484

0,0833

1182,8885sG


Pada tc = 299.3 F

= 1,244 cP = 3,01 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


De =0,72/12 = 0,06 ft

μ


4253,68423,01

8213474.4840,06sRe


ho = 117.8927 1 = 117.8927


F2ftBtu/jam 99,6471117.8927644

117.8927644

ohio

h

ohio

h

cU



0,014640.633099,6471

40.633099,6471

DU

CU

DU

CU

dR



Pressure drop



(1) Untuk Ret = 26043.7801

f = 0,00025 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2)

tφsID10105,22

nL2

tGf


psi0.00005

10,760,075210105,22

2)12(2

26043.78010,00025tΔP


2V

= 0,0005

psi 0,00526

.0,00050,79

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0,00526 psi + 0,00005 psi

= 0,00531 psi



(1 ) Untuk Res = 4253.6842

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 1,1567

10,80,0610105,22

28,812

8213474.4840,002sΔP


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 = 141,8082 kmol/jam

XHD = 0,0072 W = 0,7626 kmol/jam

XLD = 0,9928 LD = 4,1063

XHF = 0,009 LW = 3,1968

3,62313,19681063,4. LWLDav,L (Geankoplis,1997)

)log(

)]/)(/log[(

,avL

LWHWHDLD

m

WXWXDXDXN (Geankoplis,1997)

)5423,3log(

)]0308,0/9692,0)(0038,0/9878,0log[

= 4,7040


Dari Fig 11.7-3, Geankoplis, hal:688 diperoleh N

N m = 0,65 maka:

N = 65,0

4,7040

65,0

Nm = 7,2370

Efisiensi kolom destilasi dapat dinyatakan dengan persamaan

0.3562E

10 x 5.0451

1.2500

1.245.0664EXP

)2001,MalonedanDoherty(EXPa1

aE

o

12-

o

o

Keterangan:

E0 = efisiensi kolom destilasi

= volatilitas key komponen umpan

Maka jumlah piring yang sebenarnya = 7,2370/0,3562 = 20.3181 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

9692,0

0308,0

5948,146

1282,49

7476,0

2461,0log206,0log

s

e

N

N

0,6049N

N

s

e

Ne = 0,6049 Ns

N = Ne + Ns

21 = 1,5091 Ns + Ns

Ns = 13.0849 14

Ne = 21 – 14 = 7

Jadi, umpan masuk pada piring ke – 7 dari atas.

a = 0,24

µ0 = 0,001 cP

µ = viskositas campuran liquid

pada umpan (cP)


Rancangan kolom

Direncanakan :

Tray spacing (t) = 0,4 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 203.9543 0.9928 62.06 61.5563

C4H10O3 1.47 0.0072 106 0.7585

Total 205.4243 1 BMavg 62,3149

Laju alir massa gas (G`) = 0.0571 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

15,468x4,22x0805,0 = 2,1929 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 980,0659 1,3942 20,9740 29,2413

C4H10O3 4222,4807 6,0066 28,5200 171,3078

C3H4O3 702,9751 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

0.0177 = 0.0010 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

0,040,0272

0,0280

1log 0,0415

= 0.1653

VF =

5,0

V

VL

Fρ

ρρC

=

5,0

5,8873

8873,51819,4350,1653

= 1.7561 m/s

Asumsi 80 % kecepatan flooding (Treybal, 1984)

An = 8987,08,0

1,7561 = 1,5609 m

2


Untuk W = 0,7T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas downspout sebesar

8,8%.

At = 1,7115088,01

1,5609m

2

Column Diameter (T) = [4(1,7115)/π]0,5

= 1.4766 m

Weir length (W) = 0,7(2,2604) = 1.0336 m

Downsput area (Ad) = 0,088(1,7115) = 0.1506 m2

Active area (Aa) = At – 2Ad =1,7115– 2(0.1506) = 1.4102 m2

Weir crest (h1)

Misalkan h1 = 0,025 m

h1/T = 0,025/1.4766 = 0.0169

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

0,9481W

Weff

3/2

eff

3/2

1W

W

W

q666,0h

3/2

3/2

1 0.94811,5823

0,0086666,0h

m 0,0058h1

perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = m 0,0058 hingga nilai h1 konstan

pada nilai m 0,0058

Perhitungan Pressure Drop

Dry pressure drop

Ao = 0,1275 x 3,3051 = 0.1799 m2


uo = 12,19134215,0

2,6299

A

Q

o

L

v

2

o

2

o

dρ

ρ

C

u0,51h

435,1819

5,8873

0,66

12,191351h

2

2

d

m 0,1529 mm 152,9071h d

Hydraulic head

3051,3

6299,2

A

QV

a

a = 1.5550 m/s

2

5823,12604,2

2

W Tz = 1.2551 m

z

q225,1ρVh 238,0h 725,00061,0h

5,0

VawwL

1,9214

0,0086225,13)957)(5,887(0,05)(0,7 238,0(0,05) 725,00061,0h 5,0

L

m 0.0178hL

Residual pressure drop

gdρ

g σ 6h

oL

c

R

,8)(0,0045)(9 435,1819

(1) (0,04) 6hR

= 0,0271 m

Total gas pressure drop

hG = hd + hL + hR

hG = 0,1529+ 0,0178 + 0,0271

hG = 0,1978 m

Pressure loss at liquid entrance

Ada = 0,025 W = 0,025(1,5823)

= 0,0258 m2


2

da

2A

q

g2

3h

2

20,0396

0,0086

g2

3h = 0,0002 m

Backup in downspout

h3 = hG + h2

h3 = 0,1978 + 0,0002

h3 = 0,1980 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 = 0,05 +0,0058+0,1980

hw + h1 + h3 = 0,2499 m

t/2 = 0,45/2 = 0,25 m

Spesifikasi kolom destilasi

Tinggi kolom = 21 x 0,5 m = 10,5 m

Tinggi tutup = 2604,24

1 = 0,3691 m

Tinggi total = 10,5 + 2(0,3691) = 11,2383 m

Tekanan operasi = 1,09 atm = 101 kPa



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 = 2.1929 m3/s

Densitas gas (ρv) = 1.7623 kg/m3

Massa gas pada kolom destilasi = s3600m/kg7623,1/sm1929,2 33

= 13911.8476 kg

kPa 96,6754N/m96675.3593

m1.4102

m/s9,8kg12814.8537

A

gm

A

FP

2

2

2

Maka Pdesign = (1 + 0,05) x (96,6754 kPa + 89,0522kPa) = 207,5591 kPa

Tebal shell tangki:

1,2P-2SE

PDt

91)1,2(207.55-200)(0,8)2(100662.6

)(1.4766) (207.5591t = 0,0109 m = 0,4294 in


Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,4294 in +0,125 in = 0,5544 in

Tebal shell standar yang digunakan = 5/8 in (Brownell,1959)

C.23 Kondensor (E-107)

Fungsi : Mengubah fasa uap campuran etilen glikol menjadi fasa cair



Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir umpan masuk = 8838,383838 kg/jam = 19485,40276 lbm/jam

Temperatur awal (T1) = 197oC = 386,6°F



Fluida dingin

Laju alir air pendingin = 596,1529 kg/jam = 1314,2991 lbm/jam



Panas yang diserap (Q) = -62297,9806 kJ/jam = 59046,8605 Btu/jam



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

(3) 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 organic



F


2

o

o2D

ft32,88

F270,267Fftjam

Btu10

Btu/jam 59046,8605

ΔtU

QA


Jumlah tube, 7,15/ftft 0,2618ft 8

ft32,88

aL

AN

2

2

"t buah

e. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 16 tube dengan ID

shell 8 in.

f. Koreksi UD

2

2

"

t

ft 33,5104

/ftft0,2618 16ft 8

aNLA

Fftjam

Btu9,81

F3,299ft 33,5104

Btu/jam 59046,8605

ΔtA

QU

22D



(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0,03552144

0,63916ta

(4) Kecepatan massa


ta


2ftjam

mlb37022,5096

0,0355

1314,2991tG


Pada tc = 108,5 F

= 0,757 cP = 1,5724 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


ID = 0,757 in = 0,0631 ft

μ


1,5724

37022,50960,0631tRe = 1485,2970


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 0,056,25 1144

50,258sa


s

sa



2ftjam

mlb7350737,249

0,056

19485,4028sG


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


7908,36372,661

7350737,2490,06sRe


ho = 125,906 1 = 125,906


FftBtu/jam35,691125,90649,8120

125,90649,8120

hh

hhU 2

oio

oio

C



0,07481,935,691

9,8135,691

UU

UUR

DC

DC

d



Pressure drop


(1) Untuk Ret = 1485,2970

f = 0,00042 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,98 (Gbr. 6, Kern)

t = 1


(3) tφsID10105,22

nL2

tGf


psi 0,00285

10,980,075210105,22

2)8(2

37022,50960,00042tΔP


2V

= 0,001

psi 0,0082

.0,0010,98

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0.0082 psi + 0,00285 psi

= 0,01102 psi


Fluida panas : shell (bahan yaitu Etilen glikol)

(1 ) Untuk Res = 7908,3637

f = 0,0012 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,58

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

364

12121N

Ds = 8 in = 0,667 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2

sGf

2


psi0,5201

10,580,0610105,22

19,20,66672

7350737,2490,0012

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 8750 0,99 247,7861

C4H10O3 88 0,01 301,2468

8838,3838 1 248,3207

Kondisi operasi :

Temperatur = 100°C

Tekanan = 1,01 bar


Kebutuhan perancangan = 1 jam


Densitas campuran = 248,3207 kg/m3

Perhitungan:

a. Volume tangki

Volume larutan, Vl =3kg/m 248,3207

jam1 x kg/jam 8838,3838= 35,5926 m

3

Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 35,5926 m3 = 42,7111 m

3

Fraksi volum = t

l

V

V =

42,7111

35,5926 = 0,8333


Dari tabel 10.64 pada buku Perry, Chemical Engineering Handbook diperoleh

Untuk fraksi volum 0,8333 maka H/D = 0,777

Volume tangki, Vt = cossin30,57

2LR

Dimana cos α = 1-2H/D

cos α = 1-2(0,777)

cos α = -0,554

α = 2,158 derajat

Asumsi panjang tangki (Lt) = 10 m

Maka, volume tangki, Vt = cossin30,57

2LR

705,4810 m3 = 158,2cos158,2sin

30,57

158,210 2R

R (radius) = 2,6711 m

D (diameter) = 5,3421 m

H (tinggi cairan) = 4,1508 m

b. Tebal shell tangki


= 248,3207 kg/m3 x 9,8 m/det

2 x 4,1508 m = 10101 Pa

= 10,101 kPa

P0 = Tekanan operasi = 1,01 bar = 101 kPa

P = 10,101 kPa+ 101 kPa = 111,101 kPa


Pdesign = (1,2) (111,101) = 133.321 kPa


Allowable stress (S) = 14.600 psia = 12650 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:


in 1,209m 0,031

kPa) 11,2(133.32)(0,8)2(14600kPa

m) (5.3421 (133.321)

1,2P2SE

PDt


Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,209 in + 1/8 in = 1.334 in

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

c. Tutup tangki


Ratio axis = L:D = 1: 4

Lh = 5,34214

1D

D

Hh = 1,3355 m

Lt (panjang tangki) = Ls + Lh

Ls (panjang shell) = 12 m – 2(1,3355 m) = 9.3289 m


1 3/8 in.

C.25 Pompa Refluk Destilat (P-108)

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 0,039 = 0,0415 ft

3/s

= 18.6315 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 (0,0415 ft3/s )

0,45 (0,9385 lbm/ft

3)0,13

= 0,9240 in




Diameter Dalam (ID) : 0,3640 in = 0.0303 ft = 0.0092 m

Diameter Luar (OD) : 0,540 in = 0.0450ft



3

ft 0,0007

/sft 0,0415 = 57.6520 ft/s


= lbm/ft.s 1,8070.10

)ft 0,0303)(ft/s 57.6520)(lbm/ft 0,9385(4-

3

= 9.08290.103 (Turbulen)


(Geankoplis,1997)


Pada NRe = 2,8533.104 dan /D =

m0777,0

m10.6,4 5

= 0,0006


Friction loss :


v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

57.652001

2

= 51.6529 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

57.65202



v

.2

2

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

57.65202

= 103.3057 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,007)174,32.2.0,0303

57.6520.252

= 2452.1165 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

57.652001

2

= 103.3057 ft.lbf/lbm

Total friction loss : F = 2787.8601 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 = -2827,8601 ft.lbf/lbm


Ws = - x Wp

-2827,8601 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 3770,4801lbm/s360045359,0

63,6161x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,2671

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/3 hp

C.26 Pompa Destilat (P-107)

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 5,4126 = 5.7671 ft

3/s

= 2588.4576 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 (5,7671 ft3/s )

0,45 (0,9385 lbm/ft

3)0,13

= 8,5097 in








3

ft 0,0513

/sft 5,7671 = 112,4197 ft/s


= lbm/ft.s 1,8070.10

)ft 0,2550)(ft/s 112,4197)(lbm/ft 0,9385(4-

3

=1,4889.105 (Turbulen)


(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 2,8533.104 dan /D =

m0777,0

m10.6,4 5

= 0,0006


Friction loss :



v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

112,419701

2



v

.2

2

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

112,41972

= 294.6059 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

112,41972

= 392.8078 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,007)174,32.2.0,255

112,4197.252

= 1220.0273 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

112,419701

2

= 392.8078 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 = 50 ft

Maka :


ft/s174,320

2

2

Ws = -2438,4508 ft.lbf/lbm



Ws = - x Wp

-2438,4508 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 3251,2677lbm/s360045359,0

8838,3838x

slbfft

hp

/.550

1

= 31,9961


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


a Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic



F



2

o

o2D

ft 43,3022

F023,33Fftjam

Btu74

Btu/jam 6644420708,79

ΔtU

QA



ft43,3022

aL

AN

2

2

"t buah

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 1330 tube dengan

ID shell 39 in.

c. Koreksi UD

2

2

"

t

ft 95,3132

/ftft0,1963 1330ft 21

aNLA

Fftjam

Btu4,71

F 77,19ft 3132,95

Btu/jam 6644420708,79

ΔtA

QU

22D



(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0,277424144

0,182878ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb354687,5

0,27742

698398,6871tG


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

354687,50,04tRe = 7852,29471

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 0,2710,9375144

51875,039sa


s

sa


2ftjam

mlb071946,1025

0,271

619485,4027sG


Pada Tc = 149,9 F


= 0,41 cP = 0,98 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


08,12170,984

071946,10250,046sRe


ho = 1,423 1 = 1,423


FftBtu/jam798,911,42379,32212

1,42379,32212

hh

hhU 2

oio

oio

C



0,0031164,72530798,91

64,72530798,91

UU

UUR

DC

DC

d


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

Pressure drop


(1) Untuk Ret = 7852.29471

f = 0,00036 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(4) tφsID10105,22

nL2

tGf



psi 4564,0

10,990,04610105,22

4)12(2

5183,6950,00036tΔP


2V

= 0,001

psi 0.01616

.0,0010,99

(4).(4)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0,4564 psi + 0.01616 psi

= 0,47257 psi



(1 ) Untuk Res = 1217,074

f = 0,0012 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1 dan s = 0,66

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

8,284

8121N

Ds = 19,25 in = 1,6042 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2

sGf

2


psi 46024,0

10,660,0610105,22

28,812

1217,0740,0015

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 = 8838,3838 kg/jam


= 1.484.848,4848 kg


Total massa bahan dalam tangki = kg85148.484,8410

kg 48481.484.848,


Total volume bahan dalam tangki =kg/liter1151,1

kg 85148.484,84 =133.162,1466 liter

= 133,1621 m3


Green, 1999)

Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 133.162,1466 liter

= 1,2 x 133.162,1466

= 159.794,5759 liter

= 159,7946 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 48,8065 10

59159.794,57 24

10


= 4,8807 m = 192,1514 in


3/2 4,8807 m = 7,3210 m


1/6 4,8807 m = 1,2202 m

Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 8.5411 m

B. Tekanan Desain



= 10 /24 (4,8807 m) 3

= 152,1853 m3




= 159,7946

8,5411 133,1621

= 7,4735 m


= 1115,1 9,8 7,4735

= 81.722,5173 Pa = 0,8065 atm

Tekanan operasi = 1,01 bar = 0,9968 atm



P desain = (1 + 0,2) (0,8065 + 0,9968)

= 2,1640 atm

= 31,8021 psia






)AC(0,6PSE







in 1,4854

10125,0 31,80216,080,016250

96,0757 31,8021d

Dipilih tebal silinder standar = 1,5 in






- )AC(0,2P2SE








in1,4851

10125,031,80212,08,0162502

192,1514 31,8021dh

Dipilih tebal head standar = 1,5 in

C.29 Pompa Reboiler (P-109)

Fungsi : Memompa campuran bottom destilasi ke reboiler


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1,41 bar

T = 1970C

Laju alir massa (F) = 5905,5217 kg/jam = 3.6165 lbm/s

Densitas ( ) = 18,4425 kg/m3 = 1.1513 lbm/ft

3

Viskositas ( ) = 0.2246 cP = 1.5096.10-4

lbm/ft.s


lbm/s 3.6165 = 3,1411 ft

3/s

= 1409,8952 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 (3,1411 ft3/s )

0,45 (1,1513 lbm/ft

3)0,13

= 6.6483 in








3

ft 0,0513

/sft 3,1411 = 61,2307 ft/s


= lbm/ft.s 1,4128.10

)ft 0,255)(ft/s 61,2307)(lbm/ft 1,1513(4-

3

=1,908.104 (Turbulen)


(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 2,8533.104 dan /D =

m0901,0

m10.6,4 5

= 0,0006


Friction loss :


v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

61,230701

2




v

.2

2

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

61,23072



v

.2

2

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

61,23072

= 116.5289 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,007)174,32.2.0,2957

61,2307.252

= 137.0942 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

61,230701

2




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 = 50 ft

Maka :


ft/s174,320

2

2



Ws = - x Wp

-458,4163 = -0,75 x Wp




= ft.lbf/lbm 611,2217lbm/s360045359,0

5905,5217x

slbfft

hp

/.550

1

= 4,0190 hp


C.30 Reboiler (E-109)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran bottom sebelum dimasukkan ke

kolom destilasi T-101



Fluida panas

Laju alir steam masuk = 815,54309 kg/jam = 1797,97414lbm/jam



Fluida dingin

Laju alir cairan masuk = 5905,5217kg/jam = 13019,51479lbm/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


(2) 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


o Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, reboiler untuk fluida panas steam dan fluida



F


2

o

o2D

ft 524,98

F47,97225Fftjam

Btu51

Btu/jam 20131284429,.6

ΔtU

QA


Jumlah tube, 111,46260/ftft39250,ft21

ft524,98

aL

AN

2

2

"t buah

o Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 112 tube dengan ID

shell 21 ¼ in.

o Koreksi UD


2

2

"

t

ft527,52

/ftft0,3925112ft 12

aNLA

F2ftjam

Btu76,50

F47,97225xft 527,52

Btu/jam 0131284429,62

ΔtA

QD

U2



(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0,11542144

0,63952ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb69770,4186

0,1154

8049,7620tG


Pada Tc = 482 F

= 0,0178 cP = 0,0431 lbm/ft2

jam (Gbr. 14, Kern)


ID = 0,902 in = 0,0752 ft

μ

tGID


61658,67860,0448

36710,85270752,0tRe





TP144

B'CsDsa ft

2 (Pers. (7.1), Kern)






= 1,25 – 1 = 0,25 in

2ft 0,08331,25144

50,2512sa


sa


2ftjam

mlb7236499,719

0,0833

19708,3100sG


Pada tc = 277,196 F

= 0,32 cP = 0,7741 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


De =0,72/12 = 0,06 ft

μ


18330,65910,7741

7236499,719 x 0,06sRe


ho = 553,2077 1 = 553,2077


F2ftBtu/jam 13.44167 553,20771500

553,20771500

ohio

h

ohio

h

CU



0.05035177,9338 404,1538

177,9338404,1538

UU

UUR

DC

DC

d


Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi reboiler dapat diterima.


Pressure drop


(1) Untuk Ret = 121793,13136

f = 0,00012 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,79 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(2)

tφsID10105,22

nL2

tGf


psi0,004523

10,790,075210105,22

2)12(2

69770,41860,00018tΔP


2V

= 0,0006

psi 0,00608

.0,00060,79

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0.340 psi + 0,00608 psi

= 0.34537 psi



(1 ) Untuk Res = 18330,65910

f = 0,0018 ft2/in

2 (Gbr. 29, Kern)

s =1

s = 0,82

(2 ) B

L121N (Pers. (7.43), Kern)

8,285

12121N


Ds = 15,25/12 = 1,2708 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2


psi0.04772

10,820,0610105,22

28,81,27082

7236499,7190,0019sΔP


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 11,0566 0,1906 0,1423 62,06 8,83

C4H10O3 52,4059 0,7082 0,5287 106 56,05

C3H4O3 7,9306 0,4406 0,3289 88 28,95

Total 71,393 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 = 53,5448 kg


campuran = T R

Mr P avg (Perry, 1997)

= (K) 523,15 K) /kmolm (atm 0,082057

93,83 (atm) 1,413

= 3,082 kg/m3

Vcampuran = mcampuran / campuran

= 53,5448 / 3,082

= 23,1664 m3

Faktor kelonggaran : 20 %

Volume tangki flash drum : V = 1,2 × Vcampuran

V = 1,2 × 23,1664 = 27,8 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

27,8 = 3D π24

11

Maka, diameter tangki D = 2,657 m

tinggi shell tangki Hs = DD

H s = 3,985 m


tinggi tutup tangki Hh = D D

Hh = 0,664 m

tinggi tangki Ht = Hs + 2 Hh = 5,314 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 1,1138

)in ( 10psia) 1,2(14150psia)(0,8) 2(14150

in/m) (39,37 m) (2,567 psia) (14150

C n P 1,2E S 2

D Pt

101

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

Tebal tutup tangki :

in 1,1137

)in ( 10psia) 0,2(14150psia)(0,8) 2(14150

in/m) (39,37 m) (2,567 psia) (14150

C n P 0,2E S 2

D Pt

101

Tebal tutup standar yang digunakan = 1 1/8 in (Brownell,1959)


C.32 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




Panas yang diserap (Q) = -19814,69683 kJ/jam = 18780,63506 Btu/jam






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

234.592

,142205144,257

2

TTT 21

c F

108,52

14086

2

ttt 21

c F






g. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic



F


2

o

o2D

ft 35,57437

F46,309Fftjam

Btu12

Btu/jam 618780,6350

ΔtU

QA



ft 35,57437

aL

AN

2

2

"t buah

h. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 18 tube dengan ID

shell 10 in.

i. Koreksi UD

2

2

"

t

ft 70,653

/ftft32710, 18ft 21

aNLA

Fftjam

Btu6,04205

F 309,46ft 70,653

Btu/jam 618780,6350

ΔtA

QU

22D




(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0,047312144

0,75718ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb8835,51306

0,04731

418,03021tG


Pada tc = 108,5 F

= 0,75 cP = 1,81 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 1/4 in OD, 10 BWG, diperoleh

ID = 0,982 in = 0,082 ft

μ

tGID


1,81

8835,513060,082tRe = 398,51707

146,639510,082

12

D

L


hio = 47,59327 1 = 47,59327



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

mlb2014,72704

0,06944

139,91160sG


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


168,358741,226

2014,727040,1sRe


ho = 14,72127 1 = 14,72127


FftBtu/jam 11,243514,7212747,59327

14,7212747,59327

hh

hhU 2

oio

oio

C



0,076576,0420511,2435

6,0420511,2435

UU

UUR

DC

DC

d



Pressure drop



(1) Untuk Ret = 398,51707

f = 0,00036 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(6) tφsID10105,22

nL2

tGf


psi0,00016

10,990,08210105,22

2)12(2

8835.513060,00036tΔP


2V

= 0,001

psi 0,00808

.0,0010,99

(4).(2)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 0,00808psi + 0,00016 psi

= 0,00824 psi



(1 ) Untuk Res = 168,35874

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 = 19,25 in = 1,6042 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2

sGf

2


psi 0.00002

10,990,110105,22

28,80,832

2014,727040,0015

2

1sΔP


C.33 Pompa Destilat DEG (P-110)

Fungsi : Memompa campuran atas dari Kondensor subcooler ke tangki

penyimpan Dietilen Glikol.


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P = 1,41 bar

T = 300C

Laju alir massa (F) = 63.4625 kg/jam = 0.0389 lbm/s

Densitas ( ) = 27.2053 kg/m3 = 1.6984 lbm/ft

3

Viskositas ( ) = 2.4449 cP = 1,643.10-4

lbm/ft.s


lbm/s 0,0389 = 0.0229 ft

3/s

= 10,2707 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 (0.0229 ft3/s )

0,45 (1.6984 lbm/ft

3)0,13

= 0,7634 in








3

ft 0,0007

/sft 0.0229 = 31.7824 ft/s


= lbm/ft.s 1,643.10

)ft 0,0007)(ft/s 31,7824)(lbm/ft 1,6984(4-

3

= 9.9656.102 (Turbulen)


(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 2,8533.104 dan /D =

m0777,0

m10.6,4 5

= 0,0005


Friction loss :


v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

31,782401

2

= 7.8489 ft.lbf/lbm



v

.2

2

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

31,78242



v

.2

2

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

31,78242



vL

.2.

. 2

= 4(0,007)174,32.2.0,0303

31,7824.252

= 310.5058 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

31,782401

2




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

-438,9947 = -0,75 x Wp




= ft.lbf/lbm 585,3263lbm/s360045359,0

63,4625x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0414


C.34 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 = 63,4625 kg/jam


= 15.231,0006 kg


Total massa bahan dalam tangki = kg 615.231,0001

kg 615.231,000



kg 615.231,000 =12.016,9933 liter

= 12,0170 m3


Green, 1999)



= 1,2 x 12.016,9933

= 14.420,3919 liter

= 14,4204 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 21,8919 10

914.420,391 24

10


= 2,1892 m =86,1883 in


3/2 2,1892 m = 3,2838 m


1/6 2,1892 m = 0,5473 m


B. Tekanan Desain



= 10 /24 (2,1892 m) 3

= 13,7337 m3





= 13,7337

8311,3 12,0170

= 3,3522 m


= 1267,5 9,8 3,3522

= 41.665,6355 Pa = 0,4112 atm



P desain = (1 + 0,2) (0,4112 + 1,3916)

= 2,1633 atm

= 31,7922 psia






)AC(0,6PSE







in 1,1356

101,0 31,79226,080,016250

43,0942 31,7922d

Dipilih tebal silinder standar = 1 1/8 in







- )AC(0,2P2SE







in 1,1354

101,0 31,79222,08,0162502

86,1883 31,7922dh

Dipilih tebal head standar = 1 1/8 in

C.35 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 ( ) = 1,1 cP = 7,392.10-4

lbm/ft.s



lbm/s 0,0049 = 0.0027 ft

3/s

= 1,2183 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 (0.0027 ft3/s )

0,45 (1.1 lbm/ft

3)0,13

= 0,2945 in








3

ft 0,0007

/sft 0.0027 = 3,7701 ft/s


= lbm/ft.s 7,392.10

)ft 0,0007)(ft/s 3,7701)(lbm/ft 1,1(4-

3

=2,768.102 (Turbulen)



(Geankoplis,1997)

Pada NRe = 2,8533.104 dan /D =

m0777,0

m10.6,4 5

= 0,0005


Friction loss :


v

A

A

.21

2

1

2

= 0,5174,3212

3,770101

2

= 0.1104 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

3,77012

= 0.3313 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

3,77012

= 0.4418 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,007)174,32.2.0,0303

3,7701.252

= 4.3692 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1

= 174,3212

3,770101

2

= 0.2209 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 = 50 ft

Maka :


ft/s174,320

2

2



Ws = - x Wp

-55,4737 = -0,75 x Wp



= ft.lbf/lbm 73,9649lbm/s360045359,0

7,9306x

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0007


C.36 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






F


2

o

o2D

ft 606,2

F93,35178Fftjam

Btu6

Btu/jam 3176,05585

ΔtU

QA



ft 2,606

aL

AN

2

2

"t buah


shell 10 in.

c. Koreksi UD

2

2

"

t

ft 16,26

/ftft32710, 10ft 8

aNLA

Fftjam

Btu5,597

F 6,219ft 26,16

Btu/jam 3176,05585

ΔtA

QU

22D



(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0,003164144

0,18210ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb122373,6388

0,00316

99,51882tG



Pada tc = 108,5 F

= 0,65 cP = 1,5724 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


ID = 1,23 in = 0,1 ft

μ

tGID


1,5724

122373,63880,1tRe = 1053,33

800,1

8

D

L


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

C = Clearance = PT – OD = 1 1/4 – 1 = 0,25 in

2ft 0,08681 1144

50,2510sa


s

sa


2ftjam

mlb201,42

0,0868

17,48409sG


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


5631,42,685

201,420,06083sRe


ho = 8,06363 1 = 8,06363


FftBtu/jam 6,954788,0636350,575

8,0636350,575

hh

hhU 2

oio

oio

C



0,034875,597466,95478

5,597466,95478

UU

UUR

DC

DC

d



Pressure drop


(1) Untuk Ret = 1053,33

f = 0,0001 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(7) tφsID10105,22

nL2

tGf



psi0,0003

10,990,075210105,22

4)8(2

122373,63880,0001tΔP


2V

= 0,001

psi 61616,1

.0,0010,99

(4).(4)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 1,61616 psi + 0,0003 psi

= 1,61646 psi


Fluida panas : shell (bahan berupa etilen karbonat)

(1 ) Untuk Res = 4,563

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 = 19,25 in = 1,6042 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2

sGf

2


psi 0,00002

10,980,0610105,22

19,20,8332

251,770940,0007

2

1sΔP


C.37 Cooler 4 (E-112)


Fungsi : Mendinginkan uap campuran Etilen karbonat



Jumlah : 1 unit

Fluida panas


Temperatur awal (T1) = 100°C = 212°F


Fluida dingin





t = beda suhu sebenarnya






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

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





F


2

o

o2D

ft 63,6

F93,35178Fftjam

Btu6

Btu/jam 3176,05585

ΔtU

QA



ft 2,606

aL

AN

2

2

"t buah


shell 10 in.

c. Koreksi UD

2

2

"

t

ft 16,26

/ftft32710, 10ft 8

aNLA

Fftjam

Btu5,52

F 3,30ft 26,16

Btu/jam 3176,05585

ΔtA

QU

22D




(Tabel 10, Kern)

n144

'tatN


2ft 0,003164144

0,18210ta

(4) Kecepatan massa

ta


2ftjam

mlb8494,63480

0,00316

99,51882tG


Pada tc = 108,5 F

= 0,65 cP = 1,5724 lbm/ft2

jam (Gbr. 15, Kern)


ID = 1,23 in = 0,1 ft

μ


1,5724

8494,634800,1tRe = 399,92

800,1

8

D

L


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

mlb201,42

0,0868

17,48409sG


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


5631,42,685

201,420,06083sRe


ho = 8,06363 1 = 8,06363


Fftam6,114Btu/j8,0636325,288

8,0636325,288

hh

hhU 2

oio

oio

C



0,017595,526,114

5,526,114

UU

UUR

DC

DC

d




Pressure drop


(1) Untuk Ret = 399,92

f = 0,0001 ft2/in

2 (Gbr. 26, Kern)

s = 0,99 (Gbr. 6, Kern)

t = 1

(8) tφsID10105,22

nL2

tGf


psi0,0004

10,990,075210105,22

4)8(2

122373,63880,0001tΔP


2V

= 0,001

psi 61616,1

.0,0010,99

(4).(4)

2g'

2V.

s

4nrΔP

PT = Pt + Pr

= 1,61616 psi + 0,0004 psi

= 1,61621 psi


Fluida panas : shell (bahan yaitu etilen karbonat)

(1 ) Untuk Res = 4,563

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 = 19,25 in = 1,6042 ft

(3 )

sφseD10105,22

1NsD2

sGf

2


psi 0,00002

10,980,0610105,22

19,20,8332

251,770940,0007

2

1sΔP


C.38 Tangki Penyimpanan Etilen Karbonat

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Karbonat



Jumlah : 1 unit


Kondisi Operasi :



A. Volume Tangki

Kebutuhan larutan Etilen Karbonat per jam = 7,9306 kg/jam


= 1.903,3464 kg


Total massa bahan dalam tangki = kg 1.903,34641

kg 1.903,3464




kg 1.903,3464 =1.441,9291 liter

= 1,4419 m3


Green, 1999)


= 1,2 x 1.441,9291

= 1730,3149 liter

= 1,7303 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 10,7977 10

1730,3149 24

10


= 1,0798 m =42,5107 in


3/2 1,0798 m = 1,6197 m


1/6 1,0798 m = 0,2699 m


B. Tekanan Desain




= 10 /24 (1,0798 m) 3

= 1,6479 m3




= 1,6479

8896,1 1,4419

= 1,6534 m


= 1320 9,8 1,6534

= 21.402,7059 Pa = 0,2112 atm



P desain = (1 + 0,2) (0,2112 + 1,3916)

= 1,9233 atm

= 28,2655 psia






)AC(0,6PSE








in 1,0595

101,0 28,26556,080,016250

21,2553 28,2655d

Dipilih tebal silinder standar = 1 in






- )AC(0,2P2SE







in 1,0594

101,0 28,26552,08,0162502

42,5107 28,2655dh

Dipilih tebal head standar = 1 in


Fungsi : Memompa campuran dari flash drum (V-101) menuju

Condensor Subcooler (E-110)




Laju alir (N32

) = 63,4625 kmol/jam




= 20,894 m3

/jam


33000



Sehingga, 33000

20,8940,8144P = 0,0729 hp

Maka dipilih blower dengan tenaga 1/10 hp


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) = 18284,5742 kg/jam

Laju alir volume (Q) =3m/kg904,995

s3600/jam1jam/kg 18284,5742

= 0,0051 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

(0,0061)

A C g 2

Q

=1,8.10-6

m dari air

= 0,0018 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) = 18284,5742 kg/jam = 11,1974 lbm/detik

Debit air/laju alir volumetrik, 3

m

m

/ftlb62,1726

/detiklb 18284,5742

ρ

FQ


= 0,1801 ft3/s = 0,0051 m

3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0051 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)0,13

= 0,0828 m = 3,2602 in

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


- Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 4,026 in = 0,3355 ft


Luas penampang dalam (At) : 0,0884 ft2

Kecepatan linier: v = A

Q=

2

3

ft 0,0,0884

s/ft 0,1801 = 2,0374 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft 0,3355)(s/ft 0374,2)(ft/lbm1726,62( 3

= 77611,8767

Karena NRe > 4000, maka aliran turbulen.

Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel, diperoleh: ε = 0,00015

- Untuk NRe = 77611,8767dan D

= 0,0004, diperoleh f = 0,005

Friction loss:

1 Sharp edge entrance: hc = 0,52

12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

2,0374)01(5,0

2

= 0,0323 ft.lbf/lbm

2 elbow 90°: hf = n.Kf.cg

v

.2

2

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

2,03742

= 0,0968 ft.lbf/lbm


1 check valve: hf = n.Kf.cg

v

.2

2

= 1(2))174,32(2

2,03742

= 0,1290 ft.lbf/lbm

Pipa lurus 25 ft: Ff = 4fcgD

vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.3355,0

2,0374.702

= 0,2692 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit: hex = ncg

v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

2,037401

22

= 0,0645 ft.lbf/lbm

Total friction loss: F = 0,5917 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = P2

Z = 50 ft

maka : 08513,00 50./.174,32

/174,320

2

2

sWftslbflbmft

sft

Ws = –50,5917 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

Ws = - × Wp

–50,5917 = –0,8 × Wp


Daya pompa : P = m × Wp

= lbm/lbf.ft 63,5641s/lbm360045359,0

18284,5742×

slbfft

hp

/.550

1

= 1,2875 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 ½ hp.


D.3 Bak Sedimentasi (BS)

Fungsi : untuk mengendapkan lumpur yang terikut

dengan air.

Jumlah : 1

Jenis : beton kedap air

Data :

Kondisi penyimpanan : temperatur = 30oC

tekanan = 1 atm

Laju massa air : F = 21.931,1742 kg/jam = 13,4306 lbm/detik Densitas air

: 995,904 kg/m3 = 62,1725 lbm/ft

3

Laju air volumetrik, /sm 0051,0jam/men60xlbm/ft 995,904

kg/jam 18284,5742

ρ

FQ 3

3

= 10,8061 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/min5403,0ft2ft x 10

/minft 10,8061

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) . 0,5403


= 5,1621 ft

Diambil panjang bak = 5,5 ft = 1,6764 m

Uji desain :

Waktu retensi (t) : Q

Vat

min/ft 10,8061

ft 6,2) x 2 x (10 3

3

= 10,1794 menit

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

Surface loading : airmasukan permukaan luas

volumetriklaju alir

A

Q

= ft 6,2ft x 2

gal/ft3) (7,481ft3/min 10,8061

= 7,3491 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 [0,5403 ft/min. (1min/60s) . (1m/3,2808ft) ]2

2 (9,8 m/s2)

= 0,000004 m dari air.

D.4. Pompa Sedimentasi (PU-02)




Jumlah : 1 unit

= panjang x lebar x tinggi

laju alir volumetrik


Kondisi operasi:

- Temperatur = 300C



- Viskositas air ( ) = 0,8148 cP = 1,9712 lbm/ft jam (Geankoplis, 1997)



m

m

/ftlb62,1726

/detiklb 11,1974

ρ

FQ

= 0,1801 ft3/s = 0,0051 m

3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0051 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)0,13

= 0,0828 m = 3,2602 in

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





Luas penampang dalam (At) : 0,0884 ft2


Q=

2

3

ft 0,0,0884

s/ft 0,1801 = 2,0374 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft 0,3355)(s/ft 0374,2)(ft/lbm1726,62( 3

= 77611,8767




- Untuk NRe = 77611,8767dan D

= 0,0004, diperoleh f = 0,005


Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

2,0374)01(5,0

2

= 0,0323 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

2,03742

= 0,1451 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

2,03742

= 0,1290 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.3355,0

2,0374.702

= 0,1154 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

2,037401

22

= 0,0645 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = P2

Z = 30 ft

maka : 0/.6996,00 30./.174,32

/174,320

2

2

sWlbmlbfftftslbflbmft

sft



Ws = - × Wp

–30,4863 = –0,8 × Wp




= lbm/lbf.ft 3745,83s/lbm360045359,0

18284,5742×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,7758 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 hp.

LD.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 = 0,9142 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30 = 1363 kg/m3

= 85,0898 lbm/ft3 (Perry, 1997)


Faktor keamanan = 20

Desain Tangki

a. Ukuran Tangki

Volume larutan, 3l

kg/m13630,3

hari 30jam/hari24kg/jam 0,9142V = 1,6098 m

3

Volume tangki, Vt = 1,2 1,6098 m3 = 1,9318 m

3

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


33

23

2

πD8

3m 1,9318

D2

3πD

4

1m 1,9318

HπD4

1V

Maka: D = 1,1794 m; H = 1,7691 m

Tinggi cairan dalam tangki = 1,9318 1,7691

1,6098 = 1,4743 m

b. Tebal Dinding Tangki

Tekanan hidrostatik: P = × g × h

= 1363 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 1,4743 m

= 19,6923 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa

PT = 19,6923 kPa + 101,325 kPa = 121,0173 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) × (121,0173 kPa ) = 127,0681 kPa


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

Tebal shell tangki:

in 042,0m 0011,0

kPa) (127,06811,2(0,8)kPa) (87218,7142

m) (1,1794 kPa) (127,0681

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 × 1,1794 m = 0,3931 m = 1,289 ft

E/Da = 1 ; E = 0,3931 m

L/Da = 1/4 ; L =

1/4 × 0,3931 m = 0,0983 m

W/Da = 1/5 ; W =

1/5 × 0,3931 m = 0,0786 m

J/Dt = 1/12 ; J =

1/12 × 1,1794 m = 0,0983m

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)

6210645,459106,72

1,289185,0898N

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)

hp1081,0

lbf/detft 550

hp 1

.detlbm.ft/lbf 32,174

)lbm/ft (85,0898ft) ,37041(put/det) (1 6,3P

2

353

Efisiensi motor penggerak = 80


Daya motor penggerak = 8,0

1081,0= 0,1352 hp

Maka dipilih dengan daya motor penggerak ¼ 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

= 6,58.10-6

ft3/s = 1,86.10

-7 m

3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (1,86.10-7

m3/s)

0,45 × (1363 kg/m

3)0,13

= 0,0087 m = 0,0342 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

ft0004,0

s/ft 6,58.10 = 0,0164 ft/s


=lbm/ft.s 106,72

)ft0224,0)(s/ft 0164,0)(ft/lbm0889,85(4-

3

= 69480.2512




- Untuk NRe = 69480.2512 dan D

= 0,0067, diperoleh f = 0,007

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

0,0164)01(5,0

2

= 0,000002 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

0,01642

= 0,000006 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

0,01642

= 0,000008 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,008) 0,0164 174,32.2.0224,0

0,0164.302

= 0,000158 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

0,016401

22

= 0,000004 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2


P1 = 2527.5116 lbf/ft²

P2 = 2727,8004 lbf/ft²

P

= 2,3539 ft.lbf/lbm

Z = 20 ft

maka:

0/.0,000289/. 0541,2 20./.174,32

/174,320

2

2

sWlbmlbfftlbmlbfftftslbflbmft

sft



Ws = - × Wp

–22,3540 = –0,8 × Wp


Daya pompa: P = m × Wp

= lbm/lbf.ft 9425,27s/lbm360045359,0

0,9142×

slbfft

hp

/.550

1

= 2,844 × 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 = 0,4937 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/jam 0,4937V

= 0,8929 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 1,0709 m3

= 1,0714 1 m3

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

33

23

2

πD8

3m 1,0714

D2

3πD

4

1m 1,0714

HπD4

1V

Maka: D = 0,9690 m

H = 1,4535 m

b. Tebal dinding tangki

Tinggi cairan dalam tangki = silindervolume

silindertinggicairanvolume

= 4543,1 1,0714

8929,0 = 1,2113 m


Tekanan hidrostatik, Phid = × g × h

= 1327 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 1,2113 m

= 15,7523 kPa

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

Poperasi = 15,7523 kPa + 101,325 kPa = 117,0773 kPa


Maka, Pdesain = (1,05) (117,0773 kPa) = 122,9311 kPa



Tebal shell tangki:

in 0,0336m 0,00085

kPa) 111,2(122,93kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (1,9690 kPa) (122,9311

1,2P2SE

PDt



Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell,1959)

c. Daya pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da =

1/3 × 1,0296 m = 0,3230 m

E/Da = 1 ; E = 0,3230 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,3230 m = 0,0808 m

W/Da = 1/5 ; W =

1/5 × 0,3230 m = 0,0646 m

J/Dt = 1/12 ; J =

1/12 × 1,0296 m = 0,0808 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


Viskositas Na2CO3 30 = 3,69 10-4

lbm/ft detik (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

μ

DNρN

2a


9252124,9761069,3

3,28083432,0182,8423N

4

2

Re

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

5

a

3

T

g


KT= 6,3 (McCabe,1999)

hp0394,0

ft.lbf/det 550

1hp


)lbm/ft (82,8423ft) 3,2808.(0,3432put/det) 6,3.(1P

2

353



0394,0= 0,0493 hp

Maka daya motor yang dipilih ¼ 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) = 0,5 kg/jam = 3,02.10-4

lbm/detik

Laju alir volume, 3

m

m

/ftlb82,8423

/detiklb 4-3,02.10

ρ

FQ = 1,033.10

-7 m

3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,133 Q0,4

0,13

(Peters et.al., 2004)

= 0,133 (1,033.10-7

)0,4

(3,69.10-7

)0,2

= 0,00003 m = 0,0012 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 0091,0ft0,0004

/sft10.65,3

A

Qv

2

36

t

Bilangan Reynold: 7-2,4797.10

0,02240091,082,8423

μ

DvρNRe

= 68327,8958



- Untuk NRe = 68327,8958 dan D

= 0,0067, diperoleh f = 0,008

- Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

0091,0)01(5,0

2

= 0,0000006 ft.lbf/lbm



v

.2

2

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

0091,0 2

= 0,0000019 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

0091,0 2

= 0,0000026 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005) 174,32.2.0224,0

0091,0.302

= 0,0000554 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

0091,001

22

= 0,0000013 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana: v1 = v2

P1 = 2567,4842 lbf/ft2

P2 = 2727,9980 lbf/ft2

P

= 1,9352 ft.lbf/lbm

Z = 20 ft

maka: 0/.000089,0/.677,1 20./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = - × Wp

–21,9353 = –0,8 × Wp




= lbmlbfftslbm /. 0964,27/360045359,0

0,5921×

slbfft

hp

/.550

1

= 1,5 × 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) = 18284,5742 kg/jam

Laju massa Al2(SO4)3 (F2) = 0,9142 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3) = 0,4937 kg/jam

Laju massa total, m = 18285,9821 kg/jam = 5,0794 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,

533,2

4937,0

710,2

9142,0

904,995

18285,9821

18285,9821 = 995,9518 kg/m

3

Volume cairan, V = 3m3603,189518,995

jam1jam/kg 18285,9821

V = ¼ D2H

D = m8,2314,3

0223,224)

H

V4(

2/1

2/1

Maka, diameter clarifier = 2,8 m

Tinggi clarifier = 1,5 × D = 4,2 m

Tebal Dinding Tangki


Phid = × g × h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 3 m

= 29,2817 kPa


P = 29,2817 kPa + 101,325 kPa = 130,6067 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) × (130,6067) kPa = 137,137 kPa



Tebal shell tangki:


in 0,1082m 0,0027

kPa) (137,1371,2(0,8)kPa) 0(87218,7142

m) (3,058 kPa) (137,137

1,2P2SE

PDt




Daya Clarifier

P = 0,006 D2

(Ulrich, 1984)

dimana: P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006 (2,8)2 = 0,0468 kW = 0,0628 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 11,1974

ρ

FQ

= 0,1801 ft3/s = 0,0051 m

3/s


Desain pompa:

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0051 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)0,13

= 0,0828 m = 3,2602 in








Q=

2

3

ft0884,0

s/ft1801,0 = 2,0374 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft3355,0)(s/ft 0374,2)(ft/lbm1726,62( 3

= 77611,8767





= 0,0004, diperoleh f = 0,005

Friction loss:


12

1

2 v

A

A = 2,0374

)174,32)(1(2

2,0374)01(5,0

2

= 0,0323 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

2,0374 2

= 0,0968 ft.lbf/lbm



v

.2

2

= 1(2))174,32(2

2,03742

= 0,1290 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.3355,0

2,0374.502

= 0,1923 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

2,037401

22

= 0,0645 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 2727,7917 lbf/ft2

P2 = 3461,9897 lbf/ft2

P


Z = 50 ft

maka: 0/.7406,0/.13,1617 50./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = - × Wp

–62,3241 = –0,8 × Wp



= lbm/lbf.ft 77,9051s/lbm360045359,0

18284,5742×

slbfft

hp

/.550

1


= 1,5861 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 = 18284,5742 kg/jam = 11,1974 lbm/detik

Densitas air = 995,904 kg/m3 = 62,1725 lbm/ft

3(Geankoplis, 1997)


Sand filter dirancang untuk penampungan 1/4 jam operasi.

Sand filter dirancang untuk volume bahan penyaring 1/3 volume tangki.

Desain Sand Filter

a. Volume tangki

Volume air: 3a

kg/m995,904

jam0,25 kg/jam 18284,5742V = 4,59 m

3

Volume air dan bahan penyaring: Vt = (1 +

1/3) × 5,59 = 6,1199 m

3

Volume tangki = 1,2 6,1199 m3 = 7,3439 m

3

b. Diameter tangki

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi, D : H = 3 : 4


33

23

2

πD3

1m 7,3439

D3

4πD

4

1m 7,3439

HπD4

1V

Maka: D = 1,9144 m

H = 5,7433 m

c. Diameter dan tinggi tutup


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = 4

1 1,9144 = 0,4786 m

Tinggi tangki total = 5,7433 + 2(0,4786) = 6,7 m

d. Tebal shell dan tutup tangki

Tinggi penyaring = 4

1 5.733 = 1,4358 m

Tinggi cairan dalam tangki = m 7,3439 m 5,733

m 4,593

3

= 3,5896 m

Phidro = × g × h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 3,5896 m

= 35,0336 kPa

Ppenyaring = × g × l

= 2089,5 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 1,4356 m

= 29,4 kPa


PT = 35,0336 kPa + 29,4 kPa + 101,325 kPa = 165,76 kPa


Maka, Pdesign = (1,05) × (165,76 kPa) = 174,0481 kPa




Tebal shell tangki:

in 0,094m 0,0024

kPa) (174,04811,2(0,8)kPa) (87218,7142

m) (1,9144 kPa) (174,0481

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 11,1974

ρ

FQ

= 0,1801 ft3/s = 0,0051 m

3/s

Desain pompa:


Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0051 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)0,13

= 0,0828 m = 3,2602 in








Q=

2

3

ft0884,0

s/ft1801,0 = 2,0374 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft3355,0)(s/ft 0374,2)(ft/lbm1726,62( 3

= 77611,8767





= 0,0004, diperoleh f = 0,005

Friction loss:


12

1

2 v

A

A = 2,0374

)174,32)(1(2

2,0374)01(5,0

2

= 0,0323 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

2,0374 2

= 0,1451 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

2,03742

= 0,1290 ft.lbf/lbm



vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.3355,0

2,0374.502

= 0,1923 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

2,037401

22

= 0,0645 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 3461,9897 lbf/ft2

P2 = 3091,8220 lbf/ft2

P

= -5,954 ft.lbf/lbm

Z = 30 ft

maka: 0Wlbm/lbf.ft6996,0lbm/lbf.ft 5,954-ft 30s.lbf/lbm.ft174,32

s/ft174,320 s2

2



Ws = - × Wp

–24,5324 = –0,8 × Wp



= lbm/lbf.ft 30,6655s/lbm 18284,5742 ×slbfft

hp

/.550

1

= 0,6243 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

Laju massa air = 18284,5742 kg/jam

Densitas air = 995,904 kg/m3 (Geankoplis, 1997)



Desain Tangki

a. Volume tangki

Volume air, 3a

kg/m995,904

jam3kg/jam 18284,5742V = 55,0793 m

3


3

b. Diameter tangki

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


33

23

2

πD8

3m 73,4391

D2

3D

4

1m 73,4391

HD4

1V

Maka, D = 4,383 m

H = 13,1489 m

c. Tebal tangki

Tinggi air dalam tangki = m 13,1489 m 88,1269

m55,07933

3

= 8,218 m

Tekanan hidrostatik: P = × g × h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 8,218 m

= 80,206 kPa


P = 80,206 kPa + 101,325 kPa = 181,5319 kPa





Tebal shell tangki:

in 0,236m 0,006

kPa) (190,61,2(0,8)kPa) 4(87.218,712

m) (4,0681 kPa) (190,6

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 = 29,2 C






m

m

/ftlb62,1726

/detiklb 0,7570

ρ

FQ

= 0,0122 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

= 0,0246 m = 0,9690 in


- Ukuran nominal : 1¼ in






Q=

2

3

ft0104,0

s/ft0122,0 = 1,17 ft/s


Bilangan Reynold: NRe = Dv

=lbm/ft.s 0,0005

)ft1150,0)(s/ft 1,17)(ft/lbm1726,62( 3

= 15286,7080





= 0,0013, diperoleh f = 0,006

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

1,17)01(5,0

2

= 0,0106 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

1,172

= 0,0479 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

1,172

= 0,0426 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,007)174,32.2.115,0

1,17.202

= 0,0889 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

1,1701

22

= 0,0213 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 3152,7888 lbf/ft2


P2 = 2271,5560 lbf/ft2

P

= -14,174 ft.lbf/lbm

Z = 20 ft

maka: 0/.2899,0/.174,14 20./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = - × Wp

–13,1934 = –0,8 × Wp



= lbm/lbf.ft 8,7725s/lbm1236,0795 ×slbfft

hp

/.550

1

= 0,0121 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 12545,1243

ρ

FQ

= 0,1236 ft3/s = 0,0035 m

3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0035 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)0,13

= 0,0669 m = 2,752 in








Q=

2

3

ft0513,0

s/ft 0,1236 = 2,41 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft2557,0)(s/ft 9046,1)(ft/lbm1726,62( 3

= 69925,3723





= 0,0006, diperoleh f = 0,006

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

2,41)01(5,0

2


= 0,0451 ft.lbf/lbm


v

.2

2

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

2,412

= 0,1353 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

2,412

= 0,1803 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,006)174,32.2.2803,0

2,41.502

= 0,4232 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

2,4101

22

= 0,0902 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 3091,822 lbf/ft2

P2 = 2116,2281 lbf/ft2

P

= -15,6917 ft.lbf/lbm

Z = 40 ft


s/ft174,320 s2

2

Ws = 25,1823 ft.lbf/lbm


Ws = × Wp

25,1823 = 0,8 × Wp




= lbm/lbf.ft 31,4779s/lbm360045359,0

9919,6726×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,4397 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) = 1014 kg/jam = 0,621 lbm/detik


m

m

/ftlb62,1726

/detiklb0,6069

ρ

FQ

= 0,01 ft3/s = 0,00028 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

= 0,0225 m = 0,8872 in









Q=

2

3

ft006,0

s/ft01,0 = 1,67 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft0874,0)(s/ft 67,1)(ft/lbm1726,62( 3

= 16522,8143





= 0,0017, diperoleh f = 0,005

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

1,67)01(5,0

2

= 0,0215 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

1,672

= 0,0323 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

1,672

= 0,0861 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.0874,0

1,67.302

= 0,2956 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

1,6701

22

= 0,0431 ft.lbf/lbm




02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 3091,822 lbf/ft2

P2 = 2860,3032 lbf/ft2

P


Z = 20 ft


s/ft174,320 s2

2



Ws = - × Wp

–16,7548 = –0,8 × Wp



= lbm/lbf.ft 20,9435s/lbm360045359,0

1014×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0236 hp


D.17 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-03)

Fungsi : Membuat larutan asam sulfat



Jumlah : 1 unit

Kondisi pelarutan:


Temperatur = 29,2°C

Tekanan = 1 atm

H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 5 ( berat)

Laju massa H2SO4 = 0,6116 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/hari0,6116V = 8,2952 m

3


3

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

33

23

2

πD8

3m 9,9542

D2

3πD

4

1m 9,9542

HπD4

1V

Maka: D = 2,0371 m ,H = 3,0557 m

b. Tebal Dinding Tangki

Tinggi larutan H2SO4 dalam tangki = m9542,9m 3,0557

m2952,83

3

= 2,5464 m

Tekanan hidrostatik: Phid = × g × h

= 1,061 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 2,5464 m

= 26,4943 kPa




Faktor kelonggaran = 5 %.

Maka, Pdesign = (1,05) (127,8193 kPa) = 134,2103 kPa

Joint efficiency = 0,8 (Brownell, 1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87218,7140 kPa (Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:

in077,0m 0,002

kPa) 031,2(134,21kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (2,0371 kPa) (134,2103

1,2P2SE

PDt



Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell, 1959)

c. Daya Pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da =

1/3 × 2,0371 m = 0,679 m

E/Da = 1 ; E = 0,679 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,679 m = 0,1698 m

W/Da = 1/5 ; W =

1/5 × 0,679 m = 0,1358 m

J/Dt = 1/12 ; J =

1/12 × 2,0371 m = 0,1698 m


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

Bilangan Reynold:

μ

DNρN

2a



0,012

)2808,3 ,71580(166,2801N

2

Re = 27412,5467

Untuk NRe > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

5

a

3

T

g


KT = 6,3 (McCabe,1999)

hp2949,1

ft.lbf/det 550

1hp


)lbm/ft (66,2801ft) 3,2808.(0,679put/det) 6,3.(1P

2

353



2949,1= 1,6186 hp

Maka daya motor yang dipilih 2 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

/detiklb00037,0

ρ

FQ

= 5,65× 10-6

ft3/s = 1,6 × 10

-7 m

3/s


Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (1,87× 10-7

m3/s)

0,45 × (1061,7 kg/m

3)0,13

= 0,0008 m = 0,0332 in








Q=

2

3-6

ft0004,0

s/ft10 5,65 = 0,0141 ft/s


=lbm/ft.s 0,012

)ft0224,0)(s/ft 0141,0)(ft/lbm2801,66( 3

=1,7489

Aliran adalah laminar, maka:

f = 16/NRe = 16/1,7489 = 9,1487

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

0,0141)01(5,0

2

= 0,000002 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75) )174,32(2

0,01412

= 0,000007 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

0,01412

= 0,000006 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(7,8118)174,32.2.0224,0

0,0141.302

= 0,152 ft.lbf/lbm



v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

0,014101

22

= 0,000003 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana: v1 = v2

P1 = 2669,5764 lbf/ft2

P2 = 2271,556 lbf/ft2

P

= 6,0051 ft.lbf/lbm

Z = 20 ft

maka:

0Wlbm/lbf.ft0,177917lbm/lbf.ft0051,6ft 20s.lbf/lbm.ft174,32

s/ft174,320 s2

2



Ws = - × Wp

–26,1570 = –0,8 × Wp



= lbm/lbf.ft 32,6963s/lbm360045359,0

0,6116×

slbfft

hp

/.550

1

= 2,22 × 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




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 0,0122/ftlb62,1726

/detiklb 0,757

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

= 0,0246 m = 0,97 in








Q=

2

3

ft0104,0

s/ft0122,0 = 1,17 1ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft1150,0)(s/ft 17,1)(ft/lbm1726,66( 3

= 15286,708





= 0,0013, diperoleh f = 0,006

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

1,17)01(5,0

2


= 0,0106 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

1,172

= 0,0479 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

1,172

= 0,0426 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,006)174,32.2.115,0

1,17.202

= 0,0889 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

1,1701

22

= 0,0213 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = P2

Z = 20 ft

maka:

0Wlbm/lbf.ft0,21140ft 20s.lbf/lbm.ft174,32

s/ft174,320 s2

2



Ws = - × Wp

–20,2114 = –0,8 × Wp




= lbm/lbf.ft 25,2642s/lbm360045359,0

1447,6323×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0348 hp


D.21 Tangki Pelarutan NaOH (TP-04)

Fungsi : Membuat larutan natrium hidroksida (NaOH)



Jumlah : 1 unit

Data:

Laju alir massa NaOH = 0,5861 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 =)m/kg1518)(04,0(

)hari30)(hari/jam24)(jam/kg5861,0(3

= 8,3394 m3

Volume tangki = 1,2 × 8,3394 m3 = 8,3394 m

3

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3


33

23

2

πD8

3m 8,3394

D2

3πD

4

1m 8,3394

HπD4

1V

Maka: D = 1,9 m , H = 2,88 m


Tinggi larutan NaOH dalam tangki = m3394,8m 2,88

m95,63

3

= 2,4 m


= 1518 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 2,4 m

= 35,7108 kPa



Faktor kelonggaran = 5 %. Maka,

Pdesign = (1,05) (137,0358) = 143,8876 kPa



Tebal shell tangki:

in0781,00,0020m

kPa) 761,2(143,88kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (1,92 kPa) (143,8876

1,2P2SE

PDt





c. Daya pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da =

1/3 × 2,0242 m = 0,6401 m

E/Da = 1 ; E = 0,6401 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,6747 m = 0,16 m

W/Da = 1/5 ; W =

1/5 × 0,6747 m = 0,1280 m

J/Dt = 1/12 ; J =

1/12 × 2,0242 m = 0,16 m


Viskositas NaOH 4% = 4 .10-4

lbm/ft.det (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold:

μ

DNρN

2a


0,0004

)2808,3 ,02422(194,7662N

2

Re = 971592,2874

Untuk NRe > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

5

a

3

T

g


KT = 6,3 (McCabe,1999)

hp 1,3784

ft.lbf/det 550

1hp


)lbm/ft (94,7662ft) 3,2808.(2,1put/det) 6,3.(1P

2

353



1,3784= 1,723 hp

Maka daya motor yang dipilih 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, /sft10.435,4/ftlb94,7662

/detiklb0004,0

ρ

FQ 36

3

m

m = 1,256.10-7

m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (1,256.10-7

m3/s)

0,45 × (1518 kg/m

3)0,13

= 0,0007 m = 0,0291 in








Q=

2

36

0004,0

/10.435,4

ft

sft = 0,0095 ft/s



=lbm/ft.s 0,0004

)ft0224,0)(s/ft 0095,0)(ft/lbm7662,94( 3

= 46,7682

Aliran adalah laminar, maka dari Pers.2.10-7, Geankoplis, 1997, diperoleh

f = 16/NRe = 16/46,7682= 0,3421

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

0,0095)01(5,0

2

= 0,000001 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

0,00952

= 0,000003 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

0,00952

= 0,000003 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,2921) 174,32.2.0224,0

0,0095.302

= 0,002552 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

0,009501

22

= 0,000001 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 2862,0683 lbf/ft2

P2 = 2271,5560 lbf/ft2


P


Z = 20 ft

maka:

0/.0,002999/.6,6568- 20./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = - × Wp

–13,7713 = –0,8 × Wp



= lbmlbfftslbm /. 16,6827/360045359,0

0,6864×

slbfft

hp

/.550

1

= 1,12.10-5

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 0,0122/ftlb62,1726

/detiklb 0,757

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

= 0,0246 m = 0,9699 in









Q=

2

3

ft0104,0

s/ft0122,0 = 1,1707 ft/s


=lbm/ft.s 0,0005

)ft1150,0)(s/ft 1707,1)(ft/lbm1726,66( 3

= 15286,7080





= 0,0013, diperoleh f = 0,006

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

1,1707)01(5,0

2

= 0,0106 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

1,17072

= 0,0479 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

1,17072

= 0,0426 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(9,5797)174,32.2.115,0

1,1707.202

= 0,0889 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

1,170701

22


= 0,0213 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 2271,556 lbf/ft2

P2 = 3475,4058 lbf/ft2

P


Z = 20 ft

maka:

0/.0,2899/. 20,5451 20./.174,32

/174,320

2

2


sft

Ws = -1224,0611 ft.lbf/lbm


Ws = - × Wp

-1224,0611 = –0,8 × Wp



= lbm/lbf.ft 1530,0764s/lbm360045359,0

1236,0795×

slbfft

hp

/.550

1

= 2,1059 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 2 ½ 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 = 0,003 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)(/003,0(3mkg

hariharijamjamkg = 0,007 m

3

Volume tangki = 1,2 × 0,0072 m3 = 0,0084 m

3

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3

33

23

2

πD8

3m 0,0084

D2

3πD

4

1m 0,0084

HπD4

1V

Maka: D = 0,1928 m , H = 0,2891 m



Tinggi larutan NaOH dalam tangki = m2891,0m 0,0084

m007,03

3

= 0,241 m


= 1272 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 0,243 m

= 3,0291 kPa



Faktor kelonggaran = 5 %.

Maka, Pdesign = (1,05) (104,3541 kPa) = 109,5718 kPa



Tebal shell tangki:

in006,0m 0,0002

kPa) 181,2(109,57kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (0,1793 kPa) (109,5718

1,2P2SE

PDt




c. Daya Pengaduk




Da/Dt = 1/3 ; Da =

1/3 × 0,1944 m = 0,0643 m

E/Da = 1 ; E = 0,0643 m

L/Da = ¼ ; L = ¼ × 0,0643 m = 0,0161 m


W/Da = 1/5 ; W =

1/5 × 0,0643 m = 0,0129 m

J/Dt = 1/12 ; J =

1/12 × 0,1944 m = 0,0161 m


Viskositas kaporit = 0,0007 lbm/ft.det (Othmer, 1967)

Bilangan Reynold:

μ

DNρN

2a


0,0007

)2808,3 ,06480(179,4088N

2

Re = 5251,3979

Untuk NRe < 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

3

a

2

L

g

.D.nKP (McCabe,1999)

KL = 71 (McCabe,1999)

hp10122,1

ft.lbf/det 550

1hp


lbm/ft.s) (0,0007ft) 3,2808.(0,0648put/det) 71.(1P

9-

2

53



10122,1 -9

= 1,4 × 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) = 0,002897 kg/jam = 1,77.10-6

lbm/detik

Laju alir volume, /sft10.2,23/ftlb79,4088

/detiklb 1,77.10

ρ

FQ 38

3

m

m

-6

= 6,33.10-10

m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (6,33.10-10

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

ft0004,0

s/ft2,23.10 = 5,58.10

-5 ft/s


= lbm/ft.s 4,5156.10

)ft0224,0()s/ft .1058,5()ft/lbm4088,79(7-

-53

= 220,1891

Aliran adalah laminar, maka f = 16/NRe = 64/220,1891= 0,0067

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

5,58.10)01(5,0

2-5

=4,8.10-11

ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(0,75))174,32(2

5,58.102-5

= 3,6.10-11

ft.lbf/lbm



v

.2

2

= 1(2))174,32(2

5,58.102-5

= 9,7.10-11

ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,0708)174,32.2.0224,0

5,58.10.302-5

= 1,88.10-8

ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

5,58.1001

2-52

= 9,69.10-11

ft.lbf/lbm

Total friction loss: F = 1,9.10-8

ft.lbf/lbm


02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 2179,4917 lbf/ft2

P2 = 2808,4816 lbf/ft2

P

= 7,9209 ft.lbf/lbm

Z = 20 ft

maka:

0/.1,96372.10/. 7,9209 20./.174,32

/174,320 8-

2

2


sft



Ws = - × Wp

–27,9276 = –0,8 × Wp




= lbmlbfftslbm /. 34,9011/360045359,0

0,002971×

slbfft

hp

/.550

1

= 1,126.10-7

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 = 1014 kg/jam




Desain tangki

a. Volume tangki

Volume air, 3a

kg/m995,904

jam24kg/jam1014V = 24,4361 m

3


3

b. Diameter tangki

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


33

23

2

πD8

3m 29,3233

D2

3πD

4

1m 29,3233

HπD4

1V

Maka, D = 2,92 m, H = 4,38 m

Tinggi air dalam tangki = m 38,4m 29,3233

m24,43613

3

= 3,65 m

c. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik: Ph = × g × h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 3,65 m

= 35,6263 kPa


P = 35,6263 kPa + 101,325 kPa = 136,9513 kPa




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

Tebal shell tangki:

in 0,1186m 0,003

kPa) (143,79891,2(0,8)kPa) (87218,7142

m)(2,945 kPa) (143,7989

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) = 1014 kg/jam = 0,6210 lbm/detik

Laju alir volume, /sft01,0/ftlb1726,26

/detiklb 0,6210

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

= 0,0225 m = 0,8872 in








3

006,0

/0102,0

ft

sft = 1,7073 ft/s


= lbm/ft.s 0,0005

)ft0874,0()s/ft 1,6646()ft/lbm1726,62( 3


= 16522,8143





= 0,0017, diperoleh f = 0,006

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

1,7073)01(5,0

2

= 0,0215 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

1,70732

= 0,0906 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,006)174,32.2.0874,0

1,7073.402

= 0,0861 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

1,707301

22

= 0,0431 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = P2

Z = 30 ft

maka: 0/.0,656 30./.174,32

/174,320

2

2


sft




Ws = - × Wp

–30,6236 = –0,8 × Wp



= lbm/lbf.ft 38,28s/lbm360045359,0

0,6369×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0432 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) = 300C = 86

0F

Dari Gambar 12-14, Perry (1999) diperoleh suhu bola basah, Tw = 770F.

Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,021 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 = 251846,9119 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin = 251846,9119 / 985,696 = 255,5016 m3/jam

Kapasitas air, Q = 255,5016 m3/jam 264,17 gal/m

3 / 60 menit/jam

= 1124,931 gal/menit



Luas menara, A = 1,2 × (kapasitas air/konsentrasi air)

= 1,2 × (1124,931 gal/menit/(2,3 gal/ft2.menit)

= 586,9205 ft2

Laju alir air tiap satuan luas (L) = 22

2

m1s3600ft 586,9205

ft) 3,2808(jam 1kg/jam 9251846,911

= 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)

= 2587550 J/kg

Dari Pers. 10.5-2, Geankoplis (1997) diperoleh:

1,0691 (Hy2 –2587550) = 1,283 (4,187.103).(55-30)

Hy2 = 2713160 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 586,9205 ft

2 = 17,6076 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)




/detiklb 154,2306

ρ

FQ 3

3

m

m = 0,0702 m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0702 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)0,13

= 0,2696 m = 10,6125 in









3

ft7986,0

s/ft4807,2 = 3,1062 ft/s


= lbm/ft.s 0,0005

)ft0075,1()s/ft 2,696()ft/lbm1726,62( 3

= 355344,3471




- Untuk NRe = 355344,3471 dan D

= 0,0001, diperoleh f = 0,005

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

3,1062)01(5,0

2

= 0,0750 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(0,75))174,32(2

1062,3 2

= 0,2249 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

1062,3 2

= 0,2999 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.0075,1

3,1062.302

= 0,0893 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

1062,301

22

= 0,1499 ft.lbf/lbm




02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = P2

Z = 30 ft

maka:

0/.0,8035 30./.174,32

/174,320

2

2


sft



Ws = - × Wp

–30,8390 = –0,8 × Wp



= lbm/lbf.ft 38,5488s/lbm360045359,0

9251846,911×

slbfft

hp

/.550

1

= 10,8098 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 6180,3974V = 148,9396 m

3


3

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

33

23

2

πD8

3m 178,7275

D2

3πD

4

1m 178,7275

HπD4

1V

Maka: D = 5,3343 m, H = 8,0014 m

Tinggi cairan dalam tangki = 178,7275

9396,148 8,0014 = 6,67 m

b. Diameter dan tinggi tutup


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = m 3336,1m 6,67 4

1 (Brownell,1959)

Tinggi tangki total = 6,67+ 2( 3336,1 ) = 10,67 m

c. Tebal tangki


Tekanan hidrostatik

P = × g × h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det

2 × 6,67 m

= 65,0774 kPa


P = 65,0774 kPa + 101,325 kPa = 166,4024 kPa





Tebal shell tangki:

in 2633,0m0067,0

kPa) 261,2(174,72kPa)(0,8) 42(87218,71

m) (5,3343 kPa) (174,7226

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)




/detiklb 3,7849

ρ

FQ 3

3

m

m = 0,002 m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × ( 0,0609m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)0,13

= 0,0508 m = 2 in








3

ft0332,0

s/ft0,0609 = 1,8325 ft/s



= lbm/ft.s 0,0005

)ft2058,0()s/ft 1,8325()ft/lbm1726,62( 3

= 42811,4256





= 0,0007, diperoleh f = 0,005

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

1,8325)01(5,0

2

= 0,0261 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75) )174,32(2

1,83252

= 0,1174 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

1,83252

= 0,1044 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,005)174,32.2.2058,0

1,8325.302

= 0,1522 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

1,832501

22

= 0,0522 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = 3475,4058 lbf/ft2

P2 = 2116,2281 lbf/ft2


P

= -21,8614 ft.lbf/lbm

Z = 30 ft

maka: : 0Wlbm/lbf.ft0,6203lbm/lbf.ft 21,8614-ft 30s.lbf/lbm.ft174,32

s/ft174,320 s2

2



Ws = - × Wp

-18,5909 = –0,8 × Wp



= lbm/lbf.ft 23,2386s/lbm360045359,0

6180,3974×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,1599 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 = 4754,1518 kg/jam = 10481,1654 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

1564,3472 10481,1654P = 1087,1356 hp

Menghitung Jumlah Tube

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

= 1087,1356 hp 10 ft2/hp

= 10871,356 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=

ft/ft9170,0ft30

)ft 10871,356(2

2

Nt = 395,1783

Nt = 396 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)




/detiklb 2,1369

ρ

FQ 3

3

m

m = 0,001 m3/s

Desain pompa

Di,opt = 0,363 (Q)0,45

( )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,001 m3/s)

0,45 × (995,904 kg/m

3)0,13

= 0,0393 m = 1,5472 in








3

ft0513,0

s/ft 0,0344 = 0,67 ft/s


= lbm/ft.s 0,0005

)ft2557,0()s/ft 67,0()ft/lbm1726,62( 3

= 19449,4307






= 0,0006, diperoleh f = 0,006

Friction loss:


12

1

2 v

A

A =

)174,32)(1(2

0,67)01(5,0

2

= 0,035 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 3(0,75))174,32(2

0,672

= 0,052 ft.lbf/lbm


v

.2

2

= 1(2))174,32(2

0,672

= 0,014 ft.lbf/lbm


vL

.2.

. 2

= 4(0,006)174,32.2.2557,0

0,67.702

= 0,0458 ft.lbf/lbm


v

A

A

..21

22

2

1 = 1174,3212

0,6701

22

= 0,007 ft.lbf/lbm



02

1 1212

2

1

2

2 sWFPP


dimana : v1 = v2

P1 = P2 = 3091,822 lbf/ft2

P

= 0

Z = 20 ft

maka: 0/.5623,00 20./.174,32

/174,320

2

2


sft

Ws = - 20,0755 ft.lbf/lbm


Ws = - × Wp


–20,0755 = –0,8 × Wp



= lbm/lbf.ft 25,0944s/lbm360045359,0

3489,3704×

slbfft

hp

/.550

1

= 0,0975 hp


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 70.000 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 Areal proses 6000 2.000.000 12.000.000.000

2 Areal produk 850 1.500.000 1.275.000.000

3 Areal bahan baku 650 400.000 260.000.000

4 Bengkel 450 250.000 112.500.000


Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya .................

(lanjutan)

No

Nama Bangunan

Luas (m2)

Harga

(Rp/m2)

Jumlah (Rp)

5 Unit Pengolahan limbah 1000 1.500.000 1.500.000.000

6 Laboratorium 200 600.000 120.000.000

7 Ruang kontrol 200 500.000 100.000.000

8 Unit Pengolahan air 800 1.000.000 800.000.000

9 Ruang boiler 350 1.200.000 420.000.000

10 Unit Pembangkit listrik 380 1.200.000 456.000.000

11 Unit pemadam kebakaran 80 250.000 20.000.000

12 Kantin 100 200.000 20.000.000

13 Perpustakaan 80 600.000 48.000.000

14 Parkir 200 250.000 50.000.000

15 Perkantoran 300 1.500.000 450.000.000

16 Daerah perluasan 1900 250.000 475.000.000

17 Pos keamanan 50 250.000 12.500.000

18 Tempat ibadah 80 300.000 24.000.000

19 Poliklinik 80 300.000 24.000.000

20 Perumahan karyawan 1000 500.000 500.000.000

21 Taman 3800 250.000 950.000.000

22 Jalan 800 500.000 400.000.000

23 Sarana olah raga 100 300.000 30.000.000

24 Gudang peralatan 400 250.000 100.000.000

25 Areal antar bangunan 150 250.000 37.500.000

TOTAL 20.000 16.100.000 20.184.500,000

Harga bangunan saja = Rp18.272.000.000,-

Harga sarana = Rp1.912.500.000,-


Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp. 20.184.500.000,-

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 = 175,5436 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)

175,5436 m3 adalah :

Cx = US$ 6700

49,0

1

175,5436x

1103

1206,4439

Cx = US$ 92.205.-

Cx = Rp 915.596.958,-/unit

b. Kolom Distilasi (T-101)

Pada proses, kolom distilasi yang dipergunakan berukuran diameter 1,4766 m,

dengan tinggi kolom 10,5 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 458.058.199,- / 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 1,4766 m. Maka

untuk tray sebanyak 21 piring diperoleh:

Cx,tray = 21 x US$ 2.000

86,0

1

1,4766

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 319.440.765,- + 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 7 I 915.596.958 6.409.178.706

2 TT-102 5 I 903.978.817 4.519.894.087

3 TT-103 11 I 2.767.988.522 30.447.873.739

4 TT-104 10 I 874.381.820 8.743.818.201

5 TT-105 1 I 269.063.366 269.063.366

6 TT-106 1 I 87.275.809 87.275.809

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 458.058.199 458.058.199

9 V-101 1 I 1.519.787.376 1.519.787.376

10 FG-101 1 I 1.315.716.953 1.315.716.953

11 FG-102 1 I 4.338.650.741 4.338.650.741

12 FE-101 1 I 736.703.555 736.703.555

13 R-101 1 I 8.242.362.823 8.242.362.823

14 R-102 1 I 9.170.404.249 9.170.404.249

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 520.043.284 520.043.284

20 E-106 1 I 501.633.882 501.633.882

21 E-107 1 I 188.113.553 188.113.553

22 E-108 1 I 404.578.363 404.578.363

23 E-109 1 I 673.488.780 673.488.780

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-102 1 I 1.430.387 1.430.387


Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses................. (lanjutan)

No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit (Rp) Harga Total (Rp)

28 JB-102 1 I 526.554.246 526.554.246

29 JB-104 1 I 419.687.657 419.687.657

30 JB-105 1 I 397.205.676 397.205.676

31 JB-106 1 I 137.522.250 137.522.250

32 P-101 1 NI 15.176.907 15.176.907

33 P-102 1 NI 11.474.953 11.474.953

34 P-103 1 NI 27.087.010 27.087.010

35 P-104 1 NI 30.408.241 30.408.241

36 P-105 1 NI 44.875.431 44.875.431

37 P-106 1 NI 60.482.921 60.482.921

38 P-107 1 NI 14.424.170 14.424.170

39 P-108 1 NI 72.987.157 72.987.157

40 P-109 1 NI 11.433.357 11.433.357

Harga Total 82.325.253.833

Import 82.057.637.958

Non import 267.615.875

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 5.179.232 5.179.232

3 BS 1 NI 6.500.000 6.500.000

4 PU-02 1 NI 5.179.232 5.179.232

5 TP-01 1 I 232.775.165 232.775.165

6 PU-03 1 NI 177.881 1.600.000

7 TP-02 1 I 166.497.056 166.497.056

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 179.385 1.600.000

9 TP-06 1 I 4.792.151 4.792.151


10 PU-19 1 N.I 5.179.232 5.179.232

11 CL 1 I 1.142.423.493 1.142.423.493

12 PU-05 1 NI 5.179.232 5.179.232

13 TF 1 I 345.355.279 345.355.279

14 PU-06 1 NI 5.179.232 5.179.232

15 CT 1 I 383.037.831 383.037.831

16 PU-16 1 NI 6.171.988 6.171.988

17 TU-01 1 I 4.235.850.085 4.235.850.085

18 PU-07 1 NI 2.954.058 2.954.058

19 TP-03 1 I 159.869.954 159.869.954

20 PU-10 1 NI 76.411 1.600.000

21 CE 1 I 119.433.942 119.433.942

22 PU-11 1 NI 2.954.058 2.954.058

23 TP-04 1 I 187.616.783 187.616.783

24 PU-12 1 NI 85.141 1.600.000

25 AE 1 I 153.803.240 153.803.240

26 PU-13 1 NI 2.954.058 2.954.058

27 DE+KU 1 I 613.323.263 613.323.263

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 4.773.599 4.773.599

32 PU-14 1 NI 41.280 1.600.000

33 TU-02 1 I 215.411.999 215.411.999

34 PU-15 1 NI 932.377 1.600.000

35 PU-18 1 NI 4.911.841 4.911.841

Harga total 8.025.206.004

Import 7.964.963.839

Non import 60.242.165

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 82.325.253.833+ Rp 8.025.206.004,- )


+ 1,21 x (Rp 267.615.875+ Rp 60.242.165,- )

= Rp 129.732.320.570,-

Biaya pemasangan diperkirakan 50 dari total harga peralatan (Timmerhaus 2004).

Biaya pemasangan = 0,50 Rp 129.732.320.570,-

= Rp 64.564.514.400,-

Harga peralatan + biaya pemasangan (C) :

= Rp 129.732.320.570,- + Rp 64.564.514.400,-

= Rp 193.693.543.199,-

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) = 0,4 129.732.320.570,-

= Rp 51.651.611.520,-

1.1.5 Biaya Perpipaan

Diperkirakan biaya perpipaan 60 dari total harga peralatan (Timmerhaus

et al, 2004).

Biaya perpipaan (E) = 0,6 129.732.320.570,-

= Rp77.477.417.279,-

1.1.6 Biaya Instalasi Listrik

Diperkirakan biaya instalasi listrik 20 dari total harga peralatan (Timmerhaus

et al, 2004).

Biaya instalasi listrik (F) = 0,2 129.732.320.570,-

= Rp 25.825.805.760,-

1.1.7 Biaya Insulasi

Diperkirakan biaya insulasi 55 dari total harga peralatan (Timmerhaus

et al, 2004).


Biaya insulasi (G) = 0,55 129.732.320.570,-

= Rp 71.020.965.840,-

1.1.8 Biaya Inventaris Kantor

Diperkirakan biaya inventaris kantor 5 dari total harga peralatan (Timmerhaus

et al, 2004).

Biaya inventaris kantor (H) = 0,05 129.732.320.570,-,-

= Rp 6.456.451.440-

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 )

= 0,05 129.732.320.570,-

= Rp 6.456.451.440-

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 innova 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 5 truk 300.000.000 1.500.000.000

6 Mobil pemasaran 3 minibus L-300 120.000.000 360.000.000

7

Mobil pemadam

kebakaran 3 truk tangki 350.000.000 1.050.000.000

Total 6.685.000.000

Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J


= Rp 462.157.246.477,-

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 129.732.320.570,-

= Rp 9.039.032.016,-

1.2.2 Biaya Engineering dan Supervisi


Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,30 Rp 129.732.320.570,-

= Rp 38.738.708.640,-

1.2.3 Biaya Legalitas


Biaya Legalitas (M) = 0,04 Rp 129.732.320.570,-

= Rp 5.165.161.152,-

1.2.4 Biaya Kontraktor


Biaya Kontraktor (N) = 0,30 Rp129.732.320.570,-

= Rp 38.738.708.640,-

1.2.5 Biaya Tak Terduga

Diperkirakan 40 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004) .

Biaya Tak Terduga (O) = 0,40 Rp 129.732.320.570,-

= Rp 51.651.611.520,-

Total MITTL = K + L + M + N + O

= Rp 143.333.221.967,-

Total MIT = MITL + MITTL


= Rp 462.157.246.477,- + Rp 143.333.221.967,-

= Rp 605.490.468.444,-

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 = 6371,50 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 6371,50 kg/jam Rp10.948,- /kg

= Rp 150.668.777.886,-

2. Karbon dioksida

Kebutuhan = 6786,81 kg/jam = 4,2418 m3/jam

Harga = Rp.7000,-/m3 (PT. Aneka Gas Industri, 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam/hari 4,2418 m3/jam x Rp. 7000,-/m

3

= Rp 64.135.369,-

3. Katalis


Harga = Rp. 2.600,-/kg (www.advance-scientific.net, 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam/hari 383,923 kg/jam x Rp 2.600,-/kg

= Rp 2.156.111.568,-

2.1.2 Persediaan bahan baku utilitas

1. Alum, Al2(SO4)3


Harga = Rp 1.100 ,-/kg (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam/hari 0,7849 kg/jam Rp 1.100,- /kg


= Rp 1.864.819,-

2. Soda abu, Na2CO3


Harga = Rp 2.500,-/kg (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam/hari 0,4238 kg/jam Rp 2.500,-/kg

= Rp 2.288.642,-

3. Kaporit


Harga = Rp 9.500,-/kg (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam/hari 0,003 kg/jam Rp 9.500,-/kg

= Rp 60.974,-

4. H2SO4

Kebutuhan = 0,6116 kg/jam = 0,3324 L/jam

Harga = Rp 35.500-/L (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam x 0,3324 L/jam Rp 35.500-/L

= Rp 25.487.591,-

5. NaOH


Harga = Rp 3250,-/kg (PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam 0,5861 kg/jam Rp 3250,-/kg

= Rp 4.114.266,-

6. Solar

Kebutuhan = 56,9027 ltr/jam

Harga solar untuk industri = Rp.5500,-/liter (PT.Pertamina, 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam/hari 56,9027 ltr/jam Rp. 5500,-/liter


= Rp 553.094.244,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90

hari) adalah = Rp 586.910.536,-

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


Adm 1

5.000.000 5.000.000


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


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 Rp 1.412.700.000,-

= Rp 282.540.000,-

2.2.3. Biaya Pemasaran

Diperkirakan 20 dari gaji pegawai = 0,2 Rp 1.412.700.000,-

= 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 18.272.000.000,-

Total NJOP Rp 22.890.000.000,-


Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak (Rp. 30.000.000,- )

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak Rp 22.860.000.000,-

Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP) Rp 1.143.000.000,-

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 1.143.000.000,-

Total Rp 3.120.780.000,-

2.3 Biaya Start – Up

Diperkirakan 12 dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004).

= 0,12 Rp 620.300.257.735 ,-

= Rp 49.624.020.619,-

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 = 8838,3838 kg/jam

Hasil penjualan etilen glikol tahunan

= 8838,3838 kg/jam 24jam/hari 330hari/tahun Rp17.874,- /kg

= Rp 1.251.180.000.000,-


2. Harga jual Dietilen glikol = US$ 0,55/lb = US$ 1,238/kg





= Rp 6.176.420.157,-

3. Harga jual Etilen karbonat = US$ 0,5/lb = US$ 1,125/kg





= Rp 701.671.021,-

Hasil penjualan total tahunan = Rp 1.258.058.091.178,-

Piutang Dagang = 12

1 Rp 1.258.058.091.178,-

= Rp 104.838.174.265,-

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 153.475.935.359

2. Kas Rp 3.120.780.000,-

3. Start up Rp 49.624.020.619

4. Piutang Dagang Rp 104.838.174.265

Total Rp 311.058.910.243


Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja

= Rp 605.490.468.444 ,- + Rp 311.058.910.243

= Rp 915.364.595.544,-

Modal ini berasal dari:

- Modal sendiri = 60 dari total modal investasi

= 0,6 Rp 931.359.167.977,-

= Rp 558.815.500.786,-

- Pinjaman dari Bank = 40 dari total modal investasi

= 0,4 Rp 931.359.167.977,-

= Rp 372.543.667.191,-

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 372.543.667.191,-

= Rp 55.881.550.079,-

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 18.272.000.000 20 913.600.000

Peralatan proses dan utilitas 193.693.543.199 17 11.393.737.835

Instrumentrasi dan pengendalian proses 52.979.843.743 5 10.595.968.749

Perpipaan 79.469.765.615 5 15.893.953.123

Instalasi listrik 26.489.921.872 5 5.297.984.374

Insulasi 72.847.285.147 5 14.569.457.029

Inventaris kantor 6.622.480.468 4 1.655.620.117

Perlengkapan keamanan dan kebakaran 6.622.480.468 5 1.324.496.094

Sarana transportasi 6.685.000.000 10 668.500.000

TOTAL 61.076.401.063

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 143.333.221.967,-

= Rp 35.833.305.492,-

Total biaya depresiasi dan amortisasi (R)

= Rp 61.076.401.063,- + Rp 35.833.305.492,-

= Rp 96.909.706.555,-


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 193.693.543.199,-

= Rp 19.369.354.320,-

2. Perawatan bangunan

Diperkirakan 10 dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan bangunan = 0,1 Rp 18.272.000.000 ,-

= Rp 1.827.200.000,-

3. Perawatan kendaraan

Diperkirakan 10 dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan kenderaan = 0,1 Rp 6.685.000.000,-

= Rp 668.500.000,-

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol

Diperkirakan 10 dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et al,

2004).

Perawatan instrumen = 0,1 Rp 52.979.843.743,-

= Rp 5.165.161.152,-

5. Perawatan perpipaan

Diperkirakan 10 dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan perpipaan = 0,1 Rp 79.469.765.615,-

= Rp 7.747.741.728,-

6. Perawatan instalasi listrik

Diperkirakan 10 dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004).


Perawatan listrik = 0.1 Rp 26.489.921.872,-

= Rp 2.582.580.576,-

7. Perawatan insulasi

Diperkirakan 10 dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan insulasi = 0,1 Rp 72.847.285.147,-

= Rp 7.102.096.584,-

8. Perawatan inventaris kantor

Diperkirakan 10 dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan inventaris kantor = 0,1 Rp 6.622.480.468,-

= Rp 645.645.144,-

9. Perawatan perlengkapan kebakaran

Diperkirakan 10 dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al,

2004).

Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,1 Rp 6.622.480.468,-

= Rp 645.645.144,-

Total biaya perawatan (S) = Rp 45.753.924.648,-

3.1.5 Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost)

Biaya tambahan industri ini diperkirakan 20 dari modal investasi tetap

(Timmerhaus et al, 2004).

Plant Overhead Cost (T) = 0,2 x Rp 605.490.468.444,-

= Rp 121.098.093.689,-

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 282.540.000,-

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 Rp121.098.093.689,-

= Rp 6.054.904.684,-

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 605.490.468.444,-

= Rp 6.054.904.684,-

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 462.157.246.477,-

= Rp 1.432.687.464,-

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 1.490.953.464,-


3.1.11 Pajak Bumi dan Bangunan

Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp 1.143.000.000 ,-

Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z

= Rp 342.845.363.457,-

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 153.475.935.359,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun

= Rp 153.475.935.359,- x 90

330

= Rp 562.745.096.317,-

Biaya Variabel Tambahan

1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan

Diperkirakan 10 dari biaya variabel bahan baku

Biaya perawatan lingkungan = 0,1 Rp 562.745.096.317,-

= Rp56.274.509.632,-

2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi

Diperkirakan 1 dari biaya variabel bahan baku

Biaya variabel pemasaran = 0,01 Rp 562.745.096.317,-

= Rp 5.627.450.963 ,-

Total biaya variabel tambahan = Rp 61.901.960.595,-

3.2.2 Biaya Variabel Lainnya

Diperkirakan 5 dari biaya variabel tambahan


= 0,05 Rp 61.901.960.595,-

= Rp 3.095.098.030,-

Total biaya variabel = Rp 627.742.154.942,-

Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 350.661.439.928,- + Rp 627.742.154.942,-

= Rp 970.587.518.399,-

4 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto)

Laba atas penjualan = total penjualan – total biaya produksi

= Rp 1.258.058.091.178,- – Rp 970.587.518.399,-

= Rp 287.470.572.779,-

Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5 % dari keuntungan perusahaan

= 0,005 x Rp287.470.572.779,-

= Rp 1.437.352.864,-

Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UURI No. 17/00 Pasal

6 ayat 1 sehingga :

Laba sebelum pajak (bruto) = 287.470.572.779,- + Rp 1.437.352.864,-

= Rp 286.033.219.915,-

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 (Rp278.377.128.266,- – Rp 100.000.000) = Rp 85.779.965.975,-

Total PPh = Rp 85.792.465.975,-

Laba setelah pajak

Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh

= Rp 286.033.219915,- – Rp85.792.465.975,-

= Rp 200.240.753.941

5 Analisa Aspek Ekonomi

5.1 Profit Margin (PM)

PM = penjualantotal

pajaksebelumLaba 100

PM = 100%x 091.178,-1.258.058. Rp

9915,-286.033.21 Rp

= 22,74 %

5.2 Break Even Point (BEP)

BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya 100

BEP = 100%x 4.942,-627.742.15 Rp - 091.178,-1.258.058. Rp

3.457,-342.845.36 Rp

= 54,39 %

Kapasitas produksi pada titik BEP = 54,39 % 70.000 ton/tahun

= 38.074,8353 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = 54,39 % x Rp 1.258.058.091.178,-

= Rp 684.290.779.788,-


5.3 Return on Investment (ROI)

ROI = investasi modal Total

pajak setelah Laba 100

ROI = 100%x 5.544,-915.364.59 Rp

3.941,-200.240.75 Rp

= 21,88 %

5.4 Pay Out Time (POT)

POT = tahun1x 0,2188

1

POT = 4,57 tahun

5.5 Return on Network (RON)

RON = sendiriModal

pajaksetelahLaba 100

RON = 100%x 0.786,-558.815.50 Rp

3.941,-200.240.75 Rp

RON = 36,46 %

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 = 36,77


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 Buang

V-101

F-101

TT-103LI

14

19


PRA RANCANGAN PABRIK -...

Documents

Transcript of PRA RANCANGAN PABRIK -...