Pra Rencana Pabrik Butanol Dari Butiraldehida Dan Hidrogen Dengan Proses Hidrogenasi Dengan...

PRA RENCANA PABRIK

BUTANOL DARI BUTIRALDEHIDA DAN HIDROGEN

DENGAN PROSES HIDROGENASI

DENGAN KAPASITAS 36.000 TON / TAHUN

SKRIPSI

Disusun Oleh:

Eduardus Rapa

0305010005

PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS TRIBHUWANA TUNGGADEWI MALANG

2008

I-2

LEMBAR PERSETUJUAN

PRA RENCANA PABRIK BUTANOL

DARI BUTIRALDEHIDA DAN HIROGEN DENGAN

PROSES HIDROGENASI

DENGAN KAPASITAS 36.000 TON / TAHUN

SKRIPSI

Disusun Oleh:

Eduardus Rapa : 0305010005

Program Studi : Teknik Kimia

Fakultas : Teknik

Menyetujui,

Dosen Pembimbing I Dosen Pembimbing II

Ir. Achamd Chumaidi, MT Ir. Taufik Iskandar Tanggal:........................... Tanggal :......................

Mengetahui,

Dekan Fakultas Teknik Ketua Program Studi Teknik Kimia

Nawir Rasidi, ST. MT S. P. Abrina Anggraini, ST. MT Tanggal:...................... Tanggal:........................................

I-3

BERITA ACARA UJIAN TUGAS AKHIR

FAKULTAS TEKNIK

Nama mahasiswa : Eduardus Rapa : 0305010005

Jur/progrm/studi : Teknik Kimia / Teknik kimia (S - 1)

Judul tugas akhir : Pra Rencana Pabrik Butanol Dari Butiraldehida

Dan Hidrogen Dengan Proses Hidrogenasi Dengan

Kapasitas 36.000 Ton / Tahun

Telah Dipertahankan Di Depan Tim Penguji Tugas Akhir Jenjang Strata Satu (S - 1) Pada: Hari : Sabtu

Tanggal : 27 September 2008

Nilai :

Tim penguji:

1. Ir. Achamd Chumaidi, MT ...............................................

2. Ir. Taufik Iskandar ...............................................

3. S. P. Abrina Anggraini, ST., MT ..............................................

I-4

PERNYATAAN KEASLIAN SKRIPSI

Kami yang bertandatangan di bawah ini: Nama : Eduardus Rapa : 0305010005

Menyatakan dengan sesungguhnya bahwa skripsi yang berjudul : Pra Rencana Pabrik Butanol Dari Butiraldehida Dan Hidrogen Dengan Proses Hidrogenasi Dengan Kapasitas 36.000 Ton / Tahun Adalah hasil karya kami sendiri, bukan merupakan duplikasi serta tidak mengutip atau menyadur sebagian atau seluruhnya dari hasil karya orang lain, kecuali yang tidak disebutkan dari sumber aslinya.

Malang, ....................2008 Yang menyatakan,

Eduardus Rapa Nim: 0305010005

Mengetahui,

Dosen Pembimbing I Dosen Pembimbing II Ir. Achmad Chumaidi, MT Ir. Taufik Iskandar Tanggal:............................... Tanggal:......................

I-5

RIWAYAT HIDUP Penyusun dilahirkan di Sebuah Desa kecil yang

subur dan indah, dibalik Bukit Di Desa Ranga

kabupaten Ende Propinsi Nusa Tenggara

Timur pada tanggal 16 Juni 1982. Putra dari

Bapak Doninikus Iwa dan Ibu Emiliana Ami.

Pendidikan penyusun berawal dari Pendidikan

Sekolah Dasar di SDK Ranga Desa Ranga

Kecamatan Detusoko Kabupaten Ende -NTT

lulus pada tahun 1997.

Selanjutnya menempuh pendidikan di SLTP Ketramilan Ndona

Kecamatan Ndona Kabupaten Ende-NTT lulus pada tahun 2000. Dan

selanjutnya menempuh pendidikan di SMU Tri Dharma Ende

Kecamatan Ende Selatan Kabupaten Ende -NTT lulus pada tahun 2003.

Kemudian melanjutkan pendidikan pada tingkat perguruan tinggi

ke Universitas Tribhuwana Tungga Dewi Malang pada Fakultas Teknik

Jurusan Teknik Kimia. Sehingga pada pertengahan tahun 2006

penyusun melakukan Praktek Kerja Nyata (PKN) di Perusahan Tenun

“PELANGI” dengan Judul “Proses Pembuatan, Pengepasan Tenun Serta

Pengolahan Limbah”. Pada pertengahan tahun 2007 penulisan melakukan

Penelitia di LAB Gula dan Pangan ITN Malang dengan Judul “Pengaruh

Suhu dan Waktu Karbonatasi Terhadap Kualitas Nira Yang diHasilkan

Pada Proses Pemurnian Nira Mentah dengan Sistem karbonatasi”. Dan

pada akir tahun 2007 Penulis menyusun Pra Rencana Pabrik Butanol dan

I-6

Hidrogen dengan Proses Hidrogenasi dengan Kapasitas 36.000

ton/tahun. Penulis aktif dalam kegiatan intra maupun ekstra kampus

yang berkaitan dengan HIMAPRODi Teknik Kimia. Penulis juga Perna

menjadi Asisten untuk Praktikum Kimia Organik dengan materi

Rekristalisasi, Kimia Analisis dengan materi Titrasi Asam Basa, kimia

Keperawatan dengan materi Uji Karbohidrat (KH).

Setelah menempuh kuliah dengan proses yang panjang dan penuh

dengan Perjuangan akhirnya penulis dapat menyelesaikan pendidikan

kuliah dan di wisuda pada tanggal 27 Oktober 2008.

I-7

PERSEMBAHAN

MOTTO

“Kalau kamu mau melihat pontensi yang penuh dalam Hidupmu. Mulaiah hari ini jangan fokuskan pada kemampuanmu tetapi fokuskan

pada Kesediaanmu, kemauan dan komitmenmu”

Segala perkara dapat ku tanggung didalam dia (Jesus), Yang memberikan kekuatan kepadaku.

“ Segala perkara menembus Rintangan” Filipi :4.13

“Percayalah pada Tuhan dengan segenap hatimu dan janganlah bersandar pada kekuatanmu sendiri. Akuilah ia(Jesus) adalah segala

lakumu, maka ia(Jesus) akan meluruskan jalan hidupmu”. Amsal:3:5,6

“Berikan hidupmu pada yang terbaik apa yang kamu punyai. Jangan kamu lakukan sendiri berikan semuanya pada Tuhan maka ia akan

membuatnya yang terbaik bagimu”

Kupersembahkan karya tulis ini untuk …

Orang tuaku (Bapak Dominikus Iwa dan Ibu Emiliana Ammy)

Kakakku yang tercinta (Kak Sefa, Ellys, Ella, Agus, Ignas, Dijha

beserta Ponakanku)

Adik-adikku (Aldo, Elda, Emman, Bertus dan Novi imuet)

Serta seluruh keluarga besar yang berada di Ranga-Ende

Dan seluruh keluarga yang berada di Surabaya (Om Gorys)

Yang tiada henti memberikan

Kasih dan Sayangnya

I-8

Special Thanks

Puji syukur kehadirat Tuhan atas rahmat dan hidayah-Nya,

segala penyertaan, bimbingan dan perlindungan-Nya dalam setiap

langkah, serta memberikan berkat, kasih dan anugerah-Nya dalam

setiap roda kehidupan yang terus berputar hari demi hari dan yang

selalu memberikan jalan keluar pada setiap masalah, percobaan,

pergumulan sehingga saya mampu menyelesaikan Skripsi ini.

Dalam menyelesaikan Skripsi ini tidak lepas dari bantuan

berbagai pihak sehingga pada kesempatan ini saya mengucapkan terima

kasih yang sebesar-besarnya kepada :

Kepada Bunda maria dan Yesus Kristus atas perlindungan ,

kesediaan, kesetiaan, serta curahan rohMU yang selalu membuat

aku tetap tegar, walopun aku dihadapkan banyak problem, karena

aku tahu Engkaulah sumber inpirasi dan kekuatanku. Karna aku

tahu tanpa Bunda Maria dan Yesus Kristus aku tidak bisa berdiri

dengan kekuatanku sendiri.

Kupersembahkan kepada Bapak dan Ibu tercinta, adik-adikku

tersayang, Seseorang yang slalu hadir dan membantu di setiap

waktu baik susah maupun senang…..(Semoga Tuhan slalu

memberikan kasih dan rahmatny kepdamu) serta seluruh

keluarga besar yang berada di Surabaya (om Gorys) dan seluruh

keluarga besar yang berada di Ranga- Ende(om Lorensius K,Om

Seko) makasih banyak atas do’a, nasehat, dukungan, semangat

dan dorongannya, sehingga saya mampu menyelesaikan Study ini

dengan baik selama di Malang. Dan juga terima kasih atas

I-9

perhatian, kasih sayang, kesabaran dan pengorbanan yang begitu

besar selama ini diberikan.

Teman-teman seperjuangankoe : Lery, Aty, Manty, Nira, Ina,

Kristo, Nona, Jovan, Tyas, Peter, Mario, Tomy, Belo, Steven,

Makasih atas persahabatan, dorongan, semangat dan bantuannya.

Adik-adikkoe yang baik : Elda, aldo, , eman, Bertus. Makasih atas

cinta n kasih saying, dorongan, semangat dan bantuannya. Dan

terima kasih atas pengertiannya selama ini.

Bapak dan Ibu Kosku di Tlogo indah..?!! Bapak dan Ibu Kost Tlogo

mas gang 8, Bapak Ibu Kos tlogo Inda-Dinoyo dan, terima kasih

atas tempat tinggalnya yang saya tempati selama ini.

Teman2 kosku Mkassih tas semua kebersamaan kita.

Sahabat- sahabatku yang sering makan, nongkrong bareng

sekedar hilangkan kejenuhan, bete, sumpek : Berto (makasih tas

semua kebersamaan kita), yulii makasih yah tas supportnya.

Sepecialll……. Thanks….. buat my Hany qu yang telah memberikan

dorong, masukan, kekuatan selama ini buat aku. Makasih banyak

yah tas semuanya….. semoga Tuhan membalas semua kebaikanmu.

Penyusun

“The Suis Amora The Tua”

I-10

ABSTRAKSI

PRA RENCANA PABRIK BUTANOL DARI BUTIRALDEHIDA DAN HIDROGEN DENGAN PROSES HIDROGENASI

DENGAN KAPASITAS 36.000 TON / TAHUN Butanol adalah senyawa Hidrokarbon dengan rumus molekul C4H10O. Butanol merupakan bahan kimia yang banyak di gunakan, antara lain : Industri pelapisan (untuk pembentukan lapisan nitrocellulose); Sebagai pelarut; Sebagai bahan baku pembuatan n-butilasetat; Sebagai bahan baku pembuatan glycoleter dan ester; Sebagai bahan baku plastic; Lapisan resin alkyd; Industri komponen pembersih; Industri pernis; Untuk di eksport Butanol dibuat dengan proses hidrogenasi yaitu dengan mereaksikan H2 dengan Butiraldehida yang menghasilkan Butanol dengan kemurnian 95%. Pra rencana pabrik Butanol ini diharapkan mampu berproduksi dengan : Kapasitas produksi 36.000 ton/tahun,Waktu operasi 300 hari/tahun, 24 jam/hari Lokasi pabrik Kawasan industri Curug Tangerang Banten

Bentuk perusahaan Perseroan Terbatas (PT), Struktur Organisasi Garis dan Staft Ditinjau dari perhitungan analisa ekonomi terhadap pabrik Butanol dari Butiraldehida dan hidrogen dengan proses hidrogenasi , maka diperoleh data TCI Rp 57.784.393.500,00; ROI 40,3%; POT 2 tahun; dan BEP 51,2 %; IRR 31,5 %

Ditinjau dari segi teknik dan ekonomi maka dapat disimpulkan bahwa Pra Rencana Pabrik Butanol dari Butiraldehida Dengan Proses Hidrogenasi Dengan Kapasitas 36.000 ton / tahun cukup memadai untuk dilanjutkan ke tahap perancangan..

I-11

KATA PENGANTAR

Jiwaku memuliakan Tuhan dan hatiku bersuka cita karena Allah Juru

Selamatku, sebab Ia telah melakukan perbuatan-perbuatan yang besar kepadaku

dan nama-Nya adalah Kudus. Atas berkat dan uluran tangan kasih-Nya penulis

dapat menyelesaikan tugas akhir (PRP) yang berjudul “Pra Rencana Pabrik

Butanol Dari Butiraldehida Dengan Proses Hidrogenasi Dengan Kapasitas

36.000 Ton / Tahun”.

Penulisan tugas akhir ini tidak lepas dari dukungan dan bantuan berbagai

pihak. Oleh sebab itu, penulis mengucapkan terima kasih yang sebesar-besarnya

kepada:

1. Ir. Achmad Chumaidi, MT selaku dosen pembimbing I yang telah banyak

memberikan bimbingan, arahan dan dukungan dalam penyelesaikan tugas

akhir ini.

2. Ir. Taufik Iskandar selaku dosen pembimbing II yang telah banyak

memberikan bimbingan, arahan dan dukungan dalam penyelesaian tugas

akhir ini.

3. S. P. Abrina Anggraini, ST., MT selaku dosen penguji atas bimbingan dan

masukan yang diberikan kepada penulis dalam menyelesaikan tugas akhir

ini.

4. Orang tua dan seluruh keluarga yang selalu mendo’akan, memberikan

dukungan dan semangat pada penulis mulai awal perkuliahan hingga

mengerjakan tugas akhir ini.

I-12

5. Rekan-rekan teknik kimia terutama angkatan 2003 dan semua pihak yang

telah banyak membantu hingga terselesainya tugas akhir ini.

Tugas akhir ini tentunya masih terdapat banyak kesalahan dan kekurangan,

oleh karena itu penulis mengharapkan kritik dan saran demi penyempurnaan tugas

akhir ini. Akhirnya, penulis berharap agar tugas akhir ini dapat bermanfaat bagi

kita semua.

Malang, September 2008

Penulis

I-13

DAFTAR ISI

HALAMAN JUDUL ................................................................................... i

LEMBAR PERSETUJUAN ...................................................................... ii

LEMBAR BERITA ACARA UJIAN TUGAS AKHIR ............................. iii

LEMBAR PERNYATAAN ........................................................................ iv

RIWAYAT HIDUP ..................................................................................... v

LEMBAR PERSEMBAHAN ..................................................................... vii

ABSTRAKSI ............................................................................................... x

KATA PENGANTAR........ ......................................................................... xi

DAFTAR ISI .............................................................................................. xiii

DAFTAR TABEL ...................................................................................... xv

DAFTAR GAMBAR ................................................................................. xviii

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

BAB II. SELEKSI DAN URAIAN PROSES ............................................... II-1

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

BAB IV. NERACA PANAS ........................................................................ IV-1

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

BAB VI. PERANCANGAN ALAT UTAMA .............................................. VI-1

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

BAB VIII. UTILITAS ............................................................................ .....VIII-1

BAB IX. LOKASI DAN TATA LETAK ..................................................... IX-1

BAB X. ORGABNISASI PERUSAHAAN ................................................. X-1

I-14

BAB XI. ANALISA EKONOMI ................................................................. XI-1

BAB XII. KESIMPULAN ........................................................................... XII-1

DAFTAR PUSTAKA

APPENDIX:

APPENDIX A. PERHITUNGAN NERACA MASSA ........................ APP A-1

APPENDIX B. PERHITUNGAN NERACA PANAS ......................... APP B-1

APPENDIX C. PERHITUNGAN PERALATAN ................................. APP C-1

APPENDIX D. PERHITUNGAN UTILITAS ..................................... APP D-1

APPENDIX E. PERHITUNGAN ANALISA EKONOMI ................... APP E-1

I-15

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1. Perkembangang Impor Butanol di indonesia ........................ I-9

Tabel 2.2. Seleksi Proses Produksi butanol........................................... II-6

Tabel 3.1 Neraca Massa pada Vaporizer............................................... III-2

Tabel 3.2 Neraca Massa pada Heat Exchanger ..................................... III-2

Tabel 3.3 Neraca Massa pada Reaktor Fixed Bed ................................. III-2

Tabel 3.4. Neraca Massa pada Cooler .................................................. III-3

Tabel 3.5 Neraca Massa pada Flash Drum ............................................ III-3

Tabel 3.6 Neraca Massa pada Heat Exchanger ..................................... III-3

Tabel 3.7 Neraca Massa pada Kolom Distilasi .................................... III-4

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

Tabel 3.9 Neraca Massa pada Akumulator ........................................... III-4

Tabel 3.10 Neraca Massa pada Cooler.................................................. III-4

Tabel 4.1. Neraca Panas pada Heat Exchanger ..................................... IV-1

Tabel 4.2. Neraca Panas pada vaporizer ............................................... IV-1


Tabel 4.4. Neraca Panas pada Reaktor .................................................. IV-3

Tabel 4.5. Neraca Panas pada Cooler ................................................... IV-4

Tabel 4.6. Neraca Panas pada Kondensor ............................................. IV-4


Tabel 4.8. Neraca Panas pada Kolom Distilasi ..................................... IV-6

Tabel 4.9. Neraca Panas pada Cooler ................................................... IV-6

I-16

Tabel 7.1. Instrumentasi pada Peralatan ............................................... VII-8

Tabel 7.2.1. Alat-Alat Pengaman Pada Pabrik Butanol ......................... VII-11

Tabel 7.2.3. Alat-Alat Keselamatan Kerja ............................................ VII-15

Tabel 10.1. Jadwal Kerja Masing-masing Regu .................................... X-17

Tabel 10.2. Jabatan dan Jumlah Tenaga Kerja ...................................... X-19

Tabel 10.3. Daftar upah (gaji) karyawan .............................................. X-22

Tabel 11.1. Cash Flow untuk Npv Selama 10 Tahun .......................... XI-12

Tabel A.1. Neraca Massa pada Vaporizer ............................................. APP A-2

Tabel A.2. Neraca Massa pada Heat Exchanger ................................... APP A-3

Tabel A.3. Neraca Massa pada Reaktor Fixed Bed ............................... APP A-6

Tabel A.4. Neraca Massa pada Cooler .................................................. APP A-7

Tabel A.5. Neraca Massa pada Flash Drum .......................................... APP A-8

Tabel A.6. Neraca Massa pada Heat Exchanger ................................... APP A-9

Tabel A.7. Neraca Massa pada Kolom Distilasi .................................... APP A-11

Tabel A.8. Neraca Massa pada Kondensor ........................................... APP A-13

Tabel A.9. Neraca Massa pada Akumulator ......................................... APP A-14

Tabel A.10 Neraca Massa pada Cooler ................................................. APP A-14

Tabel B.1. Neraca Panas pada Heat Exchanger .................................... APP B-3

Tabel B.2. Neraca Panas pada vaporizer ............................................... APP B-6


Tabel B.5. Neraca Panas pada Reaktor ................................................. APP B-11

Tabel B.5. Neraca Panas pada Cooler ................................................... APP B-14

Tabel B.6. Neraca Panas pada kondensor .......................................... APP B-15

I-17


Tabel B.8. Neraca Panas pada Kolom Distilasi ..................................... APP B-24

Tabel B.9. Neraca Panas pada Cooler ................................................... APP B-25

Tabel D.1. Kebutuhan Steam ............................................................... APP D-1

Tabel D.2. Kebutuhan Air Pendingin ................................................... APP D-6

Tabel D.3 . Kebutuhan Air yang di Disuplay…………………………...APP D-6

Tabel D.4. Pengolahan air .................................................................... APP D-83

Tabel D.5. Kebutuhan Listrik ............................................................... APP D-84

Tabel E.1. Indeks Harga Alat Pada Tahun Sebelum Evaluasi ............... APP E-2

Tabel E.2. Harga Peralatan Proses pada Tahun 2012 ............................ APP E-5

Tabel E.3. Harga Peralatan Utilitas pada Tahun 2012 ........................... APP E-6

Tabel E.4 Daftar Gaji / Upah Karyawan ............................................... APP E-10

I-18

DAFTAR GAMBAR

Gambar 9.1 Lokasi pabrik .................................................................... IX-8

Gambar 9.2. Tata Letak Bangunan ....................................................... IX-10

Gambar 9.3. Tata Letak Peralatan Proses ............................................. IX-13

Gambar 10.1 Struktur Organisasi Pabrik Butanol ................................. X-4

Gambar 11.1 Break Event Point ........................................................... XI-10

I-19

BAB I

PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang

Butanol merupakan bahan kimia organik dengan berat molekul 74,1

gram/mol. Mempunyai rumus molekul C4H10O dan rumus bangun :

H H H H

H C C C C O H

H H H H

Butanol berupa cairan yang tidak berwarna dan mudah terbakar. Kegunaan

butanol antara lain sebagai pelarut, sebagai bahan baku pembuatan glycoleter,

ester dan n-butilasetat serta bahan baku dalam industri komponen pembersih dan

pernis.

Butanol pertama kali diproduksi dalam skala besar selama Perang Dunia I

sebagai produk samping. Proses fermentasi pertama kali ditemukan secara praktis

dan digunakan di Amerika untuk pengembangan oleh Weizman pada tahun 1919.

Produk dari proses ini lebih banyak di Amerika sampai tahun 1930, ketika proses

sintesis ditemukan dan proses fermentasi yang menggunakan molases daripada

padi juga dikembangkan. Penggunaan jagung atau molases, beberapa diantaranya

merupakan produk samping dari proses fermentasi tersebut yang mempunyai nilai

komersial, meliputi aseton, etanol, CO2, Hidrogen dan riboflavin.

I-1

I-20

Amerika memproduksi butanol pada tahun 1976 sebanyak 248.100 ton3

dengan harga $ 0,48/Kg dan tersebar diseluruh dunia sebanyak 540.000 ton.

(Kirk-othmer,Vol 4.hal 341).

1.2 Contoh Produk Bahan Kimia Yang Menggunakan Proses Oxo

Salah satu contoh produk bahan kimia yang menggunakan proses oxo

adalah Alkohol Decyl (C9H19CH2OH).

Gambar 1.1 Diagram Alir Pembuatan Decyl Alcohol Dengan Proses Oxo

Reaksi :

C9H18 + CO + H2 Cobalt C9H19.CHO

I-1

I-21

C9H19.CHO + H2 Nikel C9H10CH2OH

70% Yield

Bahan yang dibutuhkan :

Basis – 1metric ton decyl alkohol

C9 Olefin 1150 kg

Gas sintetis (CO + H2 ) 406 m3

Hydrogen 140 m3

Katalis kobalt makeup

Katalis nikel small

Proses :

Alkohol decyl dan alkohol lainnya dari C3- C20, kemungkinan terbuat dari

proses oxo dalam olefin yang direaksikan dengan karbon monooksida dan bentuk

hydrogen ke aldehid (dari satu atom karbon per molekul sebagian besar bereaksi

dengan olefin) yang kemudian dihidrogenasi dengan alkohol-alkohol. Reaksi

dibawah keluar dengan adanya katalis kobalt.

Bahan mentah olefin yang masuk sebelumnya diseleksi sehingga alkohol

yang diproduksikan lebih bagus atau kualitasnya lebih tinggi. Contoh, suatu fraksi

minyak bumi yang ada dalam olefin adalah bahan mentah yang berlebihan untuk

membuat alkohol decyl.

Masuknya olefin yang diterima dari reksi oxo sangat lama dengan gas

sintesis (CO + H2) dan dengan minyak yang dapat larut dalam garam, seperti

nepthenate kobalt. Temperatur dari 160 - 175 oC dengan tekanan 1500 - 400 Psi

(10.4 - 27,6 mpa) dipertahankan dalam reaktor. Gas hydrogen karbon monoksida

I-22

kira-kira 185 m3/barel dari pemasukan olefin. Pada kondisi-kondisi reaktor

naphthenate kobalt dapat diubah ke hidrokarbonil kobalt yang aktif dari bentuk

katalis. Sejak kobalt ini terbentuk tidak dapat dilarutkan dalam reaksi perantara,

dan seharusnya diulangi lagi oleh lanjutan dari kondisi nephtanete kobalt.

Bahan aldehyd yang tinggal dapat bereaksi dari menara decobalting,

sehingga kobalt yang terbuat dapat dilarutkan oleh tekanan yang lemah dari

reaktor mengalir ke 20 psi (138 kpa) Dalam penambahan uap. Kobalt adalah

penghilangan dari solusi dan defosito dalam bahan yang terkumpul sebagai kobalt

metalik atau oxide.

Zat cair dari menara decobalting kemudian dihdrigenasi pada 150oC dan

100 atm dalam tekanan yang ada sesuai dengan katalis (nikel atau kulit chromite).

Biasanya jumlah air kecil (1-10%) dan ditambahkan ke hydrogenator untuk

menahan farmasi.

Produksi hydrogen yang digunakan tidak dapat terpisahkan dari

penyulingan. Pertama, cahaya hydrogen yang ada tidak dapat dipisahkan dan

alkohol yang ada juga tidak dapat dipisahkan dari minyak.

Sebagian besar dari produk alkohol merupakan gambaran secara alami dari

olefin dalam pemasukanya jika sebagian besar dari olefin yang ada terikat lurus

atau menambah garis-garis, seperti yang didapatkan dari letusan lilin, maka akibat

dari garis-garis lurus alkohol kebanyakan, jika produksi yang dikembalikan atau

konversinya digunakan dalam temperatur yang rendah, jika ini adalah suatu

pencampuran olefin dalam feed maka pencampuran alkohol tersebut ada dalam

produk dan tidak terpisahkaan, produksi tersebut diatas kemungkinan ada

I-23

sebagian yang terpisahkan dari penyulingan. Alkohol yang dihasilkan kira-kira

70% dari olefin.

1.3 Alkohol-Alkohol Lain Dari Proses Oxo

Sebagian besar alkohol-alkohol yang terbuat dari proses oxo adalah isoocyl,

decyl, dan tridecyl. Kecilnya kuantitas dari tingginya alkohol lain juga diatas C20.

Besarnya kuantitas dari propylene yang dikonversikan ke pencampuraan n-

butyraldehid dan isobutyraldehid diproses dari oxo. Kedua aldehid biasanya

terpisahkan melalui penyulingan dan digunakan sebagai intermediasi dalam

proses reaksi kimia lain. n-butyralkohol dan 2-ethylhexanol sangat penting. Bekas

hydrogen yang dulu terbuat dari n-buthyraldehid (lihat gambar butyl alkohol) dan

yang terakhir adalah aldolisation, dehydration dan hydrogenation dari n-

butyraldehid.

1.4 Sifat-sifat Bahan Baku dan Produk

1.4.1 Bahan Baku

A. Butiraldehida

Sifat fisika :

Wujud : Cairan dan tidak berwarna

Densitas() : 0,8048 g/mL

Spesific gravity : 0,8

Titik didih : 75,7oC

Viscositas (20oC) (µ) : 0,433 cp

Sifat kimia :

Rumus molekul : C4H8O

I-24

Berat molekul : 72

Sedikit larut dalam air

Dapat bercampur dengan pelarut organik seperti etanol, aseton dan

toluene

Agen pengoksidasi dan pereduksi yang kuat

Mudah terbakar.

Sifat termodinamika :

Panas penguapan : 436 J/g

Panas pembakaran : 2478,7 KJ/mol

Panas spesifik : 2121 J/(kg.K)

Tekanan uap (20oC) : 12,2 Kpa

B. Hidrogen

Sifat fisika :

Wujud : Gas dan tidak berwarna

Titik didih : - 252,6 oC

Titik leleh : - 259,1 oC


Densitas ( ) : 0,0899 g/mL

Viscositas (µ) (0 oC) : 0,00834 cp

Sifat kimia :

Rumus molekul : H2

Berat molekul : 2

I-25

Hidrogen jika direaksikan dengan klorin menghasilkan asam

klorida

Hydrogen jika direaksikan dengan oksigen atau udara digunakan

untuk pengelasan

Merupakan unsur ringan dan melimpah


Suhu kritis : -240 oC

Tekanan kritis : 12,8 atm

Enthalpy (0 oC) : 7749,2 J/mol

Entropy (0oC) : 139,59 J/(mol.K)

Thermal conductivity (0oC) : 1,739 mW/(cm.K)

Cp (0 oC) : 28,59J/(mol.K)

Cv (0oC) : 20,30J/(mol.K)

Kapasitas panas gas(100oC) : 3,5 kal/g oC

Panas laten penguapan(-253oC) : 107 kal/g

1.4.2 Sarana Pembantu

A. Katalis Nikel

Sifat fisika :

Wujud : Padatan

Warna : Perak keabu-abuan

Titik didih : 1452 oC

Titik leleh : 2730 oC


I-26

Sifat kimia :

Berat molekul : 58,71

1.4.3 Produk

A. Butanol

Sifat fisika :

Wujud : Cairan dan tidak berwarna

Titik didih : 117,7 oC

Titik leleh : -90 oC


Viscositas : 33,79 mPa.s


Sifat kimia :

Rumus molekul : C4H10O

Berat molekul : 74,1

Agen pengoksidasi yang kuat

Mudah terbakar


Temperatur kritis : 287 oC

Tekanan kritis : 4890 kPa

Tekanan uap : 0,628 kPa

Panas penguapan : 591,2 J/g

I-27

1.5 Kegunaan Butanol

Penggunaan butanol antara lain sebagai berikut :

a. Industri pelapisan (untuk pembentukan lapisan nitrocellulose)

b. Sebagai pelarut

c. Sebagai bahan baku pembuatan n-butilasetat

d. Sebagai bahan baku pembuatan glycoleter dan ester

e. Sebagai bahan baku plastik

f. Lapisan resin alkyd

g. Industri komponen pembersih

h. Industri pernis

i. Untuk di eksport

1.6 Perkiraan Kapasitas Pabrik

Kebutuhan bahan butanol di Indonesia cenderung meningkat tiap tahunnya.

Sedangkan produksi butanol dalam negeri untuk skala komersil belum ada. Hal ini

dapat dilihat dari data perkembangan import butanol di Indonesia.

Tabel .1.1 Perkembangan Import Butanol di Indonesia

Tahun Import (Ton/thn) Pertumbuhan(%)

2003 75.800 -

2004 87.500 15,4

2005 108.100 16,3

2006 117.500 15,4

2007 133.200 13,4

Sumber: Biro Pusat Statistik TK I Jawa Timur

I-28

Pada Table 1.1 diatas terlihat bahwa jumlah import cenderung meningkat dengan

pertumbuhan rata-rata 15,125 % tiap tahun. Dengan demikian dapat diproyeksikan

import butanol di Indonesia untuk tahun 2012 adalah:

F = P (I + l) n

Dimana :

F = Import butanol tahun 2012

P = Data terakhir import pada table 1.1

i = Tingkat pertumbuhan

n = Tahun ke…

F = P (i + l)n

F = 133200 (I + 0,15125)5

= 269371,9938 ton

Karena besarnya kebutuhan butanol pada tahun 2012 maka pabrik baru yang

akan direncanakan mulai berproduksi pada tahun tersebut, diharapkan dapat

memenuhi 1/5 dari kebutuhan dalam negeri yaitu sebesar 53874,39876 ton

Dengan memperkirakan nilai eksport sebesar 10 % dan import 60 % dari

kapasitas pabrik baru, maka:

M1 + M2 + M3 = M4 + M5

Diamana :

M1 = Nilai import butanol tahun 2012 = 60 %M3

M2 = Produksi butanol di Indonesia = 0

M3 = Kapasitas pabrik baru

I-29

M4 = Nilai ekspor tahun 2012 = 10 % M3

M5 = Konsumsi dalam negeri

M1 + M2 + M3 = M4 + M5

M3 = (M4 +M5) – (M1 +M2)

M3 = (0,1 M3 + M5) – (0,6 M3 + 0)

1,5 M3 = 53874,39876

M3 = 35916,26584 ton

= 36.000 ton

Jadi kapasitas pabrik baru yang akan berproduksi tahun 2012 adalah sebesar

36.000 ton/tahun dimana 1 tahun 300 hari produksi.

I-30

BAB II

SELEKSI DAN URAIAN PROSES

2.1 Pengertian Seleksi Dan Uraian Proses

Seleksi dan uraian proses merupakan suatu bagian dalam perencanaan

pendirian pabrik dimana pada bagian tersebut akan terpilih atau diseleksi beberapa

alternatif proses yang memungkinkan. Pemilihan proses akan diuraikan tentang

bagaimana memilih proses dengan memperhatikan parameter segi teknik dan segi

ekonomis. Segi teknik meliputi proses dan kondisi operasi, sedangkan segi

ekonomis meliputi biaya operasi.

2.2 Tujuan Seleksi Dan Uraian Proses

Tujuan seleksi dan uraian proses adalah untuk mendapatkan proses yang

terbaik diantara beberapa alternatif proses yang memungkinkan baik dari segi

teknis maupun dari segi ekonomi.

2.3 Macam - Macam Proses

Ada 2 macam proses yang dapat dilakukan pada pembuatan n-butilalkohol

dalam industri yaitu :

1. Proses Fermentasi

2. Proses Hidrogenasi

II-1

I-31

2.3.1 Proses fermentasi

Reaksi yang terjadi dalam proses fermentasi merupakan reaksi berantai :

(C6H10O5)x H2O C6H12O6

Pati Glukosa

CH3COCH3 + CH3CH2CH2CH2OH + C2H5OH + CO2 + H2

Butilalkohol (butanol), aseton dan etil alkohol diproduksi dengan proses

fermentasi seleksi bakteri yang terkandung dalam karbohidrat itu sendiri seperti

molases dan padi. Molases dilarutkan dengan air untuk mencapai konsentrasi 5%

gula, disterilkan, didinginkan sampai 300C, dan dipompa menuju fermentor.

Bakteri (clostridium saccharobutyl acetonicum liquefaciens ) tumbuh dalam

molases yang steril kemudian ditambahkan ke dalam fermentor untuk memulai

proses fermentasi. Nutrisi protein dan larutan penyangga alkalin untuk mengontrol

pH dan menaikan hasil. Setelah proses fermentasi selesai yang berlangsung

selama 36-38 jam, bir mengandung 1,5-2,5% pelarut kemudian dipompa menuju

ke kolom ketika 50% campuran pelarut sudah menjadi produk atas dan bagian

dasar kolom distilasi sebagai produk bawah (bottom). Pada bagian ini dapat

berupa produk kering dan dijual sebagai makanan ternak dan digunakan pada

utilitas sebagai sumber riboflavin dan komponen-komponen lainya seperti vitamin

B kompleks. Sejak saat itu ditemukan bahwa bakteri digunakan dalam proses

fermentasi sintesis vitamin. Produk samping lainya adalah campuran

karbondioksida dan hidrogen yang dihsilkan selama proses fermentasi.

Uap-uap pelarut campuran dari kolom bir dimasukan kedalam kolom

fraksionasi batch yang mana ada 3 fraksi (aseton, etanol, dan butanol) sebagai

I-32

produk atas. Air yang tertinggal sebagai bottom. Fraksi aseton dan etanol

dimurnikan dengan proses fraksionasi konvensional. Fraksi butanol mengandung

sekitar 15% air, yang masuk kedalam kolom yang mana uapnya mengandung 70%

butanol dan 30% air, sebagai produk atas (overhead). Pada kondensasi, bagian

atas (80% butanol dan 20% air) dikembalikan kekolom butanol, dan bagian bawah

(4% butanol dan 96% air) dikembalikan kekolom bir. Hasil pelarut campuran

sekitar 30% berat gula yang terbentuk. Rasio hasil pelarut 70% berat butanol, 25%

berat aseton dan 5 % berat etanol. Seperti yang terlihat pada gambar dibawah ini :

I-33

FERMENTOR

KOLO M BIR

KOLOM BATCH

KOLOM

-----

KOLOM

i

c e

g

a

b h

j

d

f k

l

Keterangan Gambar:

a. Molases steril g. Etanol (menuju kolom alkohol)

b. Kultur bakteri h. Menuju kolom bir

c. CO2 dan Hidrogen i. Aseton

d. Slop menuju pengering j. 80 % Butanol

e. 50 % campuran pelarut k. Butanol

f. Air l. 4% Butanol (menuju kolom bir)

Gambar . 2.1 Blok Diagram Prose Produksi Butanol

Dari Fermentasi Karbohidrat

I-34

2.3.2 Proses Hidrogenasi

Reaksi yang terjadi dalam proses ini :

CH3H7CHO + H2 C3H7CH2OH

95 % yield

n-butilalkohol dibuat dengan proses hidrogenasi katalik n-butiraldehida

dalam fase liquida (cair). n-butiraldehida diproduksi dengan proses oxo propilena.

Isobutiraldehida juga diproduksi selama proses berlangsung. Kedua aldehida

tersebut kemudian dihrogenasikan dan sama halnya dengan alkohol-alkohol

lainya, dipisahkan dengan proses distilasi atau aldehida tersebut mungkin

dipisahkan dan dihrogenasi secara individu.

Dalam kasus tertentu, proses hidrogenasi dapat dilakukan pada tekanan lebih

dari 100 atm dalam fase cair. Dari 1 sampai 10 % air ditambahkan kedalam

hidrogenator untuk membuat bentuk yang lebih kecil lagi. Berbagai macam katalis

yang dapat digunakan antara lain kromium dan tembaga oksida pada silika, kobalt

(6-38) % pada kieselguhr, silika atau alumuna atau didukung oleh katalis nikel.

Seperti pada gambar dibawah ini:

H2(to recycle) Light end (to recovery)

Butraldehida

Hidrogen

Butil AlkohoL

Gambar .2.2 Blok Diagram Proses Produksi Butanol Dengan Cara

Hidrogenasi

HIDROGENATOR

S E P A R A T O R

K O L O M

I-35

2.4 Seleksi Proses

Untuk mendapatkan proses yang terbaik dan optimum perlu menyeleksi

macam-macam proses yang ada, dengan cara membuat perbandingan aspek teknis

dan ekonomis masing-masing proses seperti tampak pada tabel di bawah ini.

Tabel. 2.1 Seleksi Proses Produksi Butanol

Parameter Proses fermentasi Proses Hidrogenasi

Aspek teknis

1. Bahan baku

2. Tekanan reaksi

3. Suhu reaksi

4. Sarana pembantu

5. Produk

Karbohidrat

1 atm

25-35oC

Nutrisi dan bakteri

Butanol 70%

Etanol 5%

Aseton 25%

Butiraldehida

Hidrogen

3,5 atm

210oC

Katalis nikel

Butanol 95%

Aspek ekonomi

1. Investasi

2. Biaya operasi

Lebih tinggi

Lebih tinggi

Lebih rendah

Lebih rendah

Sumber: Kirk E. R. And Othmer D.F.,” Coagulation to Cardiofaskular” Vol 4 hal 338

I-36

Dari uraian dan tabel di atas maka pada Pra Rencana Pabrik Butanol ini

dipilih proses Hidrogenasi. Beberapa pertimbangan yang melatarbelakangi

pemilihan proses ini adalah :

1. Reaksi merupakan reaksi tunggal

2. Bahan baku mudah diperoleh dan penanganannya lebih mudah karena

berbentuk liquida

3. Produk yang dihasilkan lebih murni

4. Sarana pembantu (katalis) mudah didapat

5. Proses pemisahan dan pemurniannya lebih mudah

6. Sistem peralatan yang sederhana akan memudahkan kontrol terhadap

kondisi operasi

7. Investasi dan biaya operasi lebih rendah.

2.5 Uraian Proses

Proses produksi butanol dengan cara hidrogenasi dibagi menjadi beberapa

tahap yaitu:

1. Tahap persiapan bahan baku

Tahap ini merupakan tahap awal yang dilakukan dari proses keseluruhan

dalam pabrik. Bahan baku (butiraldehida) yang dipakai mempunyai kemurnian

99,8 % ditampung pada tangki penyimpan ( F-114). Kemudian oleh pompa

butiraldehida (L-115a) dipompa menuju reaktor (R-110) tipe fixed bed multitube

yang sebelumnya di lewatkan vaporizer (V-116) untuk diuapkan, kemudian

dilewatkan flash drum (H-117) untuk memisahkan secara keseluruhan gas yang

I-37

berupa gas butiraldehida, kemudian cairan butiraldehida direcycle kembali

menuju vaporizer (V-116) dengan menggunakan pompa butiraldehida (L-1151)

dan bercampur dengan umpan segar. Gas butiraldehida keluar dari bagian atas

flash drum (H-117) akan dimasukan kedalam reaktor (R-110) tipe fixed bed

multitube terlebih dahulu dilewatkan kompresor (G-118) dan heat exchanger (E-

119) untuk menaikan suhu sebelum masuk reaktor (R-110) tipe fixed bed

multitube. Sedangkan gas H2 yang mempunyai kemurnian 99,8% dari tangki

penyimpan (F-111) di ekspresikan dengan ekspander (N-112) dan dilewatkan heat

exchanger (E-113) untuk menaikan suhu sebelum masuk reaktor (R-110) tipe

fixed bed multitube. Adapun suhu operasi dalam reaktor (R-110) tipe fixed bed

multitube 210 oC dengan tekanan 3,5 atm.

2. Tahap Reaksi

Umpan yang berupa gas masuk kedalam reaktor (R-110) tipe fixed bed

multitube yang mempunyai suhu operasi 210oC dengan tekanan 3,5 atm. Katalis

yang digunakan adalah nikel dan reaksi yang terjadi adalah :

Nikel : 3,5 atm C4H8O + H2 C4H10O Adapun konversi reaksi tersebut 9 5% dan reaksi ini bersifat eksotermis.

3. Tahap Pemisahan

Produk dari reaktor (R-110) tipe fixed bed multitube yang keluar berupa gas

dan uap yang terdiri dari hidrogen, butiraldehida dan butanol kemudian diekspansi

(N-121), lalu didinginkan dengan cooler (E-121a) dan dikondensasikan oleh

I-38

kondensor (E-112b). Selanjutnya dimasukan ke flash drum (H-120) untuk

memisahkan secara keseluruhan gas yang berupa gas H2 dan cairan yang berupa

butanol kemudian gas H2 direcycle kembali dengan menggunakan kompresor (G-

123) dan bercampur dengan umpan segar.

4. Tahap Pemurnian

Campuran feed yang keluar dari bagian bawah flash drum (H-120) dialirkan

dengan pompa (L-124) menuju kolom distilasi (D-130) yang sebelumnya

dipanaskan dengan heat exchanger (E-125). Produk bawah kolom berupa butanol

dialirkan menuju kondensor (E-131), kemudian masuk akumulator (F-132) lalu

dipompa (L-133) selanjutnya ditampung dalam tangki penampung produk utama

(F-134) dan butanol yang diperoleh mempunyai kemurnian 95 % dan produk atas

berupa butiraldehida dialirkan menuju reboiler (E-135), kemudian dipompa (L-

136) menuju cooler (E-137) selanjutnya ditampung dalam tangki penampung (F-

138).

5. Tahap Penanganan Produk

Produk utama butanol yang ada dalam tangki penampung selanjutnya

dikemas dalam drum dan siap untuk dipasarkan.

I-39

BAB III

NERACA MASSA

Kapasitas : 36.000 Ton/tahun produk C4H10O

: 4545,4500 Kg/j

Operasi : 300 Hari/tahun, 24 jam/hari

Satuan : Kg/j

Basis perhitungan : 4910,2141 Kg/j C4H8O dalam umpan segar

Basis waktu : 1 jam

Berat molekul :

H2 : 2 Kg/Kg mol

N2 : 28 Kg/Kg mol

C4H8O : 72 Kg/Kg mol

C4H10 : 58 Kg/Kg mol

C4H10O : 74 Kg/Kg mol

Bahan baku :

H2 : 99,8% berat

C4H8O : 99,8% berat

Komposisi bahan baku H2 :

H2 : 99.8 %

N2 : 0,20 %

Komposisi bahan baku C4H8O :

C4H8O : 99.8 %

C4H10 : 0.20 %

III-1

I-40

1. Vaporizer (V-116)

Neraca Massa Vaporizer (V-116) Masuk Keluar

F-114 V-116 ke E-119

C4H8O 4900, 3937 C4H8O 4655,3740

C4H10 9,8204 C4H10 9,3294

Jumlah 4910,2141 Jumlah 4664,7034 Recycle ke V-116

C4H8O 245,0197

C4H10 0,491

Jumlah 245,5107

Total 4910,2141 Total 4910,2141

2. Heat Exchanger (E-119)

Neraca Massa Heat Exchanger (E-119) Masuk Keluar

V-116 E-119 ke R-110

C4H8O 4655,3740 C4H8O 4655,3740

C4H10 9,3290 C4H10 9,3294

Jumlah 4664,70 Jumlah 4664,7034

3. Reaktor Tipe Fixed Bed (R-110)

Neraca Massa Reaktor Tipe Fixed Bed (R-110) Masuk Keluar E-119 Di recycle Ke F-111

H2 129,3159 H2 12,9316 N2 0,2586 N2 3,6204 Ke E-122 C4H8O 4655,3740 C4H8O 232,7688 C4H10 9,3294 C4H10 1,0846 C4H10O 4545,4500 Total 4794,0194 Total 4794,0194

I-41

4. Cooler (E-122)

Neraca massa Cooler (E-122) Masuk Keluar

R-110 E-122 ke H-120 H2 12,9316 H2 12,9316 N2 3,6204 N2 3,6204 C4H8O 232.7688 C4H8O 232,7688 C4H10 0,1609 C4H10 1,0846 C4H10O 4545,4500 C4H10O 4545,4500 Total 4794,0194 Total 4794,0194

5. Flash Drum (H-120)

Neraca Flash Drum (H-120) Masuk Keluar

Liqud dan gas Fraksi gas E-122 H-120 recycle ke R-110 H2 6,4529 H2 6,4529 N2 0,0129 N2 0,0129 C4H8O 232,7688 Jumlah 6,4658 C4H10 1,0846 Fraksi liquida C4H10O 4545,4574 Aliran 7 Ke E-125 C4H8O 232,7688 Jumlah 4794,0194 C4H10 1,0846 C4H10O 4545,4500 Jumlah 4787,5536 Total 4794,0194 Total 4794,0194

6. Heat Exchanger ( E-125)

Neraca Massa Heat Exchanger ( E-125) Masuk Keluar

H-120 E-125 ke D-130 C4H8O 232,7688 C4H8O 232,7688 C4H10 1,0846 C4H10 1,0846 C4H10O 4545,4574 C4H10O 4545,4500 Total 4787,5536 Total 4787,5536

I-42

7. Kolom Distilasi (D-130)

Neraca Massa Kolom Destilasi (D-130) :

Masuk(Kg/jam) Keluar(Kg/jam) C4H8O 232,7688 Distilat ke E-131 C4H10 1,0846 C4H10 0,1510 C4H10O 4545,4500 C4H10O 4545,4500 Bottom C4H8O 232,7688 C4H10 0,9336 Total 4779,9014 Total 4779,9014

8. Kondensor (E-131)

Neraca Massa Kondensor (E-131) Masuk (kg/jam) Keluar(kg/jam)

D-130 E-131 ke F-132 C4H10 0,1510 C4H10 0,1510 C4H10O 4545,4500 C4H10O 4545,4500 Jumlah 4545,601 Jumlah 4545,601

9. Akumulator (F-132)

Neraca Massa Akumulator (F-132): Masuk Keluar D-130 E-131 ke F-132

C4H10 0,1510 C4H10 0,1510 C4H10O 4545,4500 C4H10O 4545,4500 Jumlah 4545,6010 Jumlah 4545,6010

10. Cooler (E-137)

Neraca Massa Cooler (E-137) Masuk Keluar D-130 E-137 ke F-138

C4H8O 232,7688 C4H8O 232,7688 C4H10 0,9336 C4H10 0,9336 Jumlah 233,7024 Jumlah 233,7024

I-43

BAB IV

NERACA PANAS

1. HEAT EXCHANGER (E-113)

Neraca Panas Heat Exchanger (E-113)

Panas masuk (kkal) Panas keluar (kkal)

H1 = 2225,0629

Q1 = 84761,8557

H2 = 82748,8258

Qloss = 4238,0928

Jumla = 86986,9186 Jumlah = 86986,9186

2. VAPORIZER (V-116)

IV-1

I-44

Neraca Panas Vaporizer (V-116)


H1 = 6262,7384

Q1 = 118483,3599

H2 = 118821,9303

Qloss = 5924,1680

Jumla = 124746,0983 Jumlah = 124746,0983

3. HEAT EXCANGER (E-119)

Neraca Panas Heat Exchanger ( E-119)


H1 = 118821,9303

Q1 = 308192,8103

H2 = 411604,5016

Qloss = 15409,6090

Jumla = 427014,1106 Jumlah = 427014,1106

I-45

4. REAKTOR (R-110)

Neraca Panas Reaktor (R-110)


H1 = 82748,8258

H2 = 411604,5016

Q1 = 2215,2255

H3 = 442038,0823

Q2 = 86403,1804

Qloss = 24841,1312

HR = - 56460,3725

Jumla = 496568,5529 Jumlah = 496568,5529

5. COOLER (E-122A)

I-46

Neraca Panas Cooler (E-122a)


H1 = 442038,0823

Q1 = -244653,567

H2 = 197384,5152

Jumla = 197384,5152 Jumlah = 197384,5152

6. KONDENSOR (E-122B)

Neraca Panas Kondensor ( E-122B)


H1 = 197384,5152

Q1 = -151727,579

H2 = 45656,9357

Jumlah = 45656,9357 Jumlah = 45656,9357

I-47

7. HEAT EXCHANGER (E-125)

Neraca Panas Heat Exchanger (E-125)


H1 = 44402,9911

Q1 = 65035,24592

H2 = 106186,4748

Qloss = 3251,7623

Jumlah = 109438,2370 Jumlah = 109438,2370

8. KOLOM DISTILASI (D-130)

KOLOM DISTILASI

HV

HD

HR

HB

HL

HF

Qloss

QR

I-48

Neraca Panas Kolom Distilasi (D-130)


H1 = 187274,182

Q1 = -182823,34

HD = 1711,5810

HB = 4204,2090

QC = -1687,4923

Qloss = 222,5420

Jumlah = 4450,8396 Jumlah = 4450.8396

9. COOLER (E-137)

Neraca Panas Cooler (E-137)


H1 = 180860,8716

Q1 = -164553,814

H2 = 16307,0577

Jumlah = 16307,0577 Jumlah = 16307,0577

I-49

BAB V

SPESIFIKASI PERALATAN

1. Tangki Penampung H2 (F-111)

Fungsi :Menampung feed hidrogen selama 30 hari

Type : Spercal strorage tank

Bahan konstruksi : Carbon Steel

Kapasitas : Gallon

Jumlah : 1 buah

Dimensi tangki :

- Diameter : 460,4112 in

- P design : 133,56 psig

- Tebal tangki : 0,9108 in

- Volume Tangki: 176988,4047 gallon

2. Exspander (N-112)

Fungsi :Menurunkan tekanan gas dari 10 atm menjadi 3,5 atm.

Type : Multi stage reciprocating exspander

Bahan konstruksi : Carbon Steel

Massa laju alir : 285,465 lb/j

Daya : 2 Hp

Jumlah : 1 buah

V-1

I-50

3. Heat Exchanger (H-113)

Fungsi : Memanaskan gas H2 sebelum masuk reaktor

dari suhu 30 oC menjadi 210 oC

Type : Horizontal shell and tube exchanger

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-240

Jumlah : 1 buah

Dimensi H.E :

- Type : 1 -2

- Bagian shell : IDs = 8 in

n’ = 1

B = 2 in

C’ = ¼ in

de = 0,95 in

Bagian tube : ¾ I OD BWG 12

Susunan segi empat

L = 16 ft

Nt = 20 buah

n = 4

PT = 1 in

a’ = 0,223 in2

a’’ = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in

I-51

4. Tangki Penampung Butiraldehida (F-114)

Fungsi :Menampung feed butiradehida selama 30 hari.

Type : Standard dishead tank

Bahan kontruksi : Carbon steel

Kapasitas : Gallon

Jumlah : 1 buah

Dimensi tangki :

- Diameter tangki :840 in

- Tebal tutup : 13/16 in

- Tinggi silinder : 648 in

- Tebal silinder : ½ in

5. Pompa (L-115A)

Fungsi : Mengalirkan butiraldehida dari tangki penyimpan (F-114)

menuju vaporizer (V-116)

Type : Centrifugal pump

Bahan konstruksi : Commercial steel

Kapasitas : 4910,2141 Kg/j

Daya : 1 Hp

Jumlah : 1 buah

I-52

6. Pompa (L-115B)

Fungsi :Mengalirkan butiraldehida dari flash drum (H -117)

menuju vaporizer (V-116).




Daya : 1 Hp

Jumlah : 1 buah

7. Vaporizer (V- 116)

Fungsi : Menguapkan butiraldehida sebelum masuk reaktor pada

suhu 90 oC

Type : Horisontal shell and tube exchanger

Bahan konstruksi : Carbon steel

Jumlah : 1 buah

Dimensi Vaporizer :

-Type : 1-2


n’ = 1

B = 2 in

C’ = ¼ in

de = 0,95 in

- Bagian tube : ¾ in OD BWG 12

I-53

l = 16 ft

Nt = 20 buah

n = 4

PT = 1 in

a’ = 0,223 in2

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in

8. Flash Drum(H-117)

Fungsi :Memisahkan butiraldehida uap dan butiraldehida cairan

yang keluar dari vaporizer.

Type : Tangki berbentuk silinder tegak

Tekanan : 1 atm

Kapasitas : 34,0305 Kgmol/j

Jumlah : 1 buah

Dimensi flash drum :

- Diameter luar : 168 in

- Diameter dalam : 167,625 in

- Tinggi tutup : 21, 1112 in

- Tebal tutup : ¼ in

- Tebal shell : 3/16 in

- Tinggi silinder : 394,2 in

I-54

9. Compresor (G-118)

Fungsi :Menaikkan tekanan uap butiraldehida dari Flash Drum

(H-117) dari tekanan 1 atm menjadi 3,5 atm.

Type : Multi stage reciprocating compressor


Kapasitas : 17,0966 ft3/menit

Daya : 3 Hp

Jumlah : 1 buah

10. Heat Exchanger(E-119)

Fungsi :Memanaskan uap butiraldehida sebelum masuk Reaktor

dari suhu 90oC menjadi 210oC.



Jumlah : 1 buah

Dimensi H.E :

- Type : 1 -2


n’ = 1

B = 2 in

C’ = ¼ in

de = 0,95 in

I-55


Susunan segi empat

l = 16 ft

NT = 32 buah

n = 1

PT = 1 in

a’ = 0,223 in2

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in


Fungsi :Menurunkan tekanan gas dari 3,5 atm menjadi 1, 5 atm.



Massa lajur alir : 10582, 82 lb/j

Daya : 1 Hp

Jumlah : 1buah

12. Cooler (E-122A)

Fungsi :Menurunkan suhu uap campuran keluar reaktor dari

210 oC menjadi 120 oC dengan menggunakan dowterm A.

Type : Horizontal shell and tube Exchanger


I-56

Jumlah : 1 buah

Dimensi Cooler :

- Type : 1 -2


n’ = 1

B = 2 in

C’ = ¼ in

de = 0,95 in


Susunan segi empat :

l = 16 ft

Nt = 32 buah

n = 1

Pt = 1 in

a’ = 0,223 in2

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in

13. Condensor (F-122B)

Fungsi : Mengkondensasikan uap campuran keluar dari cooler (E-

122A) menjadi liquida dengan dowterm A.



I-57

Jumlah : 1 buah

Dimensi Condensor :

- Type : 1 -2


n’ = 1

B = 2 in

C’ = ¼ in

de = 0,95 in



l = 16 ft

Nt = 32 buah

n = 1

Pt = 1 in

a’ = 0,223 in2

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in

14. Flash Drum (M-120)

Fungsi :Memisahkan antara fase gas dengan liquida yang keluar

dari condensor.

Type : Tangki berbentuk silinder tegak


I-58

Kapasitas : 4078,36 ft3

Jumlah : 1 buah

Dimensi flash drum :




- Tebal silinder : 3/16 in

- Tinggi tutup : 27,0175 in



Fungsi :Merecycle gas H2 dari Flash Drum (H-120) menuju heat

exchanger dari tekanan 1,5 atm menjadi 3,5 atm

Type : Centrifugal compresor



Daya : 1 Hp

Jumlah : 1 buah

16. Pompa (L-124)

Fungsi :Mengalirkan liquida yang keluar dari Flash Drum (H-120)

menuju kolom distilasi (D-130)


I-59



Daya : 1 Hp

Jumlah : 1 buah


Fungsi :Memanaskan liquida campuran sebelum masuk kolom

destilasi (D-130) dari suhu 50 oC menjadi 80,8 oC.


Bahan konstruksi : carbon steel

Jumlah : 1 buah

Dimensi H.E :

- Type : 1 -2

- Bagian shell : - IDs = 8 in

- n’ = 1

- B = 2 in

- C’ = ¼ in

- de = 0,95 in


Susunan segi empat

l = 16 ft

Nt = 20 buah

n = 4

I-60

PT = 1 in

a’ = 0,223 in2

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in

18. Condensor (E-131)

Fungsi : Mengembunkan uap campuran yang keluar dari kolom

Destilasi (D-130) menjadi distilat..



Jumlah : 1 buah

Dimensi Condensor :

- Type : 1 -2


n’ = 1

B = 8 in

C’ = ¼ in

de = 0,95 in



l = 16 ft

Nt = 20 buah

n = 4

Pt = 1 in

I-61

a’ = 0,223 in2

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in


Fungsi : Menampung sementara hasil distilat yang keluar dari

kolom destilasi (D-130) selama 600 detik.

Type : Horisontal tank



Jumlah : 1 buah

Dimensi akumulator :

Diameter dalam : 29,844 in

Tebal silinder : 3/16 in

Tebal tutup : 3/16 in

Panjang silinder : 90 in

20. Pompa (L-133)

Fungsi :Mengalirkan liquida hasil distilasi dari akumulator menuju

storage.




I-62

Daya : 1 Hp

Jumlah : 1 buah

21. Tangki Penampung Butanol (F-134)

Fungsi :Menampug butanol selama 30 hari


Kapasitas : Gallon

Jumlah : 1 buah

Dimensi tangki :






22. Reboiler (E-135)

Fungsi :Menguapkan kembali sebagian liquida campuran yang

keluar dari atas kolom destilasi.

Type : Shell and tube


Jumlah : 1 buah

Dimensi reboiler :

- Type : 1 -2

I-63

- Bagian shell : - ID = 10 in

- n = 1 in

- B = 3 in

- C’ = 0,31 in

-de = 1,23 in

- Bagian tube : 1 ¼ in OD BWG 16

Susunan segi empat

l = 16 ft

Nt = 12 buah

n = 2

PT = 1,56 in

a’ = 0,985 in2

a” = 0,3271 ft2/ft

di = 1,12 in

23. Pompa (L-136)

Fungsi :Mengalirkan liquida yang keluar dari Flash drum ( H-120)

menuju Kolom destilasi




Daya : 1 Hp

Jumlah : 1 buah

I-64

24. Cooler (E-137)

Fungsi :Menurunkan temperatur yang keluar dari reboiler (E-135)

dari 117,687 oC menjadi 35 oC dengan menggunakan

dowterm A.



Jumlah : 1 buah

Dimensi Cooler :

- Type : 1 - 2


n’ = 1

B = 3 in

C’ = ¼ in

de = 0,95 in



l = 16 ft

Nt = 68 buah

n = 4

Pt = 1 in

a’ = 0,223 in2

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in

I-65

25. Tangki Penampung Butiraldehida (F-138)

Fungsi :Menampung butiraldehida selama 30 hari



Kapasitas : Gallon

Jumlah : 1 buah

Dimensi tangki :






I-66

BAB VI

PERANCANGAN ALAT UTAMA

Nama alat : Kolom Distilasi

Kode : D-130

Fungsi : Memisahkan Butanol sebagai produk utama dengan komponen-

komponen berdasarkan perbedaan titik didih.

Tipe : Sieve Tray

Data perancangan :

1. Feed masuk pada suhu 116,645 oC

Rate : 4787,5536 kg mol/jam

XF : 0,0467

2. Destilat Produk masuk pada suhu 61,4271 oC = 347,34 K

Rate : 4545,6084 kgmol/jam

XD : 1,000

3. Bottom produk pada suhu 117,687 oC

Rate : 241,9452 kg/jam = 3,3603 kgmol/j

XB : 0,9533

4. Perencanaan kolom distilasi

Dari perhitungan neraca panas diperoleh :

R= 1,5

1RmXD = 0,4

VI-1

I-67

Dari Fig 11,7-3 Erbar Maddox Correlation, Geankoplis, Hal 687-688

Di peroleh :

actNmNm = 0,63

Menentukan jumlah plate minimum (Nm) menggunakan Metode Fenske

(Pers, 11.7-12, Geankoplis Hal 683)

Nm =

).log()./.)(./.log

vWXXDXX

L

LwHwHdLD

Relatif volatility () dari light key di hitung dari temperatur buble point

dan buble point bottom dimana :

LK = (D . B)1/2

= 3,3241

Nm = 3241,3log

)0467,0/.953,0)(0001,0/000,1log

= 5,517 6 buah

Jumlah plate aktual ditentukan dengan Gilian Correlation antara plate

aktual dengan refluks minimum dan plate teoritis sehingga :

Nact = 63,0

Nm

Nact = 63,06 = 9,532 10 buah

Menentukan letak umpan masuk menggunakan Metode Kirk Bride’s

(Persamaan 11.7-12, Geankpolis, Hal 687)

NsNe = 2,228

I-68

Ne + Ns = 10

2,228 Ns + Ns = 10

Ns = 3,097 4

Ne + 4 = 10

Ne = 6

Jadi feed masuk pada plate ke 4 dari atas dan ke 6 dari bawah

Jumlah tray teoritis = 10 tray

Direncanakan refluks rasio = 1,5 Rm

Rm = 1,5

R = 2,25

Menghitung kecepatan aliran liquid dan uap :

Aliran liquid untuk refluks (L)

R = Lo/D

Lo = R x D

= 2,25 x 3,0207

= 6,7966 kmol/j

Aliran uap masuk kondesor (V)

V = (R + 1 ) D

= (2,25 + 1) 3,0207

= 9,8172 kmol/jam

Aliran liquid masuk reboiler (L’)

L’ = Lo + ( q x F)

= 6,7966 + ( 1 x 4787,5537)

I-69

= 4794,3503 kmol/j

Aliran uap keluar reboiler (V’)

V’ = V + F ( q – 1)

= 9,8172

= 4797,3709 kmol/j

Enriching :

V = 9,8172 kgmol/j

L = 40,0985 kgmol/j

Exchausting :

V’ = 9,8172 kgmol/ j

L’ = 4794,3503 kgmol/j

Jumlah tray teoritis = 10 buah

Dimana : XF = 0.94 YD = 0,998

XD = 1,000 YB = 0,942

XB = 0,953 YF = 0,937

Perhitungan :

1. Menentukan BM campuran

Enriching

a. Bagian atas

BM liquid = XD.BM1 C4H8O + (1-XD).BM H2O

= 1,00 .72 + (1-1,00) x 18

= 72 lb/lbmol

BM uap = YD.BM1 C4H8O + (1-YD). BM H2O

I-70

= 0,998. 72 + (1- 0,998) x 18

= 71,9 lb/lbmol

b. Bagian bawah

BM liquid = XF.BM1 C4H8O + (1-XF).BM H2O = 0,94.72 + (1- 0,94) x18

= 68,76 lb/lbmol

BM uap = YF.BM1 C4H8O + (1-YF). BM H2O

= 0,937 .72 + (1- 0,937) x 18

= 68,6 lb/lbmol

Exchausting

a. Bagian atas

BM liquid = XF.BM1 C4H8O + (1-XF).BM H2O

= 0,94.72 + (1- 0,94) x18

= 68,76 lb/lbmol

BM uap = YF.BM1 C4H8O + (1-YF). BM H2O

= 0,937 .72 + (1- 0,937) x 18

= 68,6 lb/lbmol

b. Bagian bawah

BM liquid = XB.BM1 C4H8O + (1-XB).BM H2O

= 0,953.72 + (1- 0,953) x18

= 69,46 lb/lbmol

BM uap = YB.BM1 C4H8O + (1-YB). BM H2O

= 0,942 .72 + (1- 0,942) x 18

= 68,86 lb/lbmol

I-71

2. Perhitungan Beban Kolom Distilasi

Perhitungan beban destilasi dapat dilihat pada tabel 6.1 :

Tabel 6.1. Perhitungan Rate Uap Dan Rate Liquid

Komponen Rate uap Rate liquid

lbmol/j BM Lb/j lbmol/j BM lb/j

Enriching

B. Atas 95,062 71,9 6834,95 88,402 72 6339,02

B.bawah 95,062 68,6 6521,25 231,034 68,76 15885,9

Exchausthing

B. Atas 95,062 68,6 6521,25 88,402 71,9 6330,21

B.bawah 95,062 68,86 6545,96 231,034 69,46 16047,62

Beban terbesar :

Uap(V) = 6834,95 lb/j ; BM uap = 71,9

Liquid(L) = 16047,62 lb/j ; BM liquid = 69,46

3. Perhitungan Densitas Campuran

a. Densitas Uap (v)

Persamaan yang digunakan :

v = PoTVo

PToBMv.1.

1..

= x138 386,x 366

1x 273,15x 71,9

= 0,138 lb/ft3

I-72

b. Densitas campuran gas diabaikan karena harganya terlalu kecil

Densitaa liquid (l)

Komponen M(kg/jam) XI XI.

C4H10O 4545.4574 0,999 860 859,14

C4H8 0,1510 0,001 900 0,9

4545,6084 1,000 860,04

L = 860,04 kg/m3 = 53,7 lb/ft3 = 0,123 mol/cm3

4. Menentukan Diameter dan Tray spacing

Surface tension () dengan menggunakan Pers 3-152, Perry Hal , 3-288

1/4 = i (L . Xi - v . Yi)

Dari Tabel 3- 343, Perry, Hal 3-288 di peroleh :

- C4H10O = [P] = 171,9

- C4H8 = [P] = 211,7

BM uap = 71,9

BM liquid = 69,46

L = 53,7 lb/ft3

v = 0,094 lb/ft3

Densitas campuran gas di abaikan karena harganya terlalu kecil

Komponen M(kg/jam) XI [PI] XI.[PI]

C4H10O 4545.4574 0,999 171,9 171,7281

C4H8 0,1510 0,001 211,7 0,2117

4545,6084 1,000 171,9398

I-73

Maka :

1/4 = XI [PI] L

1/4 = 171,94 x 0,123

= 21,14 dyne/cm

5. Menentukan Diameter dan Tray spacing kolom Destilasi

Data perancangan :

V = 6834,95 lb/j

L = 16047,62 lb/j

L = 53,7 lb/ft3

v = 0,094 lb/ft3

= 0,8 dyne/cm

Harga : Shell = $ 2,8/ ft 2

Tray = $ 0,79/ft2

Down Comer = $ 0,5 /ft2


G = C x )( vv L

d = G

Vm13,1

Dimana :

Vm = 1,3 .V = 1,3 x 8634,95,= 8885,435 lb/j

C = Konstanta ( Gb. 8-38, Ludwig Hal. 56)

Harga shell = (.d.T / 12) x harga Shell

Harga tray = (1 – 0,05) /4 x d2 x harga tray

I-74

Harga down comer = 60% x d x T/12 x harga down comer

Dengan persamaan diatas dapat dihitung diameter dan tray spacing yang

kolom nominal perhitungan dapat dilihat pada tabel 6.2:

Tabel 6.2. Perhitungan Diameter Dan Tray Spacing Kolom Yang Optimal T

(In) C G

d

(ft)

Harga Total

Shell Tray Down Comer

10 155 421,40 5,18 37,97 15,81 1,35 55,13

12 270 734,06 3,93 34,57 9,10 1,17 44,84

15 410 1114,68 3,19 35,07 5,99 1,19 42,25

18 515 1400,15 2,84 34,47 4,75 1,27 40,49

20 580 1576,87 2,68 39,30 4,23 1,34 44,87

24 650 1767,18 2,53 44,51 3,77 1,51 49,79

30 700 1903,11 2,44 53,65 3,50 1,83 58,98

Dari tabel diatas dipilih harga yang paling kecil, yaitu :

T = 18 in

d = 2,84 ft 3 ft = 36 in

6. Menentukan Tipe Tray

Dari perhitungan didapatkan :

L = 37,26 gpm

Berdasarkan Gb.8.63 Ludwig Hal.96, maka tipe aliran adalah reverse flow.

7. Pengecekan Terhadap Liquid Head


hd = 0,03 inAp

Q1

100max

I-75

Qmax = 1,3. L = 1,3 x 37,26 gpm = 48,43 gpm

Qmin = 0,7. L = 0,7 x 37,26 gpm = 26,08 gpm

Lw/d = % x d

howmax = 3/2

.98,2max x

LwQ

howmin = 3/2

.98,2min x

LwQ

hw = 1,5 in- 1,5 in

hlmax = hw + howmin

hlmin = hw + howmin

d = 2,84 ft = 34,08 in

Dari persamaan diatas dapat ditentukan optimasi Lw/d, perhitungannya

dapat dilihat pada tabel 6-3.optimasi nilai Lw/d

I-76

Lw/d 0,55 0,60 0,65 0,70 0,75 0,80 0,85

Lw 18,74 20,44 2,15 23,85 25,56 27,26 28,96

howmax 0,9 0,85 0,81 0,77 0,73 0,70 0,68

howmin 0,6 0,56 0,53 0,51 0,48 0,46 0,45

Hw 1,5 1,5 1,5 1,5 1,5 1,5 1,5

2 2 2 2 2 2

hlmax 2,4 2.35 2,31 2,27 2,23 2,2 2,18

2,85 2,81 2,77 2,73 2,7 2,68

hlmin 2,1 2,06 2,03 2,01 1,98 1,96 1,95

2,56 2,53 2,51 2,48 2,46 2,45

Perhitungan :

Lw/d = 85 % dari Gambar 8.48 Ludwig , Hal 77 di peroleh :

Ad = 18 % At

= 0,18 x (π/4) x d2

Ad = 0,18 x (π/4) x 2,842

= 1,14 ft2

Haraga Adc = 144

Lwxhc

Dimana hc = hw – ¼ in

Harga hw = 1,5 in hc = 1,5 – 0,25 = 1,25 in

Adc = 144

25,196,28 x = 0,251 ft2

I-77

Untuk hw = 2 in hc = 2 – 0,25 = 1,75 in

Adc = 144

75,196,28 x = 0,351 ft2

Harga Ap

Untuk hw = 1,5 in di dapat Adc = 0,251 ft2 atau Ap = 0,351 ft2

hd = 0,03 x

Ap

Q100

max

= 2

251,010043,48

x

= 0,11 in (memenuhi)

Untuk hw = 2 in didapatkan Adc = 0,351 ft2

hd = 2

3511,010043,48

x

= 0,05 in

8. Pengecekan Harga Tray Spacing

5,0hwThb

Data perancangan :

Lw/d = 85%

d = 2,84 ft = 30,08 in

T = 18 in

Susunan lubang segitiga

Aa = 2 [ x ( r2 – x2)½ + r2 sin-1 x/r]

Dimana :

r = 122Wwd

I-78

= 122

284,2

= 1,25 ft

x = tWsWdd122

= 12

38284,2

= 0,5 ft

Wd = 23,5 % x d (Fig, 8.48 Ludwig, hal 77)

= 0,235 x 2,84 x 12 = 8 in

Ww = 3 – 4 in, diambil 2 in

Ws = 3 in karena d < 5 ft

Aa = 2{

rxx rxr sin 1222 .)( }

Aa =

/18025,1/5,01sin2)25,1(2/1)25,0225,1(5,

= 2,43 ft2

Ac = At – Ad

= (π/4) x d2 – 1,14

= (3,14/4).2,842 - 1,14

= 5,194 ft2

Uo = Vmax / Ao

hp = 12

22

125,14,0.2

14.1c

o

c

oo

AA

AA

gcUv

I-79

hr = 31,2 /L = 31,2 /53,7 = 0,581

ht = hp + hr + hl = 4,495 +0,581 + 2,18 = 7,256

hb = hl + ht + hd = 2,18 +7,256 +0,11 = 9,446

Tabel 6.4. Optimasi Tray spacing n 2,5 3 3,5 4

Aa 2,43 2,43 2,43 2,43

Ao 0,352 0,244 0,180 0,137

Ac 5,194 5,194 5,194 5,194

Uo 75,889 108,036 146,45 192,416

Hp 4,495 9,423 17,385 30,089

Hr 0,581 0,581 0,581 0,581

n 2,5 3 3,5 4

Hl 2,18 2,18 2,18 2,18

Ht 7,256 12,184 20,146 32,85

Hd 0,11 0,11 0,11 0,11

Hb 9,546 14,474 22,436 35,14

T 12,819 20,211 32,154 51,21

Jika T = 18 in berarti sudah memadai untuk n = 2,5

9. Stabilitas Tray Dan Weeping

Ketentuan : hpm > hpw

hpm : pressure drop dengan rate uap minimum pada plate kering

hpw : pressure drop = 0,2 + 0,005 hl

hpm = 12

22

125,14,0.2

14.1c

o

c

o

AA

AA

gcUov

I-80

hpm = 12

22

194,5352,01

194,5352,025,14,0

2,322889,7414.1

xv

= 1,303 in

hpw = 0,2 + ( 0,05 x 2,18)

= 0,309 in hpm > hpw, stabilitas tray sudah memadai

10. Entraiment

Syarat tidak terjadi Entraiment : ( eo/e) 1

Dimana :

eo = 0,1

E = 0,22 (73/σ) (Uc/Tc)3,2 = 230,737

Uc =Ac

Vmax Uc = 889,74352,0361,263,1

Ac

V

Teff = T – 2,5 hl = 18 – (2,5 x 2, 18)

= 12,55 in

Kesimpulan : terjadi entrainment

11. Pelepasan Uap Dalam Down Comer

Syarat pelepasan uap di dalam downcomer di anggap sempurna apabila

: Wl/Wd ≤ 0,6

Dimana :

Wl = 0,8 (how x (T + hw – hb)) ½

Wd = 8 in

Wl = 0,8 [0,68 x (18 + 1,5 – 9,546)] ½

= 2,081 in

I-81

Maka :

Wl/Wd = 2,081 / 8 = 0,26

Wl /Wd = 0,6 pelepasan uap dalam downcomer sudah sempurna

12. Menghitung Dimensi Kolom Destilasi

Tinggi kolom (H) = [ ( n – 1) x T ] + tinggi ruang atas + tinggi ruang

bawah.

a. Menetukan tebal shell

Kondisi Operasi :

- Tekanan operasi = 1 atm = 14,7 psia

- Tekanan design = 1,2 x 14,7 = 17,64 psia = 2,94 psig

Direncanakan :

Bahan kontruksi adalah high alloy steel SA 240 grade M type 316

dengan f = 17500 lb/in2 (App D , Brownell & Young, Hal 342)

Faktor korosi (C) = 1/16

Jenis pengelasan double welded butt join (E) = 0,8

Dengan menggunakan Persm. 3-6 Brownell &Young, hal 4 didapat

hubungan sebagai berikut :

ts = CpifE

dipi

).6,0(2`.

ts = "16/1)94,26,08,017500(2

3694,2

xxx

= 1,06/16 in 3/16 in

I-82

Standarisasi (Tabel 4.7, Brownell & Young Hal , 89)

do = di + 2 ts

= 36 + 2 ( 3/16) = 36,375 in

dibaru = do – ts

= 38 – 2(3/16)

= 37, 625 in

b. Menentukan Tebal Tutup

Direncanakan tutup atas dan bawah berbentuk standard dishead

tha = CPiEfxrxPi

.1,0.

885,0

tha = "16/194,21,08,017500

625,3794,2885,0

xxxx

= 1,11/16 in 3/16 in

Dari Fig 5.8, Brownell & Young, Hal 87, diperoleh gambar tutup

atas standart dishead.

Gambar 6.1. Penampang tutup atas Destilasi

I-83

c. Menetukan Tinggi Tutup

Tutup atas dan bawah adalah standart dishead.

AB = (di/2) – icr

BC = r – icr

a = di/2

b = r – [ BC)2 – (AB)2 ]0,5

AC = [ (BC)2 – (AB)2]0,5

OA = tha + b + sf

Dimana :

di = diameter dalam distilasi = 37,625 in

tha = tebal tutup distilasi = 0,1875 in

r = Crown radius = 38 in

sf = 1,5 – 2 in, diambil 2 in

Maka :

AB = 16,4375 in

BC = 35,625 in

a = 18,8125

b = 6,3938 in

AC = 31,6061 in

OA = 8,5825 in

Jadi tinggi tutup = 8,5825 in = 0,7152 ft = 23, 5 ft.

I-84

13. Menentukan Ukuran Nozzle

a. Noszzle feed masuk

Rate masuk = 4787,5536 kg/j

= 10554,8041 lb/j

Densitas liquid campuran (ρL) : = 56,381 lb/ft3

Viskositas liquid campuran (L) = 1,6872 cp = 0,00113 lb/ft s

Rate volumetrik = ik

jamxmL det3600

1

Rate volumetrik = ik

jamxftlb

jlbdet3600

1/831,56

/8041,105543

= 0,052 ft3/dt

Asumsi : Aliran turbulen

Dari Persamaan 15, Peter & Timmerhaus, Hal 496 diperoleh :

Di opt = 3,9 (q)0,45 ( L)0,13

= 3,9 ( 0,052) 0,45 ( 56,831)0,13

= 1,7414 in

Dipilih pipa standart (App A. 5-1, Geankoplis, Hal 892) di peroleh :

Dnom = 2 in

OD = 2, 375 in

Sch = 40

ID = 2,067 in

Checing asumsi :

NRe =

VxID

I-85

Dimana laju alir liquida (V) = q/A

V = 2

3

)12/607,2)4/(/052,0

xdtft

= 2,2314 ft/dt

NRe = 00113,0

381,562314,2)067,2( xx

= 19177,4558 > 2100 (memenuhi).

a. Noszzle Uap Keluar Top Kolom


= 10021,4043 lb/j

Densitas liquid campuran (ρL) =56,381 lb/ft3


Rate volumetrik (ql) = m/ ρL

= 10021,4043 lb/j / 56,831 lb/ft3

= 0,00537 ft3/dtk

Asumsi : aliran turbulen

Dari Persamaan Peter & Timmerhaus Ed.4 Hal. 496 didapatkan hub :

Di opt = 3,9 x (q)0,45 x (ρL )0,13

= 3,9 x (0,0537)0,45 . (56,831) 0,13

= 1,7668 in

Jika digunakan standar (APP. A 5-1 Geankoplis Hal. 892), diperoleh

Dnom = 2 in

OD = 2,375 in

Sch = 40 ST 405

I-86

ID = 2,067 in

Cheking asumsi :

NRe =

..VID

Dimana :

V = laju aliran fluida ( q/A)

V = 2

3

)12/607,2()4/(/0537,0

xdtft

= 2,304 ft/dtk

Maka :

NRe = )(21004063,1980100113,0

381,56304,2)12/067,2( memenuhixx

b. Noszzle Refluks Kondensor


= 10021,4043 lb/j

Densitas liquid campuran (ρL) = 56,381 lb/ft3


Rate volumetrik (qL) = m/ ρL

= 10021,4043 lb/j / 56,831 lb/ft3

= 0,00537 ft3/dtk


Dari Persamaan 15, Peter and Timmerhaus Ed.4 Hal, 496 didapatkan hub :

Di opt = 3,9 x (q)0,45 x (ρL )0,13

= 3,9 x (0,0537)0,45 . (56,831) 0,13

I-87

= 1,7668 in


Dnom = 2 in

OD = 2,375 in

Sch = 40 ST 405

ID = 2,067 in

Cheking asumsi :

NRe =

..VID

Dimana :

V = Laju aliran fluida ( q/A)

V = 2

3

)12/607,2()4/(/0537,0

xdtft

= 2,304 ft/dtk

Maka :

NRe = )(21004063,1980100113,0

381,56304,2)12/067,2( memenuhixx

c. Nozzle Liquida Keluar Bottom kolom


= 533,4006 lb/j



Rate volumetrik (qL) = ik

jamxmL det3600

1

I-88

= ik

jamxftlb

jlbdet3600

1/2876,55

/4006,5332

= 0,0026 ft3/dtk


Dari Persamaan 15 Peter and Timmerhaus Ed.4 Hal.496 didapatkan hub :

Di opt = 3,9 x (q)0,45 x (ρL )0,13

= 3,9 x (0,0026)0,45 . (55,2876) 0,13

= 0,4511 in


Dnom = 1 in

OD = 1,315 in

Sch = 40 ST 405

ID = 1,049 in

Cheking asumsi :

NRe = ..VID

Dimana :


V = 2

3

)12/049,1()4/(/0026,0

xdtft

= 0,4332 ft/dtk

Maka :

NRe = )(21008742,220300095,0

2876,554332.0)12/049,1( memenuhixx

I-89

d. Noszzle Uap Reboiler


= 533,4006 lb/j

= 0,814 lb/dtk



Rate volumetrik (qL) = m/ ρL x 1 jam/3600 detik

= 533,4006 lb/j / 55,2876 lb/ft3

= 0,0026 ft3/dtk


Dari Persamaan 15 Peter and Timmerhaus Ed.4 Hal.496 didapatkan hub :

Di opt = 3,9 x (q)0,45 x (ρL )0,13

= 3,9 x (0,0026)0,45 . (55,2876) 0,13

= 0,4511 in


Dnom = 1 in

OD = 1,315 in

Sch = 40 ST 405

ID = 1,049 in

Cheking asumsi :

NRe = ..VID

I-90

Dimana :


V = 2

3

)12/049,1()4/(/0026,0

xdtft

= 0,4332 ft/dtk

Maka :

NRe = )(21008742,220300095,0

2876,554332.0)12/049,1( memenuhixx

14. Sambung Tutup Dengan Shell Dan Antar Shell

Untuk mempermudah pemeliharaan dan perbaikan kolom distilasi,

maka tutup menara dihubungkan dengan shell, dan hubungan shell adalah

dengan menggunakan sistem flange dan bolting.

Data-data :

1. Flange

Bahan : Carbon steel SA-201 grade B ( App.B & Y Hal. 251)

Tensile strength minimum : 60000 psia

Allowable Stress : 15.000 psi

Type Flange : Optional type flange

2. Bolting

Bahan : Carbon steel SA-201 grade B ( App.B & Y Hal. 251)

Tensile strength minimum : 60000 psia

Allowable Stress : 15.000 psi

Type Flange : Optional type flange

I-91

3. Gasket

Bahan : Asbestos ( Gbr. 12.11 Brownell & Young, Hal.228)

Tebal :1/8 in = 0,055 in

Gasket faktor (m) : 2 ,00 in

Minimum design seating Stress (y) : 1.600 psia

P (tekanan) : 2,94 psia

1. Penentuan Lebar Gasket

Dari Persamaan 12.2, Brownell &Young, Hal 226, diperole :

Dengan menggunakan Pers. 12-2 Brownell & Young yaitu :

dido =

5,0

)1(

mPypmy

Dimana :

do = Diameter luar gasket

di = Diameter dalam gasket

p = Tekanan design = 2,94 psia

m = Gasket factor = 2,00

y = Yield stress = 1600

)100,2(2941600)00,294,2(1600

x

dido

= 1,0009

do = di x 1,0009

= 37,625 x 1,009

I-92

= 37,6588 in

Lebar gasket minimum = (n)

2

dido = 2

625,376588,37

= 0,0169 in

Diambil lebar gasket (n) = 0, 5 in

Diameter rata – rata gasket (G) = di + lebar gasket

= 37,625 + 0, 5 in = 38,125 in

2. Menentukan Jumlah Dan Ukuran Baut

a. Perhitungan beban gasket

Dari Pers. 12-88 Brownell &Young Hal 240 yaitu :

Wm2 = Hy = b x x G x y

Dimana :

b = lebar efektif gasket

y = yield

G = diameter rata-rata gasket = 38, 125 in

Dari Fig 12.12, Brownell & Young , Hal 229

Lebar seating gasket (bo)

bo = n / 2

= 0,5/2 = 0,25 in

Untuk bo 0,25, maka b = bo

Sehingga :

Wm2 = Hy = x b x G x y

I-93

= x 0,25 x 38,125 x 1600

= 47909,2887 ln

Beban karena tekanan dalam (H)

H = ¼ x G2 x P………… (Pers, 12,89, Brownell & Young, Hal 240)

= ¼ x ( 38, 125)2 x 2.94

= 33356,2701 lb

Beban agar baut tidak bocor (Hp)

Hp = 2 x bo x x G x m x P.. (Pers 12.90 Brownell &Young,Hal 240)

= 2 x 0,25 x x 38,125 x 2,00 x 2,94

Hp = 352,1332 lb

Total beban operasi (Wm1)

Wm1 = H + Hp

= 3356,2701 + 352,1332

= 3708,4033 lb

Jadi Wm2 > Wm1, sehingga yang mengontrol adalah Wm2

Perhitungan luas minimum Bolting Area

Dari Pers.12-92 Brownell &Young Hal.240 yaitu :

Am2 = WM1 / fb

= 47909,2887 / 15000

= 3,1945 in2

Perhitungan luas Optimum Bolting (baut) area

Dari Tabel 10.4 Brownell &Young, Hal.188 dicoba ukuran baut ¾

in, maka didapatkan root area = 0,302 in.

I-94

Maka jumlah botling minimum :

= 302,0

1945,31 arearoot

Am

= 10,5778 buah 11 buah

Dari Tabel 10.4 Brownell & Young, Hal 188 diperoleh :

Ukuran nominal baut = ¾ in

Root area (A) = 0,302 in2

Minimal radial distance (R) = 1 1/8 in

Bolt spacing = 3 in

Jarak radial minimum (R) = 1 1/8 in =1,125 in

Bolt area diameter (C)

Di shell = 37,625 in

C = di shell = 3/16 in

Sehingga :

Bolting circle diameter (C) :

C = ID shell + 2 (1,4159.go + R)

= 37,625 + 2( 1,415 x 3/16 + 1 1/8)

= 40,406 in

Diameter luar flange :

do = bolt area diameter + 2 E

= C + 2E

= 40,406 + 2(13/16)

= 42,031 in

I-95

Checking lebar gasket :

Ab aktual = jumlah bolt x root area

= 11 x 0,302

= 3,322 in2

Lebar gasket minimum = Ab aktual x Gy

f...2

= 3,322 x 125,3816002

15000xxx

= 0,13 in < 0,25 in (memenuhi)

Perhitungan Moment

Untuk keadaan bolting up (tanpa tekanan dalam), maka :

Dari Pers. 12-94 Brownell &Young Hal.242 yaitu :

W =2

/)( faAmAb

= 15000.2

1945,3322,3( =

= 48873,75 lb

Jarak radial dari beban gasket yang bereaksi terhadap bot circle

(hG)

hG = 0,5 (C-G)….(Pers 12.101, Brownell & Young, Hal 242)

= 0,5 ( 40,406 – 38,125)

= 2,281 in

Moment flange (Ma):

Ma = W x hG

= 488773,75 x 2,281

I-96

= 111481,0238 in-lb

Beban dalam keadaan operasi (HD) :

HD = 0,785 x B2 x P (Pers 12.98, Brownell & Young , Hal 242)

Dimana :

B = do shell = 38 in

P = Tekanan operasi = 2,94 psia

Maka :

HD = 0,78 x 382 x 2,94

= 3332,6076 lb

Jika jari-jari dari bolt circle pada HD ( hD)

hD = 0,5 ( C- B)

= 0,5 ( 40,406 – 30)

= 1,203 in

Moment Komponen MD :

MD = HD x hD = 3332, 6076 x 1,203 = 4009,1269 in-lb

Perbedaan antara beban baut flange dengan gaya hidrostatis total

(HG)

Hg = W-H = Wm1 – H… …..(Pers 12.9, Brownell & Young,

Hal 242)

= 3708,4033 – 33356,2701

= 352,1332 lb

Moment Komponen (MG)

Mg = HG x hG = 352,1332 x 2,281 = 803,2162 in-lb

I-97

Perbedaan antara gaya hidrostatik total dengan gaya hidrostatik

dalam area flange :

HT = H – HD…….(Per.12.97,Brownell & Young,Hal 242)

= 3356,2701 – 3332,6076

= 23,6625 lb

HT = 0,5 (HD – hG )………. (Pers 12.102 B & Y , Hal 242)

= 0,5 ( 1,203 + 2,281)

= 1,742 in

Moment Komponen (MT)

MT = HT x hT = 23,6625 x 1,742 = 41,22 in-lb

Total Moment pada keadaan operasi (Mo) :

Mo = MD + MG + MT

= 4009,1269 + 803,2162 + 41,22

= 4853,5631 in-lb

Karena Ma > Mo, jadi Mmax yang dipakai adalh Ma = 111481,0238 in lb

Perhitungan Tebal Flange.

Dari pers. 12-85 B&Y hal.239 yaitu :

5,0max

fbMYt

Dimana :

f = Stress yang diijinkan untuk bahan flange = 15000 psia

B = Diameter luar reactor = 38 in

A = Diameter luar flange = 42,031 in

I-98

Dengan harga :

k = inBA 106,1

38031,42

Dengan menggunakan Gbr.12-22 B &Y Hal.238, untuk y =18

sehingga :

5,0

38150000238,11148118

xxtf = 1,8762 2 in

Jdi digunakan tebal flange = 2 in

Dari hasil perhitungan diatas dapat disimpulkan :

a. Flange

Bahan : Carbon steel SA 201 grade B

Stress : 15000 psi

Tebal : 1, 8762 in = 2 in

OD : 42, 031 in2

Type : Optional type flange

b. Bolting

Bahan : Carbon steel SA 201 grade B

Ukuran : ¾ in

Jumlah : 11 buah

Bolting area diameter (C) ; 40, 406 in

Edge distance (E) : 13/16 in

Minimum radial (R) : 1 1/8 in

I-99

c. Gasket

Bahan : asbestos

Stress : 1600 psi

Lebar : ½ in

15. Perhitungan Dimensi Penyangga

Penyangga dirancang untuk menahan beban kolom distilasi dan

perlengkapannya. Bahan- bahan yang ditahan oleh penyangga terdiri dari :

a. Berat Bagian Shell

Berat Shell

Berat tutup

b. Berat kelengkapan bagian dalam

Berat down comer

Berat tray

c. Berat kelengkapan bagian luar

Berat pipa

Berat isolasi

Berat tangga

Berat kelengkapan nozzle, valve dan alat kontrol

Direncanakan :

1. Kaki penyangga terbuat dari baja

2. Bahan konstruksi kolom secara keseluruhan adalah carbon steel SA-

201 Grade B.

3. Sistem penyangga yang digunakan adalah skirt support

I-100

4. Tinggi penyangga = 6 ft

Dimensi menara :

A. Berat bagian shell

1. Berat shell

Keliling = ( x do) x ( do2 – di2)

= (/ 4 ) x [(38/12)2 – ( 37,625/12)2]

= 0,1546 ft

Tinggi = tinggi total – tinggi tutup

= 23,5 – (2 x 0, 7125)

= 22, 075 ft

Luas = keliling x tebal shell

= 0,1546 x 22,075

= 3,4127 ft2

Volume = luas x tinggi

= 3,4127 x ( 0,8125/12)

= 0,231 ft3

Berat = volume x carbon steel

= 0,231 ft3 x 493,75 lb/ft3

= 114, 0562 lb

2. Berat tutup

Mencari diameter dengan Pers.5-12, B &Y, Hal.88 yaitu :

Diameter = DO + icrsfDO

322

42

I-101

Dari Tabel 5.6 Brownell & Young, Hal 88, untuk tebal t = 3/16 in

diperoleh :

Sf = 2 in

Icr = 9/16 in

Diameter = 38 + )16/9(32)2(2

4238

= 43,2797 in = 3, 6066 ft

Volume = (/4) x d2 x tha

= (/4 ) x ( 43,2797)2 x ( 0,1875/12)

= 22,9867 ft3

Berat tutup = volume tutup x carbon steel x 2

= 22, 9867 ft3 x 493,75 lb/ft3 x 2

= 22699,3662 lb

B. Berat Perlengkapan Bagian Dalam

1. Berat Down comer

Dipakai dasar perhitungan dengan down comer tanpa lubang

aliran uap :

Luas = (/4) .di2

= (/4) x (37,625/12)2

= 7,7211 ft2

Volume = luas x tebal down comer

= 7,7211 x ( 0,1875 / 12)

= 0,1206 ft3

I-102

Berat = volume x carbon steel

= 0,1206 ft3 x 493,75

= 59,5462 lb

Jadi berat downcomer = 10 plate x 59,5462 lb

= 595,462 lb

2. Berat tray

Ditetapkan berat tiap tray = 25 lb/ft2

Luas tray = (Ac – Ao ) = 5,194 – 1,14 = 4,054 ft2

Jumlah tray = 10 buah

Berat tray = n x luas tray x berat tray

= 10 x 4,054 ft2 x 25 lb/ft2

= 1013,5 lb

3. Berat penyangga

Ukuran : 2 ½ x 2 ½ x 3/8 (App G.Item 4, Brownell &YoungHal

357).

Berat : 5,9 lb/ft x 10 tray = 59 lb/ft

W = 59 lb/ft x 23,5 x 18/12

= 2079,75 lb

C. Berat Perlengkapan Bagian Luar

1. Pipa (feed, uap, refluks, kondensor,bottom,destilat)

Di tetapkan : 4 x tinggi kolom destilasi dari (App. K B &Y Hal. 387)

Diambil rata-rata pipa 2,5 in sch 80, berat = 7,662 lb/ft

Berat pipa = 4 x 23,5 ft x 7,662 lb/ft

I-103

2. Isolasi

Ditetapkan : bahan = 50 lb/ft2

Tebal isolasi = 3-6 in diambil 4 in

Berat isolasi = .d x .tisolasi x Lshell x bahan

= x 4, 5 x (4/12) x 23,5 x 50

= 5537,057 lb

3. Tangga

Ditetapkan : Berat tangga = 15 lb/ft tinggi kolom

Berat tangga = 15 lb/ft x 23,5 ft = 352,5 lb

Kelengkapan nozzle, valve dan alat kontrol

Berat kelengkapan total = 1 ton = 2240,6 lb

Jadi berat total yang harus ditopang kaki support adalah :

Wtotal = berat shell + berat kelengkapan bagian dalam + berat

kelengkapan bagaian luar

= (114,0562 + 22699,3662 + 6396,5156 + 8850,385

= 38060,323 lb

Untuk keamanan digunakan 20% lebih besar, maka :

Waktual = 1,2 x 38060,323 = 45672,3876 lb

16. Penyangga (Lug) berbentuk Pipa

Direncanakan : pipa sebanyak 4 buah

Trial ukuran pipa 3,5 in sch 80 (App K, Brownell & Young, hal 3870 di

peroleh A = 3,678 in2 ; r = 1,307 in

P = W / n = 45672,3876 lb/4 = 11418, 097 lb

I-104

l = ½ (H –L) + L = ½ (23,5 ft – 6ft) + 6 ft = 14,75 ft

l/r = (14,75 x 120/1,307 = 135,4246 in

fcaman = }]18000/)1({1[

180002r

……………..(Tabel 7.1. Hesse, hal 142)

= }]18000/)4246,135({1[

180002

= 8915,8388 psi

A = P / fc

= 11418,097 / 8915,8388

= 1,280 in2 < 3,678 in2 ( memenuhi)

17. Penentuan Base Plate

Base plate merupakan alat penyangga kolom destilasi

Direncanakan :

Base plate dibuat dengan toleransi panjang 5 % dan toleransi lebar 20%

Bahan : besi cor untuk kontruksi base plate

Menentukan Luas Base Plate

Abp = bpfP

Dimana :

Abp = Luas base plate (in2)

P = Beban tiap kolom = 11418,097 lb

fbp = 600 lb/in2 (Tabel 7-7. Hesses , Hal 162)

Maka :

I-105

Abp = 600

097,11418 = 19,0301 in2

Menentukan panjang dan lebar base plate :

Abp = l x p

Dimana :

l = Lebar base plate = 2n + d

p = Panjang base plate = 2m + d

Dari Hesse, Hal 163 diasumsikan m = n dengan d = 4 , maka :

Dengan I-beam 6 x 3 3/8 in, diperoleh :

Abp = ( 2m + d) x (2n + d)

19,0301 = ( 2m + 4 ) x (2m + 4)

m = n = 0,125

p = 2m + 4 = ( 2 x 0,125 ) + 4 = 4,25 in

l = 2n + 4 = ( 2 x 0,125) + 4 = 4,25 in

Dengan dasar harga 4,25 in, maka ditetapkan ukuran base plate 5 x 5 in

dengan luas bate plate = 25 in2

Beban yang harus ditahan adalah :

f =25

097,11418

AP = 456,724 Psia < 600 psia

Maka dimensi base plate adalah memenuhi.

Cek harga m dan n :

Panjang base plate :

5 = 2m + 4 m = 0,5 in

I-106

Lebar base plate :

5 = 2n 4 n = 0,5 in

Menentukan tebal base plate :

tbp = [1,5.10-4 x f x n2] 0,5

= [1,5.10-4 x 456,724 x 42) 0,5

= 0,046 in

= 1 1/8 in

18. Menghitung Dimensi Baut

Beban baut = 11418,097 lb

Jumlah baut = 4 buah

Beban untuk tiap baut = 2854,5242 lb

Luas baut (Ab):

fsPA b

b 12000

5242,2854 =0,238 in2

Dimana :

Ab = Luas baut

Pb = Baban tiap baut

fs = Stress tiap baut maksimum = 12000 psi

Dari Tabel 10-4 Brownell & Young Hal. 188.

19. Menentukan Dimensi Lug Dan Gusset

Digunakan : 2 plate horizontal (lug) dan 2 plate Vertikal (gusset)

Dari Gbr. 10.6 Brownell & Young Hal.192, didapatkan :

Lebar lug (A) = (2 x diameter baut + do pipa

I-107

= ( 2 x 1) + 3,5 = 5,5, in

Jarak dari sumbu tebal shell ke sumbu panyangga (B)

= ½ (3/16) + ½ (25) = 12. 6375 in

20. Menentukan maksimum Bending Moment Sepanjang Sumbu Radial

Menghitung tebal horizontal plate

M = ])1(12[ 2

223

AhRxBxPxtx

Dimana :

M = Bending moment (lb/im)

t = Tebal silindert (in)

P = W / n

= Possion ratio = 0,3 untuk steel

B = jarak dari sumbu tebal shell ke sumub penyangga

A = lebar lug (horizontal plate)

h = Tinggi gusset (vertical plate0

= 5/3 ( 2 dbaut + 2dpipa)

= 5/3 [(2 x 1) + ( 1 x 3,5)]

= 15 in

R = jari-jari vessel (in)

= [ 2 ( 1- 2 ) ( R2 x t2 )]0,5

= [ 3 ( 1-0,32) / (182 x (3/16)2]0,5

= 0,4895 in

I-108

M = ]155,5)3,01(12[

186375,12097,11418)16/3(4895,02

223

xxxxxxx

= 213,9853 lb/in

Tbp = [(6 x M ) / fall]0,5

= [ 96 x 213, 98530 lb/in / 12000 lb/in2] 0,5

= 0,327 in

Diambil tebal standart = 1 ½ in

Tebal gusset = (3/8) x thp

= (3/8) x 0,327

= 0,0888 in

Lebar gusset = 5 IN

Tinggi lug = 2dbaut + 2dpipa

= (2 x1) + ( 2 x 3,5)

= 9 in

21. Menentukan Dimensi Pindasi

Beban total yang harus ditahan oleh pondasi :

1. Berat beban bejana total

2. Berat kolom penyangga

3. Berat base plate

I-109

Ditentukan :

1. Masing-masing kolom penyangga diberi pondasi

2. Spesifikasi pondasi didasarkan atas berat badan setiap kolom

penyangga pada sistem pondasi.

3. Spesifikasi semua penyangga sama.

Berat Beban setiap kolom = 11418,097 lb

Beban tiap Base Plate :

Wbp = P x L x t x

Dimana :

Wbp = Beban base plate (lb)

P = Panjang base plate = 5 n = 0,416 ft

l = Lebar base plate = 5in = 0,0416 ft

t = Tebal base plate = 1 1/8 in = 0,0937 ft

= Densitas bahan konstruksi = 493,75 lb/ft3

Maka:

Wbp = 0,416 x 0,416 x 0,0937 x 493,75 = 8,006 lb

Menentukan Berat total :

Berat total = berat yang diterima base plate + Wbp

= 11418,097 + 8,006

= 11426,103 lb

Gaya yang bekerja pada pondasi dianggap sebagai gaya vertikal berat

total kolom, sedangkan bidang kerja dianggap bujursangkar dengan

perencanaan ukuran :

I-110

Luas tanah untuk atas pondasi = luas pondasi atas

= 12 x 12 = 144 in2

Luas tanah untuk dasar pondasi = luas pondasi bawah

= 20 x 20 = 1400 in2

Tinggi pondasi = 10 in

Luas rata-rata permukaan (A) = (144 + 400)/2 = 272 in2

Volume pondasi (V) = A x t

= 272 in2 x 10 in

= 2720 in3 = 1,5740 ft3

Berat pondasi (W) = V x

Dengan wet gravel = 126 lb/ft (table 3-118, Perry, hal 3-95)

W = 1, 5740 lb x 126 lbft3

22. Menentukan Tekanan Tanah

Bila pondasi didirikan diatas cament sand dangravel dengan minimum safe

bearing power = 5 ton/ft2 dan maksimum safe bearing power = 10 ton/ft2

(Tabel 12-2, Hesse, Hal. 327)

Maka tanah harus mampu menahan tekana sebesar beban total yang di tahan

pondasi.

Beban total pondasi = 11426,103 + 198,324 = 11624,427 lb

Acuan harga safety di dasrkan pada minimum bearing power tanah :

= 5000 kg/ft2 x ( 1lb/ 0,45359 kg) x ( 1 ft2 / 144 in2)

= 76,54 lb/in2

I-111

Tekanan dari sistem pondasi terhadap luas tanah (P)

P = A

Wtotal

= 2272427,11624in

lb

= 42,7368 in/i2

Karena 42,7368 lb/in2 < 76,54 lb/in2, maka penggunaan pondasi

dengan ukuran (20 x 20) in untuk bagian bawah dengan ketinggian 10

in yang dibangun diatas cement sand dan gravel dapat di terima.

I-112

BAB VII

INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA

Dalam mengatur dan mengendalikan kondisi operasi pada alat proses

diperlukan adanya alat-alat atau instrumentasi. Instrumentasi ini merupakan suatu

petunjuk atau indikator, suatu perekam atau pengontrol atau controller. Dalam

industri kimia banyak variabel yang perlu diukur ataupun dikontrol seperti suhu,

tekanan, ketinggian cairan dan kecepatan aliran. Dengan pertimbangan tersebut

maka perlu adanya suatu bagian yang berfungsi untuk mengontrol peralatan

proses dan manajemen tentang keselamatan kerja.

7.1 Instrumentasi

Dalam industri kimia, Instrumentasi mempunyai peranan yang penting

dalam pengendalian proses suatu industri. Pengendalian proses meliputi

keseluruhan unit pabrik atau beberapa unit pabrik yang benar-benar harus

diperlakukan secara cermat dan akurat, sehingga diperoleh jalannya proses secara

efektif.

Instrumentasi disini mempunyai fungsi sebagai alat ukur yang terdiri dari

indikator (petunjuk), pencatat alat kontrol (pengendalian) yang pada dasarnya alat

kontrol ini digunakan pada alat yang mempengaruhi kuantitas dan kualitas

produk yang akan dihasilkan. Dengan demikian kontinuitas produk pabrik

khususnya pada peralatan-peralatan dan keselamatan karyawan maupun produksi

dapat terjaga melalui pemasangan instrumetasi ini, maka dapat diharapkan proses

yang berjalan sesuai dengan yang direncanakan, bila terjadi penyimpangan dapat

diketahui dengan cepat karena alat ini dipasang untuk mempermudah pengwasan

I-113

dalam proses produksi dan secara langsung mengembalikan variable yang di

kendalikan pada kondisi semula (setting).

Pengendalian proses ini dapat dilakukan secara otomatis dan manual .

Pengendalian secara manual digunakan dengan tenaga manusia , sedangkan secara

otomatis, dilakukan pada pengendalian proses oleh alat kontrol yang bisa bekerja

dengan sendirinya. (otomatis).

Pengendalian proses secara otomatis juga dilakukan bila sudah tidak

memungkinkan lagi dilakukan secara manual atau biaya operasi alat kontrol

otomatis lebih murah jika dibandingkan dengan tenaga manusia . Disamping itu

ada keutungan lain untuk pengendalian proses secara otomatis, yaitu :

Mengurangi jumlah pegawai

Keselamatan kerja dapat lebih terjamin

Hasil yang diperoleh dengan ketekunan yang cukup tinggi akan

lebih akurat sehingga dapat dipertanggungjawabkan.

7.1.1 Tujuan Pemasangan Alat Instrumentasi

Tujuan pemasangan instrumentasi ini adalah sebagai berikut :

1. Menjaga keamanan operasi suatu proses dengan jalan menjaga variabel

proses berada dalam operasi yang aman serta mendeteksi situasi

bahaya dengan membuat tanda-tanda bahaya dan memutus hubungan

secara otomatis.

2. Mendapatkan rate atau laju alir produksi yang diinginkan

3. Menjaga kualitas produk

I-114

4. Mempermudah pengoperasian alat

5. Keselamatan dan efisiensi kerja lebih terjamin

7.1.2 Jenis Peralatan Instrumentasi

Macam-macam instrumentasi yang digunakan pada Pra Rencana

Pabrik Butanol ini adalah :

a. Pressure control (PC) : Alat pengendali tekanan

b. Level control (LC) : Alat pengendali tinggi permukaan liquid

c. Flow control (FC) : Alat pengendali laju alir

d. Temperatur control (TC) : Alat pengendali suhu

e. Weight control (WC) : Alat pengendali berat liquid

f. Ratio control (RC) : Alat pengendali rasio aliran

Jenis-jenis Pengontrol yang dilakukan meliputi :

a. Indikator

Yaitu alat yang dapat menunjukan kondisi opersi suatu daerah tertentu dari

suatu peralatan.

b. Recorder

Yaitu alat yang dapat menunjukan kondisi operasi suatu daerah tertentu

dari suatu peralatan.

c. Controller

Yaitu alat yang dapat mengendalikan kondisi operasi sehingga sesuai

dengan yang diinginkan.

Istrumentasi yang digunakan dalam pabrik ini adalah:

I-115

a. Untuk Mengatur Suhu

- TI ( Temperature Indicator)

Fungsi : untuk mengetahui secara langsung suhu fluida pada

aliran tertentu.

- TC( Temperature Controller)

Fungsi : mengendalikan suhu fluida dalam aliran proses agar sesuai

dengan harga yang telah tentukan

- TR (Temperatur Recorder)

Fungsi : untuk mencatat suhu dari aliran secara kontinyu

- TRC ( Temperatue Recorder Controller)

Fungsi : untuk mencatat secara kontinyu dan mengendalikan suhu

harga yang telah ditetapkan

- TIC ( Temperature Indicator Controller)

Fungsinya : mengetahui dan mengendalikan suhu fluida secara

langsung dalam proses .

b. Pengatur Tekanan

- PI (Pressure Indikator)

Fungsinya: mengetahui tekanan dalam suatu peralatan.

- PC (Pressure Controller)

Fungsi : untuk mengatur tekanan dalam alat proses secara kontinyu

agar sesuai dengan harga yang telah ditentukan.

- PR (Pressure Recorder)

Fungsi : untuk mencatat tekanan dalam peralatan secara kontinyu

I-116

- P.R.C (Pressure Recorder Controller)

Fungsi : untuk mencatat secara kontinyu dan mengendalikan

tekanan pada harga yang telah ditetapkan

c. Pengatur Aliran

- F.C (Flow Controller)

Fungsi : mengendalikan laju aliran fluida dalam pipa

- F.R ( Flow Recorder)

Fungsi : mengetahui mencatat laju alir fluida secara kontinyu

dalam pipa

- F. R.C ( Flow Recorder Controller)

Fungsi : mengetahui mencatat dan mengatur laju alir fluida

melalui perpipaan

- RC (Ratio Controller)

Fungsi : mengendalikan perbandingan bahan masuk dalam aliran

proses agar sesuai dengan harga yang diset.

d. Petunjuk Tinggi Cairan

- LI ( Level Indicator)

Fungsi : mengetahui secara langsung ketinggian fluida dalam suatu

peralatan

- LC ( Level controller)

Fungsi : mengendalikan tinggi dalam tangki agar tidak melebihi

batas tertinggi dan terendah yang telah ditentukan

I-117

7.1.3 Pertimbangan-Pertimbangan Pemilihan Alat Instrumentasi

Untuk mencapai sasaran tersebut diatas, maka dalam perencanaan

harus dipertimbangkan hal-hal sebagai berikut :

1. Penempatan instrumentasi yang sesuai dengan kegunaannya.

2. Sifat-sifat instrumentasi harus dipilih dengan kriteria sebagai berikut :

a. Kenyataan (reability)

Reability dapat terpenuhi dengan memilih alat yang dikatagorikan

sebagai berikut :

Sedikit gangguan.

Sedikit kerusakan.

Tahan lama (awet).

b. Faktor pemeliharaan (maintainability)

Alat harus diseleksi terlebih dahulu agar dalam perawatan dan

pemeliharaan dapat dilakukan dengan mudah dan cepat, serta tidak

memerlukan biaya yang terlalu mahal.

c. Apabila reability makin tinggi, maka material investment cost akan

semakin tinggi, tetapi maintenance cost semakin murah.

Dengan mengingat dasar-dasar pemilihan diatas serta kondisi operasi,

diharapkan dalam perencanaan pabrik dapat menggunakan peralatan

instrumen yang sesuai untuk masin-masing alat proses.

I-118

7.1.4 Pemilihan Instrumentasi

Faktor-faktor yang harus diperhatikan dalam pemilihan instrumentasi

adalah sebagai berikut :

1. Jenis instrumentasi

2. Range yang diperhitungkan untuk pengukuran

3. Ketelitian instrumen

4. Bahan konstruksi serta pengaruh pemasangan instrumen pada kondisi

operasi.

5. Mudah perawatan dan perbaikan

6. Mudah dalam pengoperasian

7. Faktor ekonomis.

Penempatan perlengkapan instrumentasi pada alat proses Pra

Rencana Pabrik butanol dari butiraldehida dengan proses hidrogenasi

dapat dilihat pada tabel 7.1

I-119

Tabel 7.1. Instrumentasi Peralatan Pada Pabrik Butanol No Kode Nama Alat Instrumen Fungsi

1.

2.

3.

4. 5. 6. 7. 8. 9. 10. 11. 12. 13.

F-111

N-112 N-121 E-113 E-119 E-125 F-114 F-134 F-138 V-116 H-117 H-120 G-118 G-123 R-110 E-122A E-137 E-122B E-131 D-130 E-135

Stroge Hidrogen

Ekspander Heat Exchanger Heat Exchanger Storage C4H8O Storage Butanol Storage C4H8O Vaporizer Flash Drum Compressor Reaktor Cooler Condenser Kolom Distilasi Reboiler

PC

FC

PC

TC

RC

TC

LI TC RC LC PC TIC RC TC TC TIC TC

Menunjukkan tekanan yang ada pada tangki hydrogen.

Mengendalikan aliran fluida gas H2 masuk Ekspander.

Mengatur penurunan tekanan sehingga sesuai dengan kondisi operasi yang diinginkan.

Mengatur temperatur aliran bahan keluar H.E.

Mengatur perbandingan aliran masuk H.E antara feed H2 dengan recycle H2 dari Flash Drum.

Mengatur temperatur aliran bahan keluar H.E.

Menunjukan ketinggian liquida dalam tangki (storage)

Mengatur temperatur aliran bahan keluar Vaporizer

Mengatur perbandingan aliran masuk Vaporizer antara feed Butiraldehida dengan recycle butiraldehida dan Flash Drum

Mengatur ketinggian liquida didalam Flash Drum

Mengatur tekanan yang keluar dari Compressor

Mengatur dan mengetahui temperatur yang ada dalam Reaktor

Mengatur perbandingan aliran masuk Reaktor antara feed Hidrogen dan Butiraldehida.

Mengatur temperatur aliran bahan keluar dari Cooler

Mengatur temperatur aliran bahan keluar dari Condensor

Mengatur dan mengetahui temperatur yang ada di dalam Kolom Distilasi

Mengatur temperatur didalam Reboiler

I-120

7.2 Keselamatan Kerja Keselamatan kerja adalah keselamatan yang bertalian dengan mesin, alat

kerja, bahan dan proses pengolahannya.

Keselamatan kerja pada suatu pabrik harus mendapat perhatian yang

cukup besar dan tidak boleh diabaikan karena menyangkut keselamatan manusia

dan kelancaran kerja. Dengan memperhatikan keselamatan kerja, secara

psikologis dapat meningkatkan kenyamanan pekerja sehingga dapat meningkatkan

konsentrasi pekerja dan pada akhirnya produktifitas dan efisiensi kerja meningkat

pula.

Usaha untuk menjaga keselamatan kerja bukan semata-mata ditujukan

pada faktor manusia saja, tapi juga pada peralatan dalam pabrik. Dengan

terpeliharanya peralatan proses, maka peralatan pabrik dapat beroperasi dalam

jangka waktu yang lebih lama.

Secara umum pada Pra Rencana Pabrik Butanol ini ada 3 macam bahaya

yang bias terjadi dan harus mendapatkan perhatian pada perencanaan, yaitu :

a. Bahaya kebakaran dan peledakan

b. Bahaya mekanik

c. Bahaya terhadap kesehatan dan jiwa manusia.

I-121

7.2.1 Bahaya Kebakaran dan Peledakan

Pencegahan terhadap bahaya kebakaran dan peledakan bertujuan untuk

memperkecil kemungkinan terjadinya kecelakaan terhadap pekerja maupun

kerusakan peralatan yang mengakibatkan terhentinya proses produksi. Hal-hal

yang harus diperhatikan dalam mengatasi bahaya ini adalah pencegahan,

pengontrolan jika terjadi kebakaran dan pemadaman api.

Kebakaran biasanya disebabkan oleh adanya nyala terbuka pada unit

utilitas, bengkel dan sebagainya. Disamping itu mungkin adanya loncatan api

yang disebabkan oleh aliran listrik pada panel-panel, misalnya stop kontak, saklar

atau istrumentasi lainnya.

Cara untuk mencegah atau mengurangi kemungkinan terjadinya kebakaran

antara lain :

1. Penempatan bahan-bahan yang mudah terbakar dan meledak di tempat

yang tertutup dan jauh dari sumber api

2. Larangan merokok dilingkungan pabrik, kecuali pada tempat-tempat yang

telah disediakan.

3. Pemasangan pipa air melingkar (water hydrant) diseluruh areal pabrik.

4. Pemasangan alat pemadam kebakaran yang mudah dijangkau disetiap

tempat rawan ledakan dan kebakaran, terutama disekitar alat-alat proses

bertekanan dan bersuhu tinggi.

5. Pemasangan alat-alat listrik harus diatur sedemikian rupa agar tidak

berdekatan dengan sumber panas.

I-122

Untuk menghindari kerusakan alat seperti peledakan atau kebakaran, maka

pada ala-alat tertentuh perlu di pasang suatu pengamanan seperti safety valve,

isolasi, pagar pengaman dan pemadam kebakaran.

Tabel 7.2.1. Alat-alat Pengaman Pada Pabrik Butanol

No Nama alat Kode Alat Alat pengaman

1 Vaporizer V-116 Savety valve

2 Reaktor R-110 Savety valve

3 Flash drum H-117 Savety valve

4 Kolom distilasi D-130 Savety valve

5 Storage produk F-134 Spray air pendingin

7.2.2 Bahaya Mekanik

Bahaya mekanik disebabkan oleh pengerjaan konstruksi bangunan atau

alat proses yang tidak memenuhi syarat. Bentuk kerusakan yang umum adalah

karena panas dan ledakan. Kejadian ini selain mengakibatkan kerugian material

juga dapat mengakibatkan cacat atau meninggalnya pekerja. Hal-hal yang harus

diperhatikan untuk mencegah atau mengurangi kemungkinan terjadinya bahaya

ini adalah :

1. Perencanaan alat harus sesuai dengan aturan yang berlaku termasuk

pemilihan bahan konstruksi, pertimbangan faktor korosi. Perencanaan alat

under design biasanya lebih besar menciptakan bahaya ini.

I-123

2. Pemasangan alat kontrol atau indikator yang baik dan sesuai, serta

pemberian alat pengaman proses pada alat-alat yang beresiko besar

menciptakan terjadinya bahaya ini.

3. Sistem penerangan yang baik

Beberapa Kemungkinan Kecelakaan mekanik :

a. Tangki-tangki

Bahaya yang paling besar adalah tangki-tangki yang bertekanan tinggi.

Hal ini yang perlu diperhatikan untuk mencegah kecelakaan adalah:

Perencaan tangki harus sesuai dengan aturan yang berlaku

termasuk pemilihan bahan konstruksi, memperhitungkan faktor-

faktor korosi dan lainnya.

Penempatan Reboiler pada tempat yang jauh dari kemungkinan

pekerja

Pemasangan alat kontrol yang baik dan sesuai yaitu pressure

control, level control dan temperature control.

b. Reaktor

Hal –hal yang perlu diperhatikan untuk mencegah kecelakaan adalah:

Perencanaan Reaktor harus sesuai dengan ketentua-ketentuan yang

berlaku mengenai bahan konstruksi, faktor korosi dan lainnya.

Perencanaan isolasi harus baik dengan memperhatikan perpindahan

panas yang terjadi karena reaksi bersifat endotermis

I-124

Pemasangan alat kontrol yang baik dan sesuai.

c. Perpipaan

Kecelakaan yang terjadi karena perpipaan anatara lain karena kebocoran

zat-zat yang berbahaya.

Hal-hal yang perlu di perhtikan;

Pemasangan pipa hendaknya pada tempat yang tinggi atau di

tempat-tempat yang jarang dilalui pekerja dan diusahakan

pemasangan pipa tidak didalam tanah karena dapat menimbulkan

kesulitan bila terjadi kebocoran

Sebelum dipakai hendaknya dicoba kekuatan tekanan dan kekuatan

terhadap perubahan suhu, terutama pada daerah sambungan dan

flange.

Pemasangan valve yang mudah dijangkau

Pemasangan isolasi yang baik untuk mencega kecelakaan luka

bakar karena tersentuh, juga untuk mencegah lolosnya panas dalam

proses.

Bahaya Terhadap Kesehatan dan Jiwa Manusia

Untuk menjaga keselamatan karyawan perlu adanya kesadaran dari

seluruh karyawan agar dapat bekerja dengan baik dan efektif sehingga tidak

membahayakan keselamatan jiwanya dan orang lain. Oleh karena itu pengetahuan

I-125

tentang Kesehatan dan Keselamatan Kerja (K3) perlu diketahui oleh seluruh

karyawan dari mulai karyawan operator proses sampai karyawan adminstrasi.

Perusahaan akan mengadakan semacam pelatihan atau penyuluhan pada seluruh

karyawan terutama karyawan baru agar sosialisasi K3 lebih efektif tercipta

dilingkungan kerja. Pelatihan atau penyuluhan K3 akan berbeda bagi setiap

karyawan tergantung pada bagian mana dia bekerja. Apabila operator proses,

karyawan wajib mengetahui cara-cara pemakaian alat-alat pelindung (seperti

masker, topi, safety belt, sepatu, sarung tangan, dll.) dan mengetahui bahaya-

bahaya yang akan terjadi dari mulai tangki bahan baku sampai tangki storage.

Sedangkan karyawan gudang wajib mengetahui prosedur penggunaan kendaraan

pengangkut sampai cara penyusunan kemasan produk.

Selain itu pembuatan ventilasi setiap ruangan harus disesuaikan standar

WHO (World Health Organization) agar lingkungan kerja yang sehat dapat

meningkatkan produktifitas karyawan dalam bekerja.

Alat-alat keselamatan kerja yang disediakan pada Pra Rencana Pabrik

Butanol dapat dilihat pada tabel 7.2.3.

I-126

Tabel 7.2.3. Alat Keselamatan Kerja

Alat Pengaman Lokasi Penggunaan

Masker Laboratorium, ruang proses

Topi pengaman Ruang proses, gudang

Sepatu karet Ruang proses, gudang dan ruang bahan baku

Sarung tangan Ruang proses, gudang, storage

Isolasi panas Vaporizer , Raktor, kolom distilasi dan Rebolier

Pemadam kebakaran Gudang, bagian proses , storage

I-127

BAB VIII

UTILITAS

Utilitas pada suatu pabrik adalah unit yang dapat menunjang proses

produksi, sehingga kapasitas produksi semaksimal mungkin dapat dicapai.

Adapun utilitas di dalam Pra Rencana Pabrik Butanol dari Bitiraldehida

dan Hidrogen ini meliputi 4 unit yaitu:

1. Unit penyediaan steam

2. Unit penyediaan air

3. Unit pembangkit tenaga listrik

4. Unit penyediaan bahan bakar

8.1. Unit Penyediaan Steam

Unit ini berfungsi untuk menyediakan kebutuhan steam yang digunakan

sebagai pemanas pada destilasi, heate exchanger,vaporizer, dan reboiler.

Kebutuhan steam dipenuhi dengan jalan menguapkan air di dalam sebuah ketel

(boiler). Untuk itu maka kesadahan air pengisi ketel (boiler feed water) harus

benar-benar diperhatikan dan diperiksa dengan teliti serta harus bebas dari kotoran

yang mungkin akan mengganggu jalannya operasi pabrik.

Zat-zat yang terkandung dalam air umpan boiler (bahan baku pembuatan

steam) yang dapat menyebabkan kerusakan pada boiler:

- Kadar zat terlarut (solube matter) yang tinggi

- Zat padat terlarut (suspended solid)

- Garam-garam kalsium dan magnesium

VIII-1

I-128

- Zat organik (organik matter)

- Silika, sulfat, asam bebas dan oksida

Syarat-syarat yang harus dipenuhi oleh air umpan boiler:

a. Tidak boleh membuih / berbusa

Busa disebabkan oleh adanya solid matter, suspended matter dan kebasaan

yang tinggi.

Kesulitan yang dihadapi dengan adanya busa adalah:

- Kesulitan pembacaan tinggi permukaan pada boiler

- Dapat menyebabkan percikan yang kuat yang mengakibatkan adanya

solid-solid yang menempel dan terjadinya korosi dengan adanya

pemanasan lebih lanjut

b. Tidak boleh membentuk kerak dalam reboiler

Kerak dalam boiler ini disebabkan oleh garam-garam Ca2+, Mg2+, CO3

2+,

SiO2 dan Al2O3.

Kerak yang terbentuk di dinding boiler akan menyebabkan:

- Isolasi terhadap panas sehingga proses perpindahan panas terhambat

- Kerak yang terbentuk dapat pecah sewaktu-waktu, sehingga dapat

menimbulkan kebocoran karena boiler mendapat tekanan yang kuat

c. Tidak boleh menyebabkan korosi pada pipa

Korosi pada pipa boiler disebabkan oleh keasaman (pH rendah), minyak dan

lemak, bikarbonat dan bahan-bahan organik dan gas CO2, O2,. H2S, SO3, NH3

yang terlarut dalam air.

I-129

Reaksi elektrokimia antara besi dan air akan membentuk lapisan pelindung

anti korosi pada permukaan baja, yaitu:

Fe 2+ + 2H2O Fe (OH)2 + 2H+

Tetapi bila terdapat oksigen dalam air, maka lapisan hidrogen yang terbentuk akan

bereaksi dengan oksigen membentuk air, akibat hilangnya lapisan pelindung

tersebut terjadi korosi menurut reaksi:

4H+ +O2 2H2O

4Fe (OH)2 + O2 + 2H2O 4Fe(OH)3

Proses pelunakan air umpan boiler dilakukan dengan pertukaran ion dalam

demineralizer (anion dan kation exhanger) mula-mula air bersih dilewatkan pada

kation exhanger yang menggunakan resin zeolit (hidrogen exhanger)

Rekasi yang terjadi (Punmia, Hal 362)

Ca Ca

Na2 + (HCO3)2 + H2Z Na2Z + 2CO2 + 2H2O

Mg Mg

Ca Ca

Na2SO4 + H2Z Na2Z + H2SO4

Mg Mg

Ca Ca

Na2SO4 + H2Z Na2Z + 2HCl

Mg Mg

Ion - ion bikarbonat, sulfat dan klor diikat dengan Z membentuk CO2 dan air,

H2SO4 dan HCl

I-130

Air yang bersifat asam ini akan dimasukkan ke dalam anion exhanger

untuk menghilangkan anion-anion yang mengganggu proses. Resin yang

digunakan De-acidite (DOH). Reaksi yang terjadi: (Punmia, Hal 362)

H2SO4 D2SO4

2DOH + 2HCl 2DCl + 2H2O

2HNO3 2DNO3

Setelah keluar dari demineralizer, air umpan boiler telah bebas dari ion-ion

yang mengganggu dan siap untuk digunakan. Pemakaian resin yang terus-menerus

menyebabkan resin tidak aktif lagi. Hal ini dapat diketahui dari pemeriksaan

kesadahan air umpan boiler yang dilakukan terus-menerus. Jika terdapat kenaikan

kesadahan air umpan boiler, maka hal ini menunjukkan bahwa resin sudah jenuh

dan perlu diregenerasi (setelah ± 17 jam).

Regenerasi hydrogen / kation exhanger dilakukan dengan menggunakan

asam klorida dengan reaksi sebagai berikut:

CaZ CaSO4

Na2Z + H2SO4 H2Z + Na2SO4

MgZ MgSO4

CaZ Ca

Na2Z + HCl H2Z + Na2Cl2

MgZ MgCl2

Regenerasi De-acidite (DOH) dilakukan dengan menggunakan larutan sodium

karbonat (Na2CO3) atau caustic soda (NaOH) dengan reaksi sebagai berikut:

I-131

H2SO4 Na2SO4

2DCl + Na2CO3 + H2O 2DOH + Na2Cl2 + CO2

2DNO3 Na2SO3

Setelah keluar dari demineralizer, air umpan boiler ditampung dalam

tangki penampung air umpan boiler. Kemudian dipompakan dalam deaerator

untuk menghilangkan gas-gas impuritis dari air umpan boiler dengan injeksi

steam. Keluar dari deaerator, air umpan boiler telah memenuhi syarat-syarat yang

harus dipenuhi dan siap digunakan.

8.2. Unit Penyediaan Air

Unit penyediaan air bertugas untuk memenuhi kebutuhan air baik ditinjau

dari segi kuantitas maupun kualitas. Segi kuantitas air merupakan jumlah

kebutuhan air yang harus dipenuhi sedangkan segi kualitas air menyangkut syarat

air yang harus dipenuhi. Di dalam pra rencana pabrik Butanol keperluan air

dipergunakan untuk:

a. Air umpan boiler

Air umpan boiler merupakan bahan baku pembuatan steam yang berfungsi

sebagai media panas. Kebutuhan steam sebesar 579524,8588 kg/jam. Air umpan

boiler disediakan dengan excess 20 % sebagai pengganti steam yang hilang yang

diperkirakan karena adanya kebocoran akibat dari transmisi sebesar 10 %

sedangkan faktor keamanan sebesar 15 %, sehingga kebutuhan air umpan boiler

sebanyak 695429,8306 kg/jam.

I-132

Air untuk keperluan ini harus memenuhi syarat-syarat agar air yang

digunakan tidak merusak ketel (boiler). Persyaratan yang harus dipenuhi adalah

air tidak mengandung kation-kation seperti Ca2+, Mg2+ dan anion-anion seperti

SO42-, Cl-, SO3

2-. Untuk itu diperlukan treatment secara lebih sempurna.

Dari Perry, ed.6, Hal 976 didapat bahwa air umpan boiler tersebut

mempunyai syarat sebagai berikut:

Total padatan (total disolved solid) : 3500 ppm

Alkalinitas : 700 ppm

Padatan terlarut (suspended solid) : 300 ppm

Silika : 60-100 ppm

Besi : 0,1 ppm

Tembaga : 0,5 ppm

Oksigen : 0.007 ppm

Kesadahan (hardness) : 0

Kekeruhan (turbidity) : 175 ppm

Minyak : 7 ppm

Residual fosfat : 140 ppm

Setelah memenuhi persyaratan tersebut, air umpan boiler harus bebas dari:

- Zat-zat yang menyebabkan korosi yaitu: gas-gas terlarut seperti O2, CO2,

H2S dan NH3

- Zat-zat yang dapat menyebabkan busa yaitu zat organik, anorganik dan

zat-zat yang tidak terlarut dalam jumlah yang besar.

I-133

Untuk memenuhi syarat tersebut dan untuk mencegah kerusakkan pada

boiler, maka sebelum digunakan air umpan boiler harus diolah dahulu, melalui:

demineralizer, untuk menghilangkan ion-ion pengganggu dan deaerator, untuk

menghilangkan gas-gas terlarut.

Spesifikasi alat:

Spesifikasi alat:

Nama Alat : Boiler

Fungsi : Menghasilkan steam

Jenis : Fire Tube Boiler

Rate steam : 159821,1262 lb/jam

Heating surface : 7445314.742 ft2

Jumlah tube : 121.588 buah

Ukuran tube : 1,5 in ips = 20 ft,

Susunan : Segi Empat

Bahan bakar : Diesel Oil

Rate Diesel Oil : 4441,9893 kg/jam

b. Air sanitasi

Air sanitasi digunakan untuk keperluan para karyawan di lingkungan

pabrik untuk konsumsi, cuci, mandi, masak, laboratorium, perkantoran dan lain-

lain.

I-134

Syarat-syarat yang perlu dipenuhi:

1. Syarat Fisik

- Suhu : Dibawah suhu kamar

- Warna : Tidak berwarna/jernih

- Rasa : Tidak berasa

- Bau : Tidak berbau

- Kekeruhan : <1 mg SiO2/liter

- pH : Netral

2. Syarat Kimia

- Tidak mengandung zat-zat organik maupun anorganik yang tidak

terlarut dalam air, seperti PO4, Hg, Cu dan sebagainya

- Tidak beracun.

3. Syarat Bakteriologis

Tidak mengandung bakteri terutama bakteri patogen yang dapat merubah

sifat-sifat fisik air. Untuk memenuhi persyaratan tersebut, setelah proses

penjernihan, air harus diberi desinfektan seperti klor cair atau kaporit.

c. Air Pendingin

Air pendingin berfungsi sebagai media pendingin pada alat perpindahan

panas.

Hal ini disebabkan karena:

- Air merupakan materi yang banyak didapat

- Mudah dikendalikan dan dikerjakan

- Dapat menyerap panas

I-135

- Tidak mudah menyusut karena pendinginan

- Tidak mudah terkondensasi

Sebagai media pendingin, air harus memenuhi persyaratan tertentu, yaitu

tidak mengandung:

- Kesadahan (hardness) yang dapat memberikan efek

pembentukan kerak

- Besi, penyebab korosi

- Silika, penyebab kerak

- Minyak, penyebab terganggunya film corrosion inhibitor yang

dapat menurunkan efisiensi perpindahan panas dan merupakan

makanan mikroba yang dapat menyebabkan terbentuknya

endapan.

Mengingat kebutuhan air sebagai pendingin cukup besar dan untuk

menghemat pemakaian air, maka air pendingin yang digunakan didinginkan

kembali (disirkulasi) dalam Cooling Tower, sehingga tidak perlu dilakukan

penggantian air pendingin, kecuali bila ada kebocoran atau kehilangan karena

penguapan, maka disediakan penambahan air sebesar 20 % dari kebutuhan air

pendingin.

d. Air Proses

Air proses adalah air yang digunakan dalam proses. Air proses ini

ditambahkan pada peralatan washing tank untuk melakukan proses pencucian.

I-136

Proses Pengolahan Air

Proses pengolahan air pada Pra Rencana Pabrik Butanol ini dilakukan sbb:

Rekasi Clorinasi (Cl2) :

Cl2 + H2O 2HCl + ½ O2

Reaksi SiO2 (Pasir Silikat)

SiO2 + H2O SiO3H2

Air sungai dipompa ke dalam Bak Sedimentasi (F-209) untuk dipisahkan

dari kotoran yang mengapung, kemudian dipompakan ke Bak Skimmer (F-212)

untuk menghilangkan kotoran yang belum hilang pada bak sedimentasi. Dengan

menggunakan Pompa Skimmer (L-213) dipompa menuju Tangki Clarifier (F-214)

untuk memisahkan partikel padat. Pada tangki Clarifier dilakukan dengan

penambahan koagulan Al2(SO4)3.18H2O. Bak dilengkapi baffile yang pada

awalnya baffile tersebut dipasang berdekatan dan selanjutnya dipasang agak

berjauhan sehingga setelah terbentuk flok-flok (gumpalan) partikel yang pada

akhirnya dapat terendapkan.

Kemudian dilakukan penyaringan dan partikel-partikel menggunakan pasir

silikat (SiO2) yang masih terikat di dalam Sand Filter (F-215). Selanjutnya air

yang sudah bersih ditampung dalam Bak Penampung air bersih (F-217). Dari bak

penampung ini sebagian air dipompa ke Bak Klorinasi (F-230) dan diberi

desinfektan (Cl2)

(Reaksinya Cl2 +H2O 2 HCl + O ) yang selanjutnya dipompa menuju bak

sanitasi (F-233) dan dapat digunakan sebagai air sanitasi, sebagian air dipompa ke

Cooling Tower (P-240) dan sebagian lagi dipompa ke Demineralizer (D-210 A/B)

I-137

untuk menurunkan kesadahannya. Di dalam demineralizer yang terdiri dari anion

dan kation exhanger yaitu untuk menghilangkan anion dan kation yang tidak

diinginkan yang diperkirakan dapat mengganggu kelancaran kerja pada proses

peralatan. Setelah keluar dari tangki demineralizer diharapkan kadar kation dan

anion di dalam air sudah memenuhi syarat sebagai air pengisi boiler (Q-220) dan

air proses. Dari demineralizer air dipompa ke Deaerator (D-223) untuk

menghilangkan gas-gas impuritis yang masih terikut dalam air umpan boiler yaitu

menggunakan steam sebagai pemanas. Untuk air pendingin diambil dari bak air

bersih yang dipompakan ke Cooling Tower (P-240) kemudian dapat langsung

dipompa ke peralatan, sedangkan untuk air pendingin yang telah digunakan

dipompa ke dalam Cooling Tower (P-240) untuk didinginkan sehingga dapat

digunakan kembali. Begitu pula steam yang telah digunakan yang berupa

kondensat akan dikembalikan ke Bak Air Lunak (F-221) untuk diproses kembali

menjadi steam dalam boiler (Q-220). Untuk air proses digunakan air dari bak air

lunak (F-221) kemudian dipompakan ke peralatan yang menggunakan air proses.

8.3. Unit Penyediaan Listrik

Kebutuhan listrik pabrik Butanol ini direncanakan disediakan oleh PLN

dan generator set. Tenaga listrik yang disediakan dipergunakan untuk

menggerakkan motor, penerangan, instrumentasi dan lainnya.

Berdasarkan peraturan menteri kesehatan no 7 tahun 1964 tentang syarat-

syarat kesehatan dan kebersihan serta penerangan dalam tempat kerja, dimana

untuk area kerja yang dituntut tingkat ketelitian tinggi dalam waktu yang lama,

I-138

syarat intensif penerangan tiap m2 area kerja 500-1000 Lux atau sama dengan

500-1000 Lumen/m2.

Untuk memenuhi kebutuhan listrik direncanakan listrik dipenuhi dari PLN

sebesar 134,466 KW dan dari generator sebesar 105,0238 KW, Jadi total

kebutuhan listrik Pra Rencana Pabrik Butanol adalah 239,4898 KW dengan daya

yang harus dihasilkan oleh generator adalah 220 KVA

8.4. Unit Penyediaan Bahan Bakar

Bahan bakar pada Pra Rencana Pabrik Butanol digunakan sebagai bahan

bakar Boiler adalah 12007,6544 L/hari dan Generator adalah 6102,4822 L/hari

Jadi kebutuhan total bahan bakar adalah 18110,1366 L/hari

Bahan bakar yang digunakan dalam Pra Rencana Pabrik Butanol adalah

solar (diesel oil). Pemilihan bahan bakar tersebut berdasarkan pertimbangan

sebagai berikut:

- Harga relatif murah

- Mudah didapat

- Viscositas relative rendah

- Heating valuenya relative rendah

- Tidak menyebabkan kerusakan pada alat

I-139

BAB IX LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK

9.1 Lokasi Pabrik

Salah satu hal terpenting dalam perencanaan akhir suatu pabrik

adalah penentuan lokasi pabrik (plant site). Jika suatu pabrik tidak

diletakan pada lokasi yang tepat secara ekonomis, maka perencanaan

proses yang baik dan menguntungkan sekalipun akan sia-sia. Tanpa

perkiraan yang hati-hati terhadap faktor-faktor yang mempengaruhi lokasi

pabrik yang optimum, suatu pabrik dar segi ekonomi dan operasi .

Faktor-faktor yang mempengaruhi pemilihan lokasi suatu pabrik

dari segi ekonomis dan operasi, dibedakan menjadi dua faktor :

1. Faktor utama

a. Bahan baku (Raw material oriented)

b. Marketing

c. Utilitas (bahan bakar, sumber air, dan listrik)

d. Keadaan geografis dan masyarakat

2. Faktor Khusus

a. Tenaga Kerja (Buruh)

b. Transportasi

c. Karakteristik lingkungan lokasi.

d. Perluasan pabrik

I-140

9.1.1 Faktor Utama

a.Bahan baku.

Hal-hal yang perlu diperhatikan pada bahan baku adalah :

Letak sumber bahan baku

Kapasitas sumber bahan baku

Cara memperoleh dan membawanya ke pabrik (transportasi)

Kualitas bahan baku yang ada

b. Pemasaran Produk (Marketing).

Marketing merupakan salah satu faktor yang penting didalam industri

kimia karena strategi marketing sangat menentukan keuntungan perusahaan.

Hal-hal yang perlu diperhatikan adalah :

1. Daerah dimana akan dipasarkan

2. Proyeksi kebutuhan produk masa sekarang dan akan datang.

3. Pengaruh persaingan dagang.

4. Jarak dan sarana pengangkutan untuk lokasi pemasaran.

I-141

c. Bahan Bakar dan Listrik

Faktor bahan bakar dan listrik menjadi sangat penting karena menyangkut

kelancaran proses produksi.

Sumber listrik diperoleh dari PLN, walaupun demikian tenaga generator sangat

diperlukan sebagai cadangan yang harus siap bila setiap saat diperlukan karena

listrik PLN tidak akan selamanya berfungsi dengan baik yang disebabkan

pemeliharaan atau perbaikan jaringan listrik.

Hal-hal yang perlu di perhatikan antara lain :

Kemungkinan pengadaan listrik dan PLN

Sumber bahan bakar

Harga listrik dan bahan bakar

d. Penyediaan Air

Untuk memenuhi kebutuhan air sehari-hari diambil dua sumber : air

sungai dan air PDAM. Air sungai diolah terlebih dahulu pada unit utilitas untuk

menghasilkan air yang berkualitas sesuai dengan ketentuan.. Air digunakan untuk

sanitasi dan untuk kebutuhan proses (air pendingin).

Jika kebutuhan air cukup besar maka pemakaian air sungai/ air sumber lebih

ekonomis. Hal-hal yang perlu di perhatikan adalah :

Kemampuan sumber untuk melayani pabrik

Kualitas air yang ada

Pengaruh musim terhadap kemampuan penyediaan air

Nilai ekonominya

I-142

e. Keadaan Geografis dan Masyarakat.

Keadaan geografis dan masyarakat harus mendukung iklim industri untuk

menciptakan kenyamanan dan ketentraman dalam bekerja. Hal-hal yang perlu

diperhatikan adalah :

1. Keadaan alam yang akan mempengaruhi tingginya investasi untuk

kontruksi bangunan

2. Kesiapan masyarakat setempat untuk berubah menjadi masyarakat

industri.

3. Kelembaban dan temperatur udara

4. Keadaan alam seperti gempa bumi, banjir, angin topan, dll.

9.1.2 Faktor Khusus

a. Tenaga Kerja.

Sebelum menempatkan suatu industri pada suatu lokasi, perlu diperhitungkan

ketersediaan tenaga kerja (Buruh) pada lokasi tersebut. Faktor tenaga kerja yang

diperlukan adalah pengadaan, jenis keahlian, intelegensia, harga dan efisiensi.

Tingkat pendidikan masyarakat dan tenaga kerja juga menjadi pendukung

pendirian pabrik ini, kesuksesan suatu organisasi tergantung pada buruh yang

dipekerjakan dan hasil kerja mereka.

b.Karakteristik dan Lokasi

Dalam memilih lokasi pabrik, maka harus memperhatikan karateristik

sebagai berikut :

Struktur tanah, daya dukung pada pondasi bangunan pabrik dan

pengaruh air

I-143

Penyediaan dan fasilitas tanah untuk perluasan atau pembanguna unit

baru

c. Faktor Lingkungan di sekitar pabrik

Hal-hal yang perlu diperhatikan antara lain :

Adat istiadat atau kebudayaan daerah lokasi pabrik

Fasilitas perumahan, sekolah dan tempat ibadah

Fasilitas kesehatan dan rekreasi

d. Pembuangan Limbah (Waste Disposal)

Hal yang berkaitan dengan usaha pencegahan terhadap pencemaran

lingkungan yang disebabkan oleh buangan pabrik yang berasal dari bahan bakar

minyak pelumas dilakukan sesuai dengan peraturan pemerintah.

e. Fasilitas Pengangkutan (transportasi)

Masalah transportasi perlu diperhatikan agar kelancaran perbekalan

(Suplay) bahan baku dan penyaluran produk dapat terjamin dengan biaya serendah

mungkin dan dalam waktu singkat karena itu perlu diperhatikan fasilitas-fasilitas

yang ada seperti :

Jalan raya yang dapat dilalui kendaraan yang bermuatan berat

(Kontainer)

Lokasi pabrik dekat dengan pelabuhan yang memadai

f. Undang-undang dan Peraturan

Undang-undang dan peraturan yang perlu diperhatikan antara lain adalah :

Ketentuan tentang daerah industri

Ketentuan tentang penggunaan jalan umum yang ada

I-144

Ketentuan umum lain bagi industri didaerah lokasi pabrik

g. Perpajakan dan Ansuransi

Hal –hal yang perlu di perhatikan adalah sebagai berikut :

Macam pajak dan sistem yang berlaku, misalnya : pajak kekayaan,

pajak penghasilan, pajak perseroan dan peraturan-peraturan yang

berhubungan dengan perpajakan

Asuransi peralatan, ansuransi jiwa, asuransi kecelakaan kerja dan

lainnya.

Dengan memperhitungkan faktor utama dan faktor khusus diatas, maka Pabrik

butanol direncanakan didirikan diKawasan industri Curug-Tangerang Banten.

Dasar pertimbangan dari pemilihan lokasi adalah :

Dekat dengan bahan baku

Dekat dengan daerah pemasaran

Penyediaan utilitas

Fasilitas transportasi yang memadai

Tersedianya tenaga kerja yang cukup

Lokasi Rencana pendirian pabrik Butanol ini adalh di Curug-Tangerang

Banten dan dapat di lihat pada gambar 9.1.

I-146

Kawasan industriBUTANOL

PelabuhanMERAK

TANGERANG

PANDEGELANG

U

SKALA1:25.000

LEBAK

Curug

JAKARTA

SERANG

Serpong

Balaraja

Legok

Pasarkemis

Ciputat

Gambar 9.1 Lokasi Pabrik Butanol

I-147

9.2 Tata Letak Pabrik (Plant Lay out)

Plant Lay Out adalah suatu peletakan bangunan dan peralatan

dalam pabrik yang meliputi areal proses, areal penyimpanan dan areal

material handling yang dibuat sedemikian rupa sehingga pabrik bisa

beroperasi secara efektif dan efisien.

Dalam merencanakan tata letak pabrik ini ada beberapa hal yang

perlu diperhatikan, antara lain sebagai berikut:

1. Tata ruang pabrik (plant layout).

2. Tata ruang peralatan proses (process layout).

9.2.1 Tata Ruang Pabrik

Pengaturan posisi bangunan diatur sedemikian rupa agar transportasi

proses dan lalu lintas manusia menjadi efektif dan efisien.

Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam tata ruang pabrik adalah :

1. Letak bangunan hendaknya memperlancar keperluan administrasi.

2. Bahan baku dan produk dapat didistribusikan dengan mudah ke dalam

maupun keluar pabrik.

3. Penyaluran secara ekonomis dari kebutuhan air, kemungkinan

perluasan pabrik untuk masa depan

4. Letak bangunan proses berpisah dari perkantoran.

5. Menempatkan bahan-bahan yang berbahaya di daerah terisolasi.

6. Menyediakan lahan kosong untuk perluasan pabrik.

7. Penerangan dan ventilasi ruangan yang cukup

I-148

Tata letak Pabrik Pra Rencana Pabrik Butanol dapat dilihat pada gambar

9.2.

2024

23

22

21

19

5

7

11

11

18

17

15

9

12

1

11 11

3

13

14

4 68

11 11

S

U

1

Jalan Raya

Gambar 9.2.. Tata Letak Bangunan Pra Rencana Pabrik Butanol

I-149

Keterangan gambar :

1. 2. 3. 4. 5. 6. 7. 8. 9. 10. 11. 12. 13. 14. 15. 16. 17. 18. 19. 20. 21. 22. 23. 24.

Pos Keamanan Taman Musholla Perpustakaan Kantin Aula Tempat parkir tamu Daerah perkantoran Poliklinik Tempat parkir utama Toilet Tempat parkir karyawan Ruang kontrol Laboratorium Gudang produk Unit proses produksi Timbanga truk Unit pemadaman kebakaran Gudang bahan baku Daerah perluasan pabrik Daerah pembangkit listrik Bengkel Gudang bahan bakar Unit pengolahan air sanitasi

9.2.2 Tata Ruang Peralatan Proses

Dalam perencanaan process layout ada beberapa hal yang perlu

diperhatikan, yaitu :

1. Aliran bahan baku dan produk.

Pengaturan aliran bahan baku dan produk yang tepat dapat menunjang

kelancaran dan keamanan produksi. Pemasangan elevasi perlu

I-150

memperhatikan ketinggian. Biasanya pipa atau elevator dipasang pada

ketinggian minimal 3 meter agar tidak mengganggu lalu lintas

karyawan.

2. Aliran udara.

Aliran udara di sekitar area proses harus lancar agar tidak terjadi

stagnasi udara pada tempat yang dapat menyebabkan akumulasi bahan

kimia berbahaya sehingga mengancam keselamatan pekerja.

3. Pencahayaan.

Penerangan seluruh area pabrik terutama daerah proses harus memadai

apalagi pada tempat-tempat yang prosesnya berbahaya sangat

membutuhkan penerangan khusus.

4. Lalu lintas manusia.

Dalam perencanaan process layout perlu memperhatikan ruang gerak

pekerja agar dapat mencapai seluruh alat proses dengan mudah dan

cepat sehingga penanganan khusus seperti kerusakan alat (trouble

shooting) dapat segera teratasi.

5. Efektif dan efisien.

Penempatan alat-alat proses diusahakan agar dapat menekan biaya

operasi tapi sekaligus menjamin kelancaran dan keamanan produksi

pabrik sehingga dapat menguntungkan dari segi ekonomis.

I-151

6. Jarak antar alat proses.

Untuk alat proses bertekanan tinggi atau bersuhu tinggi sebaiknya

berjauhan dari alat lainnya ag

ar bila terjadi ledakan atau kebakaran tidak cepat merambat ke alat

proses lainnya.

Tata letak peralatan proses ini secara garis besar berorientasi pada

keselamatan dan kenyamanan pekerja sehingga dapat meningkatkan

produktifitas kerja.

Tata Letak Peralatan Proses

Gambar 9.3. Tata Letak Peralatan Pra Rencana Pabrik Butanol

I-152

BAB X

STRUKTUR ORGANISASI PERUSAHAAN

Suatu perusahaan biasanya memiliki bentuk organisasi yang berfungsi

sebagai penghubung yang sifatnya dinamis, dalam arti dapat menyesuaikan diri

terhadap segala perubahan, dan pada hakekatnya struktur organisasi merupakan

suatu bentuk yang dengan sadar diciptakan manusia untuk mencapai tujuan

tertentu.

Pada umumnya organisasi dibuat dalam suatu struktur yang merupakan

gambaran skematis tentang hubungan atau kerjasama antar departemen yang

terdapat dalam kerangka usaha untuk mencapai suatu tujuan tersebut.

Adapun elemen dasar suatu organisasi tersebut terdiri dari :

- Manusia (man)

- Bahan (material)

- Mesin (machine)

- Metode (method)

- Uang (money)

- Pasar (market)

10.1 Bentuk Perusahaan Direncanakan bentuk perusahaan Pabrik Butanol adalah perseroan

terbatas (PT), pemilihan bentuk perusahaan didasarkan atas pertimbangan-

pertimbangan sebagai berikut :

1. Mudah mendapatkan modal yaitu selain dari bank, modal juga dapat

diperoleh dari penjualan saham.

I-153

2. Kekayaan perusahaan terpisah dari kekayaan pemegang saham.

3. Tanggung jawab pemegang saham terbatas, sebab segala sesuatu

yang menyangkut kelancaran perusahaan dipegang oleh pimpinan

perusahaan.

4. Kedudukan atau wewenang antara pimpinan perusahaan dan para

pemegang saham (pemilik) terpisah satu sama lain.

5. Kehidupan PT lebih terjamin karena tidak berpengaruh oleh berhentinya

salah seorang pemegang saham, direktur atau karyawan. Ini berarti

suatu PT mempunyai potensi hidup lebih permanen dari bentuk

perusahaan lainnya.

6. Adanya efisiensi dalam perusahaan. Tiap bagian dalam PT dipegang

oleh orang yang ahli dalam bidangnya. Tiap orang atau tiap bagian

mempunyai bagian dengan tugas yang jelas, sehingga ada dorongan

untuk mengerjakan sebaik-baiknya.

10.2 Struktur Organisasi Perusahaan

Sistem organisasi yang digunakan adalah sistem garis dan staff. Alasan pemilihan sistem garis dan staff adalah :

1. Terdapat kesatuan pimpinan dan perintah, sehingga disiplin kerja lebih

baik.

2. Sering digunakan dalam perusahaan yang berproduksi secara massal.

3. Masing-masing kepala bagian/manager secara langsung bertanggungjawab

atas aktivitas yang dilakukan untuk mencapai tujuan.

4. Pimpinan tertinggi pabrik dipegang oleh seorang direktur yang

bertanggung jawab kepada Dewan Komisaris.

I-154

5. Anggota Dewan Komisaris merupakan wakil-wakil dari pemegang saham

dan dilengkapi dengan staff ahli yang bertugas memberikan saran kepada

direktur.

10.3 Pembagian Tugas dan Tanggung Jawab Organisasi

1. Pemegang Saham

Pemegang saham adalah sekelompok orang yang ikut dalam pengumpulan

modal untuk mendirikan pabrik dengan cara membeli saham perusahaan.

Pemegang saham adalah pemilik perusahaan yang besarnya tergantung dari

prosentase kepemilikan saham seadangkan kekayaan pribadi pemegang saham

I-155

tidak dipertanggungjawabkan sebagai jaminan atas hutang-hutang perusahaan.

Pemegang saham harus menanamkan saham wajib menanamkan modalnya

paling sedikit 1 tahun. Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS) adalah rapat

dari pemegang saham yang memiliki kekuasaan tertinggi dalam mengambil

keputusan untuk kepentingan perusahaan. RUPS biasanya dilakukan paling

sedikit sekali dalam setahun, atau selambat-lambatnya enam bulan sejak tahun

buku yang bersangkutan berjalan (neraca telah aktif).

2. Dewan Komisaris

Dewan komisaris terdiri dari para pemegang saham perusahaan. Pemegang

saham adalah pihakpihak yang menanamkan modalnya untuk perusahaan

dengan cara membeli saham perusahaan. Besarnya kepemilikan pemegang

saham terhadap perusahaan tergantung/sesuai dengan besarnya modal yang

ditanamkan, sedangkan kekayaan pribadi dari pemegang saham tidak

dipertanggungjawabkan sebagai jaminan atas hutang-hutang perusahaan.

Pemegang saham harus menanamkan saham paling sedikit 1 (satu) tahun.

Tugas dan wewenang dewan komisaris adalah :

a. Bertanggung jawab terhadap pabrik secara umum dan memberikan laporan

pertanggungjawaban kepada para pemegang saham dalam RUPS.

b. Menerima pertanggungjawaban dari para manager pabrik.

3. Direktur Utama

Posisi direktur utama merupakan pemimpin tertinggi perusahaan secara

langsung dan penanggung jawab pada Dewan komisaris dan membawahi :

Direktur teknik dan produksi

I-156

Direktur keuangan dan administrasi

Tugas dan wewenang direktur utama adalah :

a. Bertanggung jawab kepada Dewan komisaris

b. Menetapkan strategi perusahaan, membuat perencanaan kerja dan

menginstruksikan cara-cara pelaksanaannya kepada manager.

c. Mengurus harta kekayaan perusahaan.

d. Menetapkan sistem organisasi yang dianut dan menetapkan pembagian

kerja, tugas, dan tanggung jawab dalam perusahaan untuk mencapai

tujuan atau target perusahaan yang telah direncanakan.

e. Mengadakan koordinasi yang tepat pada seluruh bagian organisasi.

f. Memberikan instruksi resmi kepada bawahannya untuk melaksanakan

tugas masin-masing.

g. Mempertanggungjawabkan kepada dewan komisaris semua anggaran

pembelanjaan dan pendapatan perusahaan.

4. Penelitian dan Pengembangan (Litbang).

Litbang mempunyai staff Direktur utama yang terdiri dari ahli teknik dan ahli

ekonomi. Tugas dan wewenang LItabang :

Memberikan nasehat dan informasi mengenai masalah teknik dan

ekonomi kepada Direktur Utama

Membantu direktur utama dalam bidang penelitian dan pengembangan

organisasi perusahaan, teknik proses dan sebagainya, sehingga dapat

memajukan perusahaan.

I-157

5. Direktur Teknik dan Produksi

Direktur teknik dan produksi bertanggungjawab kepada direktur utama

dalam hal:

Pengawasan produksi

Pengawasan peralatan produksi

Perbaikan dan pemeliharaan alat produksi dan utilitas

Perencanaan jadwal produksi dan pengabdian sarana produksi serta

menjaga kualitas dan pengembangan

6. Direktur Keuangan dan Admnistrasi

Direktur keuangan dan administrasi memiliki ruang lingkup kerja yang lebih

luas dari manjer produksi. Direktur keuangan dan administrasi bertanggung

jawab kepada direktur dalam hal :

Biaya –biaya produksi

Laba rugi perusahaan

Neraca keuangan

Administrasi perusahaan

7. Kepala Bagian

Tugas dan wewenang Kepala Bagian :

Membawahi direktur teknik dan produksi atau Direktur Keuangan dan

Administrasi dalam melaksanakan aktivitas pada bagian masin-

masing.

Memberi pengawasan dan pengarahan terhadap seksi-seksi

dibawahnya

I-158

Menyusun laporan dari hasil yang dicapai oleh bagian masing-masing

Bertanggungjawab atas kerja bawahannya.

Kepala bagian terdiri dari :

a. Kepala Bagian Produksi

Bertanggung jawab kepada Direktur Teknik dan Produksi dalam

bidang mutu produksi dan kelancaran produksi, dan membawahi :

Seksi Proses

Mengatur dan mengawasi pelaksanaan jalannya proses

produksi yang terjadi serta realisasi rencana

Bertanggung jawab atas jalannya masing-masing proses

Seksi Laboratorium

Bertugas mengawasi dan menganalisa mutu bahan baku,

bahan bakar dan produk supaya diperoleh kualitas produk

yang diharapkan

Seksi Bahan Baku

Mengatur jadwal pembelian bahan baku, pengiriman serta

bertanggung jawab atas penyediaan bahan baku.

b. Kepala Bagian Teknik

Mengatur dan mengawasi segala masalah yang berhubungan

dengan peralatan teknik, proses dan utilitas.

Bertanggung jawab kepada Direktur Teknik dan Produksi

I-159

Kepala bagian Teknik membawahi :

Seksi Utilitas

Bertugas mengawasi dan mengatur pelaksanaan

penyediaan air pendingin, steam, air umpan boiler, bahan

bakar dan listrik

Bertanggung jawab atas peralatan, misalnya boiler.

Seksi Pemeliharaan dan Perbaikan

Melaksnakan pemeliharaan gudang, taman dan peralatan

proses termasuk utilitas

Mengadakan perbaikan terhadap peralatan-peralatan yang

mengalami kerusakan

c. Kepala Bagian Umum

Bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan

administrasi dalam bidang humas, keamanan dan administrasi

perusahan, Kepala Bagian Umum membawahi :

Seksi Humas

Mengatur hubungan antara perusahaan dengan masyrakat

diluar lingkungan perusahaan.

Seksi Keamanan

- Menjaga dan memelihara keamanan daerah disekitar pabrik

- Menjaga semua bangunan pabrik dan fasilitas perusahaan

yang ada

Seksi Administrasi

I-160

Menyelenggarakan pencatatan hutang-piutang, administrasi

peralatan kantor, serta maslah perpajakan dan semua masalah

yang berhubungan dengan administrasi perusahaan.

d. Kepala Bagian SDM

Bertanggung jawab kepada Direktur keuangan dan administrasi

dalam bidang personalia dan pelatihan tenaga kerja.

Seksi Personalia

Bertugas melaksanakan segala sesuatu yang berhubungan

dengan tenaga kerja, antara lain :

- Penerimaan dan pemberhentian tenaga kerja

- Penempatan karyawan dan menyangkut hubungan

kerja karyawan

- Kesejatheraan karyawan

- Mengadakan pendidikan dan latihan kerja bagi

karyawan

Seksi Pelatihan Tenaga kerja

Bertugas mengatur dan mengadakan pendidikan atau

pelatihan kerja bagi karyawan.

e. Kepala Bagian Keuangan

Bertanggung jawab Kepada Direktur Keuangan dan Administrasi

dalam bidang keuangan, Kepala Bagian Keuangan Membawahi :

Seksi keuangan dan pembukuan

Mengadakan perhitungan uang perusahaan

I-161

Mengamankan keuangan perusahaan

Merencanakan keuangan di masa yang akan datang

Membayar gaji karyawan

f. Kepala Bagian Pemasaran

Bertanggung jawab kepada Direktur Keuangan dan Administrasi

dalam bidang pemasaran, Kepala Bagian Pemasaran Membawahi :

Seksi penjualan

Bertanggung jawab mengenai masalah-masalah yang berguna

untuk mencari pemasaran yang seluas-luasnya dengan

memperoleh keuntungan yang sebesar-besarnya.

Seksi gudang

Bertugas mengatur dan mengawasi keluar masuknya produk

dari gudang

I-162

10.4 Jaminan Sosial

Jaminan sosial adalah jaminan yang diterima oleh pihak karyawan jika

terjadi sesuatu hal yang bukan karena kesalahannya menyebabkan dia tidak dapat

melakukan pekerjaan.

Jaminan sosial yang diberikan oleh perusahaan pada karyawan adalah :

a. Tunjangan

Tunjangan diluar gaji pokok, diberikan kepada tenaga kerja tetap

berdasarkan prestasi yang telah dilakukannya dan lama pengabdiannya

kepada perusahaan tersebut.

Tunjangan lembur yang diberikan kepada tenaga kerja yang bekerja diluar

jam kerja yang telah ditetapkan (khusus untuk tenaga kerja shift)

b. Fasilitas

Fasilitas yang diberikan berupa seragam kerja untuk karyawan, perlengkapan

keselamatan kerja (misal helm, sarung tangan, sepatu boot, kacamata

pelindung dan lain-lain), antar jemput bagi karyawan, kendaraan dinas, tempat

tinggal dan lain-lain.

c. Pengobatan

Untuk pengobatan dan perawatan pertama dapat dilakukan di poliklinik

perusahaan dan diberikan secara cuma-cuma kepada karyawan yang

membutuhkan dengan ketentuan sebagai berikut :

Pengobatan ringan dapat dilakukan dipoliklinik perusahaan dan di berikan

kepada tenaga kerja yang membutuhkan.

I-163

Untuk pengobatan dan perawatan yang dilakukan pada rumah sakit yang

telah ditunjuk akan diberikan secara cumacuma

Karyawan yang mengalami kecelakaan atau terganggu kesehatannya

dalam menjalankan tugas perusahaan, akan mendapat penggantian ongkos

pengobatan penuh.

d. Insentive atau bonus

Insentive diberikan dengan tujuan untuk meningkatkan produktivitas dan

merangsang gairah kerja karyawan. Besarnya insentive ini dibagi menurut

golongan dan jabatan. Pemberian insentive untuk golongan operatif (golongan

kepala seksi ke bawah) diberikan setiap bulan sedangkan untuk golongan di

atasnya diberikan pada akhir tahun produksi dengan melihat besarnya

keuntungan dan target yang dicapai.

e. Cuti

Cuti tahunan selama 12 hari kerja dan diatur dengan mengajukan

permohonan satu minggu sebelumnya untuk dipertimbangkan ijinnya

Cuti sakit bagi tenaga kerja yang memerlukan istirahat total berdasarkan

surat keterangan dokter

Cuti hamil selama 3 bulan bagi tenaga kerja wanita

Cuti untuk keperluan dinas atas perintah atasan berdasarkan kondisi

tertentu perusahaan

I-164

10.5 Jadwal dan Jam Kerja Perincian Jumlah Tenaga Kerja

Step dalam proses = 4.

Kapasitas produksi = 36.000 ton/th = 4545,6084 Kg/j dengan M = 50

(orang/jam/hari/tahapan proses)

Berdasarkan Vilbrant, fig. 6.35, hal. 235 M = 50 orang tahapanhari

jam

.

Karena jumlah proses keseluruhan terbagi dalam 4 tahap, maka :

Karyawan proses = 50 orang tahapanhari

jam

4 tahap = 200 orang harijam

Karena satu hari terdapat 3 shift kerja, maka :

Karyawan Proses = hari

shift 3hari

jam orang 002 = 67 orang

shiftjam

Karena setiap karyawan shift bekerja selama 8 jam / hari, maka :

Karyawan proses = hari

jam 8shift

jam orang 76 = 8 orang

shifthari

Karena karyawan shift terdiri atas 4 regu, yaitu 3 regu bekerja dan 1 regu libur,

maka :

Jumlah karyawan proses keseluruhan = 8 orang shifthari x 4 regu = 32 orang setiap

hari (untuk 4 regu).

Jumlah karyawan harian (proses) = 100 orang dan jumlah karyawan administrasi

dan karyawan lain = 74 orang. Jadi jumlah karyawan total yang diperlukan pada

pabrik minyak Butanol adalah 174 orang.

Pabrik Butanol ini direncanakan akan beroperasi selama 300 hari dalam

setahun dan 24 jam per hari, sisa harinya digunakan untuk perbaikan dan

perawatan atau dikenal dengan istilah shut down.

I-165

a. Untuk pegawai non shift

Bekerja selama 6 hari dalam seminggu (total kerja 40 jam per minggu)

sedangkan hari minggu dan hari besar libur. Pegawai non shift ini termasuk

karyawan yang tidak langsung menangani operasi pabrik, misalnya : Direktur,

Kepala Departemen, Kepala Bagian, Karyawan Kantor/Administrasi dan

Seksi-seksi dibawah tanggungjawab non teknik atau yang bekerja di pabrik

dengan jenis pekerjaan tidak kontinyu.

Ketentuan jam kerja adalah sebagai berikut : Senin – Kamis : 08.00 – 16.00 (Istirahat : 12.00 – 13.00)

Jum’at : 08.00 – 16.00 (Istirahat 11.00 – 13.00)

Sabtu : 08.00 – 12.00

b. Untuk pegawai shift

Sehari bekerja 24 jam, yang terbagi dalam 3 shift. Karyawan shift ini termasuk karyawan yang secara langsung menangani proses operasi pabrik, misalnya : kepala shift, operator, karyawan-karyawan shift, gudang serta keamanan dan keselamatan kerja. Ketentuan jam kerja pegawai shift sebagai berikut : Shift I : 07.00 – 15.00 Shift II : 15.00 – 23.00 Shift III : 23.00 – 07.00 Untuk memenuhi kebutuhan pabrik, karyawan shiff dibagi menjadi empat kelompok (regu), dimana jika 3 regu bekerja maka 1 regu libur. Jadwal kerja karyawan shift dapat dilihat pada tabel 10.1.

Tabel 10.1. Jadwal Kerja Masing-Masing Regu

Regu Minggu Pertama Kedua Ketiga Keempat

I II III IV

Pagi Siang Malam Libur

Pagi Siang Libur Malam

Pagi Libur Siang Malam

Libur Pagi Siang Malam

Karena kemajuan suatu pabrik atau perusahaan tergantung pada

kedisiplinan karyawannya, maka salah satu cara untuk menciptakan kedisiplinan adalah dengan memberlakukan presensi. Dari mulai direktur utama sampai karyawan kebersihan diberlakukan presensi setiap jam kerjanya yang nantinya

I-166

dapat menjadi pertimbangan perusahaan dalam meningkatkan karier karyawannya. 10.6 Penggolongan dan Tingkat Pendidikan Karyawan

Penggolongan dan tingkat pendidikan karyawan berdasarkan tingkat kedudukan dalam struktur organisasi Pra Rencana Butanol 1. Direktur : Sarjana Teknik Kimia atau min. Strata 2

2. Manager

a. Manejer Teknik : Sarjana Teknik Kimia.

b. Manejer administrasi : Strata 2 Administrasi (FIA).

3. Penelitian & Pengembangan : Sarjana Kimia (MIPA)

4. Kepala Departemen

a. Kabag produksi : Sarjana Teknik Kimia

b. Kabag teknik : Sarjana Teknik Mesin

c. Kabag pemasaran : Sarjana Ekonomi

d. Kabag keuangan : Sarjana Ekonomi

e. Kabag SDM : Sarjana Psikologi Industri

f. Kabag Humas : Sarjana Hukum

5. Kepala divisi

a. Kasie produksi : Sarjana Teknik Kimia

b. Kasie gudang : Sarjana segala jurusan

c. Kasie utilitas : Sarjana Teknik Mesin

d. Kasie bengkel &perawatan : Sarjana Teknik Mesin

e. Kasie penjualan : Sarjana Ekonomi

f. Kasie promosi : Diploma Public Relation & Promotion

g. Kasie research marketing : Sarjana Ekonomi

h. Kasie tranportasi : Diploma Ekonomi

I-167

i. Kasie pembukuan & keuangan

: Sarjana Ekonomi j. Kasie kesehatan : Kedokteran

k. Kasie ketenagakerjaan : Sarjana segala jurusan

l. Kasie keamanan : Diploma

m. Kasie kebersihan : Diploma

6. Staff : Diploma / SMU / SMK.

10.7 Perincian Jumlah Tenaga Kerja Karyawan dibagi atas 4 regu dan 1 regu libur kerja. Jumlah karyawan bagian proses 100 orang . Jumlah karyawan administrasi dan karyawan lain = 74 orang Karena setiap karyawan shift bekerja selama 8 jam / hari, maka : Jadi jumlah karyawan total = ( 100 + 74 ) orang

= 174 orang Perincian kebutuhan tenaga kerja dapat dilihat pada tabel 10.2.

Tabel 10.2. Jabatan dan Jumlah Tenaga Kerja. No. Jabatan (Tugas) Jumlah

1. Direktur 1

2. Manager pabrik 1

3. Manager administrasi 1

4. Sekretaris 1

5. Staff LITBANG (R&D) 2

6. Kabag. Produksi 1

7. Kabag Teknik 1

8. Kabag Pemasaran 1

9 Kabag Keuangan 1

10. Kabag SDM 1

11. Kasie Proses 1

12. Kasie Humas 1

I-168

13. Kasie Laboratorium 1

14. Kasie Utilitas 1

15. Kasie Produksi 1

16. Kasie Keamanan 1

17. Kasie Administrasi 1

18. Kasie Keuangan dan pembukuan 1

19. Kasie Penjualan 1

20. Kasie Bahan Baku 1

21. Kasie Gudang 1

22. Kasie Pelatihan & tenaga kerja 1

23. Staff Proses 100

24. Staff Laboratorium 2

25. Staff Utilitas 4

26. Staff Pemeliharaan dan perbaikan 4

27. Staff Humas 1

28. Staff Personalia 2

29. Staff Keamanan 8

30. Staff Adminstrasi 2

31. Staff Keuangan dan pembukuan 4

32. Staff Penjualan 4

33. Staff Bahan Baku 4

34. Staff Gudang 4

35. Staff Pelatihan dan tenaga kerja 1

36. Staff Kesahatan 1

37. Staff Kebersihan 4

38. Staff Sopir 4

39. Staff kantin 2

JUMLAH 174

I-169

10.8 Status Karyawan dan Sistem Pengupahan (Gaji) Pada Pabrik Butanol ini mempunyai sistem pembagian gaji yang berbeda-

beda kepada karyawan. Hal ini berdasarkan pada kriteria sebagai berikut :

Tingkat pendidikan

Pengalaman kerja

Tanggung jawab dan kedudukan.

Keahlian

Pengabdian pada perusahaan (lamanya bekerja).

Berdasarkan kriteria di atas, karyawan akan menerima gaji sesuai dengan status kepegawaiannya. Status kepegawaiannya dibagi menjadi 3 bagian, yaitu : 1. Karyawan regular (tetap)

Karyawan reguler adalah karyawan yang diangkat dan diberhentikan dengan surat keputusan (SK) dan mendapat gaji bulanan berdasarkan kedudukan, keahlian dan masa kerjanya

2. Karyawan borongan

Karyawan borongan adalah pekerja yang dipergunakan oleh pabrik bila diperlukan saja, misalnya bongkar muat barang dan lain-lain. Pekerja ini menerima upah borongan untuk pekerjaan tersebut.

3. Karyawan harian

Karyawan harian adalah pekerja yang diangkat dan diberhentikan oleh manajer pabrik berdasarkan nota persetujuan manajer pabrik atas pengajuan kepala yang membawahinya dan menerima upah harian yang dibayarkan setiap akhir pekan.

10.9 Tingkat dan Jabatan Tenaga Kerja Tabel 10.3. Daftar Upah (Gaji) Karyawan

No. Jabatan (Tugas) Jumlah Gaji/bulan (Rp)

Total (Rp)

1. Direktur 1 9.000.000 9.000.000

2. Manager pabrik 1 6.000.000 6.000.000

3. Manager administrasi 1 6.000.000 6.000.000

4. Sekretaris 1 1.000.000 1.000.000

5. Staff LITBANG (R&D) 2 5.000.000 10.000.000

6. Kabag. Produksi 1 3.000.000 3.000.000

I-170

7. Kabag Teknik 1 3.000.000 3.000.000

8. Kabag Pemasaran 1 3.000.000 3.000.000

9 Kabag Keuangan 1 3.000.000 3.000.000

10. Kabag SDM 1 3.000.000 3.000.000

11. Kasie Proses 1 1.500.000 1.500.000

12. Kasie Humas 1 1.500.000 1.500.000

13. Kasie Laboratorium 1 1.500.000 1.500.000

14. Kasie Utilitas 1 1.500.000 1500.000

15.

16.

Kasie Produksi

Kasie Keamanan

1 1.500.000 1.500.000

1 1.500.000 1.500.000

17. Kasie Administrasi 1 1.500.000 1.500.000

18.

19.

Kasie Keuangan dan pembukuan

Kasie Penjualan

1 1.500.000 1.500.000

1 1.500.000 1.500.000

20. Kasie Bahan Baku 1 1.500.000 1.500.000

21. Kasie Gudang 1 1.500.000 1.500.000

22. Kasie Pelatihan & tenaga kerja 1 1.500.000 1.500.000

23. Staff Proses 100 750.000 75. 000.000

24. Staff Laboratorium 2 850.000 1.700.000

25. Staff Utilitas 4 600.000 2.400.000

26. Staff Pemeliharaan dan perbaikan 4 750.000 3.000.000

27. Staff Humas 1 800.000 800.000

28. Staff Personalia 2 800.000 1.600.000

29.

30.

Staff Keamanan

Staff Adminstrasi

8 500.000 4.000.000

2 700.000 1.400.000

31. Staff Keuangan dan pembukuan 4 600.000 2.400.000

32. Staff Penjualan 4 700.000 2.800.000

33. Staff Bahan Baku 4 900.000 3.600.000

34. Staff Gudang 5 600.000 3.000.000

I-171

35. Staff Pelatihan dan tenaga kerja 1 600.000 600.000

36. Staff Kesahatan 1 800.000 800.000

37. Staff Kebersihan 4 400.000 1.600.000

38. Sopir 4 500.000 2.000.000

39. Staff kantin 2 500.000 1.000.000

Jumlah 174 172.700.000

I-172

BAB XI ANALISIS EKONOMI

Perencanaan suatu pabrik perlu ditinjau dari faktor-faktor ekonomi yang menentukan apakah pabrik tersebut layak didirikan atau tidak. Faktor-faktor yang perlu dipertimbangkan dalam penentuan untung rugi dalam mendirikan Pabrik Butanol adalah sebagai berikut :

1. Return On Investment (ROI)

2. Pay Out Time (POT)

3. Break Even Point (BEP)

4. Internal Rate of Return (IRR)

Sedangkan untuk menghitung faktor-faktor diatas perlu diadakan

penaksiran beberapa hal yang menyangkut administrasi perusahaan dan

jalannya proses, yaitu :

11.1 Total Capital Investment (TCI) Total Capital Investment adalah modal yang harus disediakan untuk

pembangunan pabrik dan biaya pelaksanaan pabrik tersebut untuk beberapa

waktu.

TCI dibagi menjandi 2 bagian, yaitu :

1. Fixed Capital Investment (FCI ) = Modal Tetap

FCI ialah modal yang digunakan untuk keperluan pembelian peralatan

pabrik, pemasangan dan fasilitas peralatan sehingga dapat beroperasi.

FIC dibagi menjadi 2 bagian, yaitu :

a. Biaya Langsung (Direct Cost)

- Pembelian alat

- Instrumentasi

- Perpipaan terpasang

I-173

- Listrik terpasang

- Isolasi

- Bangunan

- Halaman pabrik

- Fasilitas workshop

- Pemasangan dan instalasi

b. Biaya Tak Langsung (Indirect Cost)

- Enggineering

- Konstruksi

2. Working Capital Investment (WCI) = Modal Kerja

WCI ialah modal yang digunakan untuk menjalankan pabrik yang

berhubungan dengan produksi dalam beberapa waktu tertentu.

WCI meliputi :

Modal untuk bahan baku dan persediaan

Modal untuk ongkos-ongkos produksi

Modal untuk pembayaran pajak

Modal untuk pembayaran gaji karyawan dan upah buruh

Maka:

TCI = FCI + WCI 11.2 Total Production Cost (TPC)

Secara umum Total Production Cost / Biaya Produksi Total dibagi menjadi 2 bagian besar, yaitu :

1. Biaya Pembuatan (Cost Of Manufactur = COM)

COM dibagi menjadi 3 bagian, yaitu : a. Biaya Produksi Tetap ( Fixed Charge = FC)

I-174

Yaitu biaya yang selama satu periode kerja tidak mengalami perubahan.

b. Biaya Produksi Langsung

Yaitu biaya yang secara langsung membentuk hasil

c. Biaya Produksi Tidak Langsung

2. Biaya Pengeluaran Umum ( General Expense = GE )

- Administrasi

- Distribusi dan pemasaran

- Litbang

11.3 Penentuan Total Capital Investment (TCI) A. Modal Tetap (FCI) :

Modal Langsung ( Total Plant Direct Cost = TPDC) 1. Harga Alat (E) Rp. 7.550.311.715,00

2. Pemasangan alat dan instalasi ( 40% E) Rp. 3.020.124.686,00

3. Instrumentasi & Kontrol ( 18% E) Rp. 1.359.056.109,00

4. Perpipaan Terpasang (45 % E ) Rp. 3.397.640.272,00

5. Listrik Terpasang ( 25 % E) Rp. 1.887.577.929,00

Total ongkos miatan (CF) Rp. 17.214.710.710,00 6. Asuransi muatan ( 10% CF ) Rp. 1.721.471.071,00

7. Halaman pabrik ( 15% E) Rp. 1.132.546.757,00

8. Fasilitas Workshop ( 45% E) Rp. 3.397.640.272,00

9. Tanah dan Bangunan Rp. 13.916.450.000

TPDC Rp. 29.128.868.810,00

Modal Tak Langsung ( Total Plant Indirect Cost = TPIC) 10. Engineering ( 18% TPDC ) Rp. 5.243.196.386,00

11. Konstruksi ( 20% TPDC ) Rp. 5.825.773.762,00

I-175

TPIC Rp. 11.068.970.150,00

Total Modal ( Total Plant Cost ) TPC = TPDC + TPIC Rp. 40.197.838.960,00

Modal Tetap ( Fixed Capital Investment ) 12. Kontraktor ( 5% TPC) Rp. 2.009.891.948,00

13. Biaya Tak Terduga ( 10% TPC) Rp. 4.019.783.396,00

FCI = 12 + 13 + TPC Rp. 46.227.514.800,00

B. Modal Kerja ( Working Capital Investment )

WCI = 20% TCI = 0,2 x Rp. 57.784.393.500,00

= Rp. 11.556.878.700,00

Modal Keseluruan ( Total Capital Investment ) TCI = FCI + WCI TCI = Rp. 46.227.514.800,00 + 0,2 TCI

0,8 TCI = Rp. 46.227.514.800,00 TCI = Rp. 57.784.393.500,00

Modal perusahaan : a. Modal sendiri ( 60% TCI ) Rp. 34.670.636.100,00

b. Modal pinjaman ( 40% TCI ) Rp. 23.113.757.400,00

11.4 Penentuan Produksi Total ( Total Production Cost Cost = TPC ) Biaya produksi total = Biaya pembuatan + Biaya pengeluaran umum Biaya pembuatan = Biaya produksi langsung + Biaya produksi tetap

+ Biaya overhead

A. Biaya Pembuatan ( COM ) :

Biaya produksi langsung : 1. Bahan baku ( per 1 th.) Rp. 290.423.624.100,00

2. Gaji karyawan ( per 1 th.) Rp. 2.388.600.000,00

3. Biaya utilitas ( per 1 th.) Rp. 176.439.481.600,00

4. Biaya pengemasan ( per 1 th.) Rp. 21.818.200.000,00

I-176

5. Biaya Laboratorium ( 15% no.2 ) Rp. 358.290.00,00

6. Pemeliharaan ( 5% FCI ) Rp. 2.311.375.740,00

7. Operasi Supplies ( 1% no.6 ) Rp. 231.137.574,00

Total Biaya Produksi Langsung (DPC) Rp. 493.970.709.000,00

Biaya Produksi Tetap ( Fixed Cost = FC ) 1. Depresiasi peralatan ( 10% FCI ) Rp. 4.622.751.480,00

2. Pajak kekayaan ( 4% FCI ) Rp. 1.849.100.592,00

3. Asuransi ( 1% FCI ) Rp. 462.275.148,00

4. Bunga Bank (18% modal pinjaman ) Rp. 4.160.476.332,00

Total FC Rp. 11.094.603.550,00

Biaya Overhead Pabrik 60% dari gaji karyawan Rp. 1.433.160.000,00

Total Biaya Pembuatan ( COM ) Rp. 506.498.472.600,00

B. Biaya pengeluaran umum

1. Biaya administrasi ( 15% gaji karyawan ) Rp. 358.290.000,00

2. Biaya distribusi ( 11% DPC ) Rp. 54.336.777.990,00

3. Biaya penelitian ( 4% DPC ) Rp. 19.758.828.360,00

Total Biaya Pengeluaran umum Rp. 74.453.896.350,00

Biaya Produksi Total (TPC) Rp. 580.952.369.000,00)

11.5 Analisa Ekonomi Metode yang digunakan = Discounted Cash Flow Asumsi yang diambil :

1. Modal :

- 60% Modal sendiri (0,6 TCI )

- 40% Modal pinjaman ( 0,4 TCI )

2. Bunga kredit : 20%

I-177

3. Masa konstruksi : 2 tahun

- Modal th.I : 40%

- Modal th.II : 60%

4. Pengembalian pinjaman dalam 10 th. / pengembalian 10%/th.

5. Laju inflasi : 10% /th.

6. Umur pabrik : 10 th. ( sesuai ( UU No. 7/1983 ) & UU ketentuan

umum & taat cara perpajakan ( UU No. 6/1983 ) )

7. kapasitas produksi :

- Tahun I : 80%

- Tahun II : 100%

8. Pajak pendapatan

- 15% untuk Rp.10.000.000,00 pertama

- 25% untuk Rp. 10.000.000,00 kedua sampai Rp. 50.000.000,00

- 35% untuk laba selanjutnya

1. Return On Investment ( ROI )

ROI adalah tingkat bunga dimana nilai ekivalen dari modal sama dengan nilai ekivalen dari penerimaan. Prosentase ROI merupakan salah satu cara atau pernyataan yang umum dipakai untuk menunjukan hubungan antara laba tahunan yang dapat diperoleh dalam rangka usaha pengembangan modal investasi. Laba perusahan adalah keuntungan yang diperoleh setelah penjualan produk. Laba Kotor = Harga jual – Biaya produksi

= Rp. 612.000.000.000,00 – Rp. 580.952.369.000,00 = Rp. 31.047.631.000,00

Pajak penghasilan = 40% Laba bersih = ( 1 – 0,4 ) x Laba kotor

= 0,6 x Rp. 31.047.631.000,00 = Rp. 18.628.578.600,00

I-178

Modal tetap = Rp. 46.227.514.800,00

ROIAT = tetaplModa

bersihLaba x 100%

ROIAT = 00,800.514.227.46.00,600.578.628.18.

RpRp x 100%

= 40,3%

ROIAT = tetapModalkotorLaba x 100%

ROIAT = 00,800.514.227.46.00,000.631.047.31.

RpRp x 100%

= 67,2% Nilai penerimaan Cash Flow (CA) :

CA = Laba bersih + Depresiasi = Rp. 18.628.578.600,00 + Rp. 4.622.751.480,00

= Rp. 23.251.330.080,00

2. Mencari Asset Nilai Sisa ( S )

Depresiasi menggunakan garis lurus, sehingga diperoleh data :

d = pabrikUmur

akhirasetNilaitetapModal

S = tetapModal

pabrikumurxdepresiasitetapModal )(

S = 00,800.514.227.46.

)1000,480.751.622.4.(00,800.514.227.46.Rp

xRpRp

= 0

3. Waktu Pengembalian Modal ( Pay Out Time = POT)

POT = tahunxCash

tetapModal 1

POT = tahunxRpRp 1

00,080.330.251.23.00,800.514.227.46.

= 1,9882 tahun 2 tahun

I-179

4. Break Event Point ( BEP )

BEP atau titik impas adalah titik dimana tingkat kapasitas pabrik berada pada titik tersebut yang membuat harga Cash flow = 0. maka pada titik ini besar biaya produksi sama dengan besar pendapatan.

Penentuan BEP secara Straight Line adalah : 1. Biaya tetap ( FC ) Rp. 11.094.603.550,00

2. Biaya Variabel ( Vc ) :

Bahan baku Rp. 290.423.624.100,00

Utilitas Rp. 176.439.481.600,00 Pengemasan Rp. 21.818.200.000,00

Total Rp. 488.681.305.700,00 3. Biaya Semi Variabel ( SVc ) :

Baiya umum Rp. 74.453.896.350,00

Biaya laboratoriun Rp. 358.290.000,00 Operating supplies Rp. 231.137.574,00

Biaya overhead Rp. 1.433.160.000,00 Gaji karyawan Rp. 2.388.600.000,00

Pemeliharaan Rp. 2.311.375.740,00 Total Rp. 79.026.719.660,00

S = Hasil penjualan untuk kapasitas 100% S = Rp.612.000.000.000,00

BEP = %1007,0

3,0 xVcSVcS

SVcFC

BEP = %100700.305.681.488)660.719.026.797,0()1012,6(

)660.719.026.793,0(550.603.094.1111 x

xxx

= 51,2%

I-180

Grafik 11.1. Break Even Poin ( BEP ) 5. Net Present Value ( NPV )

Metode ini digunakan untuk menghitung selisih dari nilai sekarang penerimaan kas bersih dengan nilai investasi sekarang. Langkah-langkah menghitung NPV :

Menghitung CA0 ( tahun ke-0 ) untuk masa konstruksi 2 tahun. CA-2 = 40% x FCI x ( 1 + i )2

= 0,4 x Rp. 46.227.514.800,00 x ( 1 + 0,2 )2 = Rp. 26.627.048.520,00

CA-1 = 60% x FCI x ( 1 + i )1 = 0,6 x Rp. 46.227.514.800,00 x ( 1 + 0,2 )1

= Rp. 33.283.810.660,00 CA-0 = - ( CA-2 + CA-1 )

= - ( Rp. 26.627.048.520,00 + Rp. 33.283.810.660,00 ) = - Rp. 59.910.859.180,00

I-181

NPV = CA x Fd

Fd = Faktor diskon

Fd = ni)1(1

Dimana :

i = Tingkat bunga bank CA = Cash flow setelah pajak

n = Tahun ke-n

Table 11.1 Cash Flow Untuk Npv Selama 10 Tahun

Tahun Cash Flow

( Rp )

Factor Diskon

( i = 0,20 )

PV

( Rp )

0

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

Sisa

WCI

- 59.910.859.180

16.989.622.980

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

0

11.556.878.700

1

0,8333

0,6944

0,5787

0,4823

0,4019

0,3349

0,2791

0,2326

0,1983

0,1615

0,1615

0,1615

- 59.910.859.180

14.157.452.830

16.145.723.610

13.455.544.720

11.214.116.500

9.344.709.559

7.786.870.444

6.489.446.225

5.408.259.377

4.506.107.770

3.755.089.808

0

1.866.435.910

34.218.897.580

Karena harga NPV bernilai + maka pabrik layak untuk didirikan

I-182

6. Internal Rate Of Return (IRR) Metode yang digunakan untuk menghitung tingkat bunga pada

investasi. Harga IRR harus lebih tinggi dari tingkat bunga bank sehingga harus dipenuhi persamaan dibawah ini dengan cara trial harga i :

IRR = i1 + )( 1221

1 iiNPVNPV

NPV

i1 = Besarnya bunga pinjaman th. Ke-1 yang ditrial 20%

i2 = Besarnya bunga pinjaman th. Ke-2 yang ditrial 25%

Tahun

Cash Flow

( Rp )

Factor

Diskon

(i=0,20 )

PV

( Rp )

Factor

Diskon

( i = 0,25 )

PV

( Rp )

0

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

Sisa

WCI

-59.910.859.180

16.989.622.980

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

23.251.330.080

0

11.556.878.700

1

0,8333

0,6944

0,5787

0,4823

0,4019

0,3349

0,2791

0,2326

0,1983

0,1615

0,1615

0,1615

-59.910.859.180

14.157.452.830

16.145.723.610

13.455.544.720

11.214.116.500

9.344.709.559

7.786.870.444

6.489.446.225

5.408.259.377

4.506.107.770

3.755.089.808

0

1.866.435.910

1

0,8000

0,6400

0,5120

0,4096

0,3277

0,2621

0,2097

0,1678

0,1342

0,1074

0,1074

0,1074

- 59.910.859.180

13.591.698.380

14.880.851.250

11.904.681.000

9.523.744.801

7.619.460.867

6.094.173.614

4.875.803.918

3.901.573.187

3.120.328.497

2.497.192.851

0

1.241.208.774

NPV1 34.218.897.580 NPV2 19.339.857.960

I-183

IRR = 20% + %)20%25(960.857.339.19580.897.218.34

580.897.218.34

= 31,5 % Jadi dengan besarnya IRR = 31,5 %, maka pabrik layak didirikan karena IRR > dari suku bunga bank yang berlaku = 20 % Dari hasil analisa ekonomi diatas dapat diambil kesimpulan sebagai berikut :

a. Total Capital Investment :

Fixed Capital Investment ( FCI ) = Rp. 46.227.514.800,00

Working Capital Investment ( WCI ) = Rp. 11.556.878.700,00 b. Total Production Cost ( TPC ) = Rp. 580.952.369.000,00

c. Penjualan dan Laba :

Total Penjualan = Rp. 612.000.000.000,00

Laba sebelum pajak = Rp. 31.047.631.000,00 Laba sesudah pajak = Rp. 18.628.578.600,00

d. Return On Investment ( ROI )

ROI sebelum pajak = 67,2 % ROI sesudah pajak = 40,3 %

e. Pay Out Time ( POT ) = 2 tahun

f. Break Event Point ( BEP ) = 51,2 %

g. Internal Rate of Return ( IRR ) = 31,5 %

I-184

BAB XII

KESIMPULAN

Pra Rencana Pabrik Butanol dari Butiraldehida dengan Proses hidrogenasi

ini diharapkan akan mencapai hasil produksi yang maksimal sesuai dengan tujuan.

Dari hasil produksi tersebut dapat memenuhi kebutuhan konsumsi dalam negeri

yang pemakaiannya dari tahun ke tahun terus meningkat. Di samping itu

diharapkan produksi Butanol ini dapat menembus pasaran dunia, sehingga akan

dapat menambah devisa Negara dari nilai ekspornya.

Bila ditinjau dari segi bahan baku, peralatan proses, lokaso pabrik,

organisasi perushaan dan analisa ekonomi pra rencana pabrik Butanol ini layak

untuk didirikan dengan rincian pertimbangan sebagai berikut :

12.1. Tinjauan Segi Teknik

Bila ditinjau dari segi teknis, proses pembuatan Butanol ini mempunyai

kadar produk sesuai dengan yang di pasarkan.

Pedoman pemilihan lokasi pabrik berdasarkan pada :

Dekat dengan bahan baku

Dekat dengan daerah pemasaran

Persediaan air yang memadai

Tenaga kerja yang cukup tersedia

Persediaan listrik dan bahan baker yang memadai

Tersedianya sarana transportasi yang memadai

I-185

12.2. Tinjauan Segi Ekonomi

Analisa ekonomi sangat diperlukan untuk mengetahui layak dan tidaknya

pabrik itu didirikan.

Hasil analisa ekonomi yang didapatkan adalah sebagai berikut :

Break Even Point (BEP) : 51,2 %

Pay Out Time ( POT ) : 2 tahun

Internal Rate of Return (IRR) : 40,3 %

Return of Investment sebelum pajak ( ROI ) : 31,5 %

I-186

DAFTAR PUSTAKA

Brownell and Young “ Proses Equipement Design” John wlley and Sons,

New york 1959.

Coulson J. M., and Hick T. G., “Handbook Of Chemical Engineering

Calculation”, Mc Graw Hill Book company, New York , 1984

Faith, W. L. D. B Keyes and Ronald L. clark, “ Industrial Chemicals” 3th edition,

John Willey and Sons Inc, New York, 1976

Fous, A. S. “ Principle of Unit Operation” 2nd edition, Jhon willey and john

Willey and sons inc, New York 1980

Geankoplis C. J., “ Transport Process and Unit Operation” 2nd edition. John

Willey and Sons Inc, New York 1980.

Hesses, H.C., and Rushton J. H., “ Process Equipment Design” 1st edition Van

Nostrand Company Inc, Princeton New Jersey, 1954

Kern, D. Q., “Process Heat Transfer” International Student Edition, Mc Graw

Hill Book Company, Singapore,1965

Kirk E. R., and Othmer D. F., “ Encyclopedia of chemical Technology” Volume 4,

2nd Edition, Jhon Willey and Sons Inc., New York 1961.

Kirk E. R., and Othmer D. F., “ Encyclopedia of chemical Technology” Volume

12, 2nd Edition, Jhon Willey and Sons Inc., New York 1961.

I-187

Ludwig E. E., “Applied Process Design for chemical and Petrochemical Plant”

volume 3,2nd edition, Gulf Publishing Company, Houston, 1965

Perry R. H., and Don Green , “ Perry Chemical Engineers’ Handbook” 6th edition

, Mc .Graw Hill Book company, Singapore 1984.

Petter, Max s. and Timmerhaus Klaus D., “Plant Design and Economic for

chemical Engineering” 3th Edition. Mc Graw Hill Book Company, Singapore

1981.

Ulrich, G. D., “ A guide to Chemical Engineering Process Design and Economic”

Jhon Willey and Sons Inc, New York 1984.

I-188

APPENDIX A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas produksi : 36.000 Ton/tahun

: 4545,4500 Kg/jam

Operasi : 300 Hari / tahun, 24 jam / hari

Satuan : Kg / jam

Produk : Butanol (C4H10O)

Basis : 4910,2141 Kg/jam C4H8 dalam umpan segar

Basis waktu : 1 jam

1. Vaporizer (V-116)

Neraca massa bahan :

Feed masuk (M1) = Bahan tak teruapkan (M2) + Bahan teruapkan (M3)

Komposisi bahan baku C4H8O (M1)

C4H8O = 99,8 %

C4H10 = 0,20 %

C4H8O = 0,998 x 4910,2141 = 4900,3927 Kg/j

C4H10 = 0,002 x 4910,2141 = 9,8204 Kg/j

Komposisi bahan yang teruapkan (M3) :

A-1

I-189

Efisiensi () : 95 %

C4H8O = 0,95 x 4900,3937 = 4655,3740 Kg/j

C4H10 = 0,95 x 9,8204 = 9,3294 Kg/j

Komposisi bahan yang tak teruapkan (M2)

C4H8O = 4900,3937 – 4655,3740 = 245,0197 Kg/j

C4H10 = 9,8204 – 9,3294 = 0,491 Kg/j

Neraca Massa Vaporizer (V-116)

Masuk Keluar

F-114 V-116 ke E-119

C4H8O 4900, 3937 C4H8O 4655,3740

C4H10 9,8204 C4H10 9,3294

Jumlah 4910,2141 Jumlah 4664,7034

Recycle ke V-116

C4H8O 245,0197

C4H10 0,491

Jumlah 245,5107

Total 4910,2141 Total 4910,2141


A-1

I-190

Komponen bahan masuk heat exchanger (E-119) :

C4H8O = 4655,3740 Kg/jam

C4H10 = 9,3294 Kg/jam

Kompnen bahan keluar dari heat Exchanger ( E-119) :

C4H8O = 4655,3740 kg/j

C4H10 = 9,3294 kg/j

Neraca massa Heat Exchanger (E-119)

Masuk Keluar

V-116 E-119 ke R-110

C4H8O 4655,3740 C4H8O 4655,3740

C4H10 9,3290 C4H10 9,3294

Total 4664,70 Total 4664,7034

3. Reaktor Tipe Fixed Bed (R-110)

Komponen bahan masuk reaktor (R-110) :

C4H8O = 4655, 3740 Kg/jam

C4H10 = 9,3294 Kg/jam

Reaksi yang terjadi :

C4H8O + H2 Nikel C4H10O Konversi: 95 %

I-191

Komposisi bahan baku :

C4H8O = 99,8 % berat (BM = 72)

C4H10 = 0,20 % berat (BM = 58)

H2 = 99,8 % berat (BM = 2)

N2 = 0,20 % berat (BM = 28)

Neraca C4H8O :

C4H8O mula-mula = 4655,3740 Kg/jam

= 72

3740,4655 = 64,6579 Kg mol/j

C4H8O bereaksi = 64,6579 Kmol/ jam x 95%

= 61,4250 Kmol/jam

= 61,4250 Kmol/jam x 72

= 4422,6 Kg/jam

C4H8O sisa = (64,6579 – 61,4250) Kmol/jam

= 3,2329 Kmol/jam

= 3,2329 Kmol/jam x 72

= 232,7688 Kg/jam

C4H10 = 0,20 % x 9,3294

= 0,0187 Kmol/jam

= 0,0187Kmol/jam x 58

= 1,0846 Kg/jam

Neraca H2 :

H2 mula-mula = 64,6579 Kg/jam

I-192

= 64,6579 Kg/jam x 2

= 129,3159 Kmol/jam

H2 bereaksi = 129,3159 Kmol/jam x 95 %

= 122,8501 Kmol/jam

= 122,8501 Kmol/jam x 2

= 245, 7002 kg/jam

H2 sisa = (129,3159 – 122,85010 Kmol/jam

= 6,4658 Kmol/jam x 2

= 12,9316 Kg/jam

N2 = 0,20% x 64,6579

= 0,1293 Kmol/jam

= 0,1293 Kmol/jam x28

= 3,6204 Kg/jam

Komposisi produk :

Neraca butanol (C4H10O)

C4H10O terbentuk = 61,4250 Kmol/jam

= 61,4250 Kmol/jam x 72

= 4545,4500 Kg/jam

Neraca massa keluar reaktor:

C4H10O = 4545,4500 Kg/jam = 94,78 % berat

C4H8O = 232,7688 Kg/jam = 4,85 % berat

C4H10 = 1,0846 Kg/jam = 0,02 % berat

H2 = 12,9316 Kg/jam = 0,27 % berat

I-193

N2 = 3,6204 Kg/jam = 0,08 % berat

Neraca massa Reaktor Tipe Fixed Bed (R-110)

Masuk Keluar

E-119 Di recycle Ke F-111

H2 129,3159 H2 12,9316

N2 0,2586 N2 3,6204

Ke E-122

C4H8O 4655,3740 C4H8O 232,7688

C4H10 9,3294 C4H10 1,0846

C4H10O 4545,4500

Total 4794,0194 Total 4794,0194

4. Cooler (E-122)

Komponen bahan masuk cooler (E-122) :

C4H10O = 4545,4500 Kg/jam

C4H8O = 232,7688 Kg/jam

C4H10 = 1,0846 Kg/jam

H2 = 12,9316 Kg/jam

N2 = 3,6204 Kg/jam

I-194

Komponen bahan keluar Cooler (E-122)

C4H10O = 4545,4500 Kg/jam

C4H8O = 232,7688 Kg/jam

C4H10 = 1,0846 Kg/jam

H2 = 12,9316 Kg/jam

N2 = 3,6204 Kg/jam

Neraca massa Cooler (E-122)

Masuk Keluar

R-110 E-122 ke H-120

H2 12,9316 H2 12,9316

N2 3,6204 N2 3,6204

C4H8O 232.7688 C4H8O 232,7688

C4H10 0,1609 C4H10 1,0846

C4H10O 4545,4500 C4H10O 4545,4500

Total 4794,0194 Total 4794,0194


Komponen masuk Flash Drum (H-120)

H2 = 6,4529 kg/j

N2 = 0,0129 kg/j

I-195

C4H8O = 232,7688 Kg/j

C4H10 = 1,0846 Kg/j

C4H10O = 4545,4500 Kg/j

Komponen keluar dari flash drum (H-120) :

Pada flash drum, gas H2 dan N2 dapat dipisahkan seluruh dari liquid dan di recycle

menuju Reaktor (R-110).

H2 = 6,4529 x 100 % = 6,4529 Kg/j

N2 = 0,0129 x 100 % = 0,0129 Kg/j

Komponen keluar dari Flash Drum (H-120)

C4H8O = 3,2329 x 72 = 232,7688 Kg/j

C4H10 = 0,0187 x 58 = 1,0846 Kg/j

C4H10O = 61,4251 x 74 = 4545,4500 Kg/J

Neraca Flash Drum (H-120)

Masuk Keluar

Liqud dan gas Fraksi gas

E-122 H-120 recycle ke R-110

H2 6,4529 H2 6,4529

N2 0,0129 N2 0,0129

C4H8O 232,7688 Jumlah 6,4658

C4H10 1,0846 Fraksi liquida

C4H10O 4545,4574 Aliran 7 Ke E-125

C4H8O 232,7688

Jumlah 4794,0194 C4H10 1,0846

C4H10O 4545,4500

Jumlah 4787,5536

Total 4794,0194 Total 4794,0194

I-196

6. Heat Excanger (E-125)

Komponen bahan masuk (E-125) :

C4H8O = 232,7688 Kg/j

C4H10 = 1,0846 Kg/j

C4H10O = 4545,4500 Kg/j

Komponen bahan keluar Exchanger (E-125) :

C4H8O = 232, 7668 Kg/j

C4H10 = 1,0846 Kg/j

C4H10O = 4545,4500 Kg/j

Neraca Massa Heat Exchanger ( E-125)

Masuk Keluar

H-120 E-125 ke D-130

C4H8O 232,7688 C4H8O 232,7688

C4H10 1,0846 C4H10 1,0846

C4H10O 4545,4574 C4H10O 4545,4500

Total 4787,5536 Total 4787,5536

I-197

7. Kolom Destilasi (D-130)

Basis : 1 jam waktu operasi

Asumsi : Butanol yang teruapkan 95 %

Neraca massa Total : F = D + B

Komposisi bahan masuk kolom Distilasi (D -130)

C4H8O = 232,7688 kg/jam

C4H10 = 1,0846 kg/jam

C4H10O = 4545,4500 kg/jam + Jumlah = 4779,3034 Kg/jam

Neraca komponen Butiraldehida :

233,8534 = 0,95D + 0,05B…………..(1)

Neraca massa total :

4779,3034 = D + B………………(2)

Dari persamaan (1) dan (2) didapat :

233, 8534 = 0,95D + 0,05B

233,8534 = 0,95 ( 4779,3034 – B) + 0,05 B

I-198

233,8534 = 4540,3382 – 0,95 B + 0,05 B

0,9 B = 4306, 4848

B = 4776,2827 Kg/jam

Dari persamaan (2) :

4779,3034 = D + B

D = 4779, 3034 – B

D = 4779, 3034 – 4779,2827 kg/jam

D = 3,0207 kg/jam

Komposisi distilat keluar dari kolom Distilasi ( D-130)

C4H10O = 4545,4500 Kg/jam

C4H10 = 0,05 x 3,0207 = 0,1510 Kg/jam

Komposisi Bottom keluar dari kolom Distilasi (D-130)

C4H10O = 232, 7688 Kg/jam

C4H10 = 1,0846 – 0,1510 = 0,9336 Kg/jam

Neraca Massa Kolom Destilasi (D-130) :

Masuk(Kg/jam) Keluar(Kg/jam)

C4H8O 232,7688 Distilat ke E-131

C4H10 1,0846 C4H10 0,1510

C4H10O 4545,4500 C4H10O 4545,4500

Bottom

C4H8O 232,7688

C4H10 0,9336

Total 4779,9014 Total 4779,9014

I-199

8. Kondensor (E-131)

Komponen bahan masuk Kondensor (E-131) :

C4H10 = 0,1510 Kg/jam

C4H10O = 4545,4500 Kg/jam

Komponen bahan keluar Kondensor (E -131) :

C4H10 = 0,1510 Kg/jam

C4H10O = 4545,4500 Kg/jam

Neraca Massa Kondensor (E-131)

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

D-130 E-131 ke F-132

C4H10 0,1510 C4H10 0,1510

C4H10O 4545,4500 C4H10O 4545,4500

Jumlah 4545,601 Jumlah 4545,601


I-200

Komponen bahan masuk Akumulator (F-132)

C4H10 = 0,1510 Kg/jam

C4H10O = 4545,4500 Kg/jam

Komponen bahan keluar Akumulator (F-132)

C4H10 = 0,1510 Kg/jam

C4H10O = 4545,4500 Kg/jam

Neraca Massa Akumulator (F-132):

Masuk Keluar

D-130 E-131 ke F-132

C4H10 0,1510 C4H10 0,1510

C4H10O 4545,4500 C4H10O 4545,4500

Jumlah 4545,6010 Jumlah 4545,6010

10. Cooler (E-137)

Komponen bahan masuk Cooler (E-137) :

C4H8O = 232,7688 Kg/j

I-201

C4H10 = 0,9336 Kg/j

Komponen bahan keluar Cooler (E-137) :

C4H8O = 232,7688 Kg/jam

C4H10 Kg/j = 0,9336 Kg/jam

Neraca Massa Cooler (E-137)

Masuk Keluar

D-130 E-137 ke F-138

C4H8O 232,7688 C4H8O 232,7688

C4H10 0,9336 C4H10 0,9336

Jumlah 233,7024 Jumlah 233,7024

I-202

APPENDIX B

Neraca panas dihitung pada alat-alat yang mengalami perubahan panas

maupun interaksi panas dan berhubungan dengan utilitas.

Satuan : kkal/jam

Suhu referensi : 25 0C = 298 K

1. HEAT EXCHANGER (E-113).

Neraca panas total :

H1 + Q1 = H2 + Qloss

H1 = Panas yang dibawa bahan masuk (gas)

H2 = Panas yang dibawa bahan keluar (gas)

Q1 = Panas Dowterm A

Qloss = Panas yang hilang

Menghitung panas yang dibawa bahan masuk/keluar :


H = m .Cp. T

B-1

I-203

Panas yang dibawa bahan masuk pada suhu 30 oC ( 303K) :

Komponen m Kg mol

Cp Kkal/kgmol K

T K

H1 Kkal

H2 64,5287 6,8954 5 2224,7433

N2 0,0092 6,9474 5 0,3196

Jumlah 2225,0629

Jumlah panas yang dibawa bahan masuk (H1) : 2225,0629 kkal

Panas yang dibawa bahan keluar pada suhu 210 oC (483 K) :

Komponen m Kg mol

Cp Kkal/kgmol K

T K

H1 Kkal

H2 64,5287 6,9306 185 82736,7507

N2 0,0092 7,0947 185 12,0751

Jumlah 82748,8258

Jadi panas yang dibawa bahan keluar (H2) : 82748,8258 kkal

Menghitung Q1:

H1 + Q1 = H2 + Q loss

H1 + Q1 = H2 + 0,05 Q1

2225,0629 + Q1 = 82748,8258 + 0,05 Q1

0,95Q1 = 82748,8258 – 2225,0629

0,95 Q1 = 80523,7629

Q1 = 84761,85568 kkal

Menghitung panas yang hilang (Qloss) :

Panas hilang diasumsikan 5 % fluida panas (Q1) :

Qloss = 5 % x Q1

I-204

Qloss = 0,05 x 84761,8557

Qloss = 4238,0928 kkal

Temperatur dowterm A masuk = 250oC

Temperatur dowterm A keluar = 200oC

Cp dowterm A = 0,526 kkal/kg oC

m = TCpx

Q

m = 50526,0

85568,84761x

m = 3222,8842 Kg



H1 = 2225,0629

Q1 = 84761,85568

H2 = 82748,8258

Qloss = 4238,0928

Jumla = 86986,9186 Jumlah = 86986,9186

2. VAPORIZER (V-116)



H1 = Panas yang dibawa bahan masuk (liquida)

I-205

H2 = Panas yang dibawa bahan keluar (Uap)

Q1 = Panas dowterm A


Menghitung panas dibawa bahan masuk/keluar :


H = m .Cp. T

Panas yang dibawa bahan masuk pada suhu 30 oC ( 303K) :

Komponen m Kg mol

Cp Kkal/kgmol K

T K

H1 Kkal

C4H10 0,1693 0,5490 5 0,4647

C4H8O 68,061 0,5070 5 172,5346

Jumlah 172,9994

Jumlah panas yang dibawa bahan masuk (H1) : 172,9994 kkal

Panas yang dibawa bahan keluar pada suhu 90 oC (363 K) :

Komponen m Kg mol

Cp Kkal/kgmol K

T K

H1 Kkal

C4H10 3,4031 27,4598 65 6074,1569

C4H8O 0,0085 28,2030 65 15,5822

Jumlah 6089,7391

Jadi panas recycle dari Flash Drum ke Vaporizer :

Panas bahan masuk (H1) = 172,9994 + 6089,7391 kkal

H1 = 6262,7384 kkal

Menghitung panas produk yang keluar dari Vaporizer :


H2 = (m .Cp. T) + ( m .)

I-206

= Hv – HL ( Kern, 811- 813)

Komponen m Kg mol

Cp Kkal/kgmol K T K

H1 Kkal

C4H10 0,1609 27,4598 65 0,0556 287,1976

C4H8O 64,658 28,2030 65 0,0612 118534,7327

Jumlah 118821,9303


Menghitung Q1:


H1 + Q1 = H2 + 0,05 Q1

6262,7384 + Q1 = 118821.9303 + 0,05 Q1

0,95Q1 = 118821,9303 – 6262,7384

0,95 Q1 = 112559,1919

Q1 = 118483,3599 kkal



Qloss = 5 % x Q1

Qloss = 0,05 x 118483,3599





m = TCpx

Q

I-207

m = 120526,03599,118483

x

m = 1877,1128 Kg



H1 = 6262,7384

Q1 = 118483,3599

H2 = 118821,9303

Qloss = 5924,1680

Jumla = 124746,0983 Jumlah = 124746,0983

3. HEAT EXCHANGER ( E-119)



H1 = Panas yang dibawa bahan masuk (liquida)

H2 = Panas yang dibawa bahan keluar (Uap)

Q1 = Panas dowterm A


Suhu bahan masuk = 90 oC (363 K)

Panas yang dibawa bahan masuk (H1) = 118821,9303 kkal

Panas yang dibawa bahan keluar pada suhu 210 oC (483K)

I-208

Komponen m Kg mol

Cp Kkal/kgmol K

T K

H1 Kkal

C4H10 0,1609 34,2215 185 1018,6548

C4H8O 64, 658 34,3250 185 410585,8469

Jumlah 411604,5016


Menghitung Q1:


H1 + Q1 = H2 + 0,05 Q1

118821,9303 + Q1 = 411604,5016 + 0,05 Q1

0,95Q1 = 411604,5016 – 118821,9303

0,95 Q1 = 292782,5713

Q1 = 308192,1803 kkal



Qloss = 5 % x Q1

Qloss = 0,05 x 308192,1803

Qloss = 15409,6090 kkal




m = TCpx

Q

I-209

m = 50526,0

1803,308192x

m = 11718,3339 Kg



H1 = 118821,9303

Q1 = 308192,8103

H2 = 411604,5016

Qloss = 15409,6090

Jumla = 427014,1106 Jumlah = 427014,1106

4. Reaktor (R-110)


H1 + H2 + Q1 = H3 + HR + Q2 + Qloss

Dimana :

H1 = Panas bahan masuk reaktor dari haet Exchanger

H2 = Panas bahan masuk reaktor dari vaporizer

H2 = Panas produk keluar reaktor

Q2 = Dowterm A masuk pada suhu 30 oC

I-210

Q2 = Dowterm A keluar pada suhu 200 oC


HR = panas yang terjadi dalam reaktor

Reaksi yang terjadi :

C4H8O + H2 C4H10O

Reaktor masuk pada suhu 210 oC ( 483 K)

Panas yang terkandung pada bahan masuk :

Komponen m Kg mol

Cp Kkal/kgmol K

T K

H1 Kkal

H2 64,5287 6,9306 185 82736,7507

N2 0,0092 7,0947 185 12,0751

C4H10 0,1609 34,2215 185 1018,6548

C4H8O 64, 658 34,3250 185 410585,8469

Jumlah 494353,3274

Produk keluar pada suhu 210 oC ( 483 K) :

Panas yang terbawa produk keluar :

Komponen m Kg mol

Cp Kkal/kgmol K

T K

H1 Kkal

H2 3,2265 6,9306 185 4136,9209

N2 0,00046 7,0947 185 0,6038

C4H10 0,1609 34,2215 185 1018,6548

C4H8O 3,2329 34,3250 185 20529,2923

C4H10O 61,4251 36,6390 185 416352,6106

Jumlah 442038,0823

Panas pembentukan pada suhu 25 oC = 298 K dapat dihitung dengan

menggunakan rumus sebagai berikut :

I-211

H298 = (Hf. C4H10O ) – (Hf. C4H8O + Hf .H2)

Komponen Hf kkal/kgmol C4H10O

C4H8O

H2

-67,81

-52,4

52,089

(Perry,3-1-49, Tabel 3-206)

Hf298 = (-67,81 x 61,4251) - (-52,4 x 64,6580) + (52,089 x 64,6580)

Hf298 = - 4145,1274 kkal

Menghitung panas reaksi pembentukan ( HR)

HR = Hf298 + Hp - HR

HR = -4145,1274 + 442038, 0823 – 494353,3274

HR = -56460,3725 kkal

H1 = 82748,8258 kkal

H2 = 411604,5016 kkal

H3 = 442038,0823 kkal

H1+ H2 + Q1 = H3 + HR + 0,05 (H1 + H2 + Q1)

494353,3274 + Q1 = 385577,7098 + [ 0,05(494353,3274 + Q1)]

494353,3274 + Q1 = 385577,7098 + 24717,6664 + 0,05 Q1

0,95 Q1 = - 84057,9512

Q1 = - 88482,0539 kkal

Q1 = m. Cp. T

= m . 0,526 . ( 30-25)

= m. 2,36

I-212

Q2 = m .Cp. T

= m . 0,526. (200-25)

= m. 92,05

Qloss = 5% x (H1 + H2 + Q1)

Qloss = 0,05 x ( 494353,3274 + 2,36.m )

Qloss = 24717, 6664 + 0,1315.m

H1 + H2+ Q1 = H3 + HR + Q2 + Qloss

494353,3274 + 2,36. m = 385577,7098 + 24717,6664 + 92,1815.m

-89,5515.m = - 84057,9512

m = 938,6549 kg

Q1 = 2215,2255 kkal

Q2 = 86403,18042 kkal

Qloss = 24841,13121 kkal

Neraca Panas Total


H1 = 82748,8258

H2 = 411604,5016

Q1 = 2215,2255

H3 = 442038,0823

Q2 = 86403,18042

Qloss = 24841,1312

HR = - 56460,3725

Jumlah = 496568,5529 Jumlah = 496568,5529

I-213

5. COOLER ( E-122A)


H1 + Q1 = H2

Suhu bahan masuk = 210 oC ( 483K)

Menghitung panas yang dibawa bahan masuk :

Komponen M Kg mol

Cp Kkal/kgmol K

T K

H1 Kkal

H2 3,2265 6,9306 185 4136,9209

N2 0,00046 7,0947 185 0,6038

C4H10 0,1609 34,2215 185 1018,6548

C4H8O 3,2329 34,3250 185 20529,2923

C4H10O 61,4251 36,6390 185 416352,6106

Jumlah 442038,0823

Jadi panas yang dibawakan bahan masuk : 442038,0823 kkal

Suhu bahan keluar = 120oC ( 393 K) :

I-214

Panas yang yang dibawa bahan keluar :

Komponen m Kg mol

Cp Kkal/kgmol K

T K

H1 Kkal

H2 3,2265 6,9072 185 2117,1910

N2 0,00046 7,0947 185 0,3064

C4H10 0,1609 29,2240 185 446,7029

C4H8O 3,2329 29,8245 185 9159,8567

C4H10O 61,4251 31,8163 185 185660,4581

Jumlah 197384,5152

Jadi panas yang dibawa bahan keluar : 197384,5152 kkal

Menghitung panas yang diserap oleh pendingin (Q1) :

H2 + Q1 = H2

Q1 = H2 - H1

Q1 = 197384,5152 – 442038,0823

Q1 = -244653,567 kkal

Temperatur dowter A masuk = 30 oC (303 K)

Temperatur dowter A keluar = 100 oC (373 K)

Cp dowter A = 0,526 kkal/kg oC

m = TCpx

Q

m = 70526,0567,244653

x

m = 6644,5836 Kg

I-215

Neraca Panas Total


H1 = 442038,0823

Q1 = -244653,567

H2 = 197384,5152

Jumla = 197384,5152 Jumlah = 1 97384,5152

6. KONDENSOR ( E-122B)


H1 + Q1 = H2

Suhu bahan masuk = 210 oC ( 393K)

H1 = 197384,5152 kkal

Panas yang dibawa bahan keluar :

Komponen m Kg mol Cp Kkal/kgmol K

T K

H1 Kkal

H2 3,2265 6,8970 185 216 1253,2500

N2 0,00046 6,9600 185 1336 0,6946

C4H10 0,1609 25,0315 185 0,086 100,7032

C4H8O 3,2329 25,9440 185 0,078 2097,1135

C4H10O 61,4251 27,4806 185 0,084 42205,1745

Jumlah 45656,9357

I-216

Jadi panas yang dibawa bahan keluar : 45656,9357 kkal

Menghitung panas yang diserap oleh pendingin (Q1):

H1 + Q1 = H2

Q1 = H2 - H1

Q1 = 45656,9357 – 197384,5152

Q1 = - 151727,579 kkal

Temparetur dowterm A masuk = 30oC (303 K)

Temperatur dowterm A keluar = 60 oC (333K)


m = Q Cp x T m = 151727,579 0,526 x30 m = 9615,1824 kg



H1 = 197384,5152

Q1 = -151727,579

H2 = 45656,9357

Jumlah = 45656,9357 Jumlah = 45656,9357

7. HEAT EXCHANGER (E-125).

I-217



Suhu bahan masuk = 50oC ( 232K)

Panas yang dibawa bahan masuk pada suhu 50oC (323 K) :

Komponen m Kg mol

Cp Kkal/kgmol K

T K H1 Kkal

C4H10 0,1609 25,0315 25 0,086 100,7032

C4H8O 3,2329 25,9440 25 0,078 2097,1135

C4H10O 61,4251 27,4806 25 0,084 42205,1745

Jumlah 44402,9911

Jadi panas yang dibawa bahan masuk : 44402,9911 kkal

Panas yang dibawa bahan keluar pada suhu 80,8 oC ( 353,8 K)

Komponen m Kg mol

Cp Kkal/kgmol K

T K H1 Kkal

C4H10 0,1609 26,9090 55,8 0,055 241,6040

C4H8O 3,2329 27,6933 55,8 0,0504 4995,9244

C4H10O 61,4251 29,4515 55,8 0,052 100948,9463

Jumlah 106186,4748

Menghitung Q1:


H1 + Q1 = H2 + 0,05 Q1

44402,9911 + Q1 = 106186,4748 + 0,05 Q1

0,95Q1 = 106186,4748 – 44402,9911

0,95 Q1 = 61783,4836

Q1 = 65035,24592 kkal

I-218



Qloss = 5 % x Q1

Qloss = 0,05 x 65035,2459





m = TCpx

Q

m = 110526,0

24592,65035x

m = 1124,0105 Kg

Neraca Panas Total


H1 = 44402,9911

Q1 = 65035,24592

H2 = 106186,4748

Qloss = 3251,7623

Jumla = 109438,2370 Jumlah = 109438,2370

I-219

8. KOLOM DESTILASI (D-130)

KOLOM DISTILASI

HV

HD

HR

HB

HL

HF

Qloss

QR


∆H1 + Q2 = ∆H4 + ∆H7 + Q1 + Q3

Komposisi campuran solvent sebagai feed :

Komponen Kg/jam Kmol/jam Fraksi (Xf)

C4H8O 232,7688 3,2329 0,0487

C4H10 1,0846 0,0187 0,0002

C4H10O 4545,4500 61,4250 0,9510

Total 4779,3034 64,6766 1,0000

Komposisi distilat :

Komponen Kg/jam Kmol/jam Fraksi (XD)

C4H10 0,1510 0,0026 0,0000

C4H10O 4545,4500 61,4250 1,0000

Total 4545,6010 61,4277 1,0000

I-220

Komposisi bottom :

Komponen Kg/jam Kmol/jam Fraksi (XB)

C2H10 232,7688 3,2329 0,9960

C2H10O 0,9336 0,0161 0,0004

Total 233,7024 3,2490 1,0000

Perhitungan :

Menghitung refluks (R)

Dari kurva didapat :

1RmXD = 0,4

1,0000 = 0,4 Rm + 0,4

1,0000-0,4 = 0,4 Rm

0,6 = 0,4 Rm

Rm = 1,5

Direncanakan refluks ratio = 1,5 Rm

R = 1,5 Rm

R = 1,5 x 1,5

= 2,25

Uap masuk kolom distilasi kondisi cair jenuh, q = 1

Maka :

1RXD =

25,20000,1 = 0,44

Menghitung kecepatan aliran uap dan liquid :

1. Aliran liquid untuk refluks :

I-221

R = DLo

Dari neraca massa, nilai D = 3,0207

Maka, harga Lo = R x D

Lo = 2,25 x 3,0207

Lo = 6,7966 jam

kmol

2. Aliran uap masuk kondensor (V)

V = (R+ 1) D

= (2,25 + 1 ) (3,0207)

= 9,8172 jam

kmol

3. Aliran liquid masuk reboiler (L’)

L’ = Lo + (q x F)

= 6,7966 + (1x4779,3034)

= 6, 7966 + 4779,3034

= 4786,1 jam

kmol

4. Aliran liquid keluar reboiler :

V’ = V + F (q - 1)

= 9,817 + 4779,3034 (1-1)

= 9,817 jam

kmol

Komposisi uap yang masuk kondensor

Komposisi uap yang masuk kondensor = mol fraksi distilat x V

I-222

Komponen XD Komposisi uap

(Kg/jam)

C4H10O

C4H10

1,0000

0,0000

9,8172

0,0000

Total 1,0000 9,8172

Komposisi uap yang berupa refluks

Komposisi uap yang masuk kondensor = mol fraksi distilat x Lo

Komponen XD Komposisi uap

(Kg/jam)

C4H10O

C4H10

1,0000

0,0000

6,7966

0,0000

Total 1,0000 6,7966

Perhitungan neraca panas

Panas yang terkandung dalam feed masuk (HF) pada T = 116,645 oC

Komponen m Cp T HF

C4H8O

C4H10

C4H10O

3,2329

0,1609

61,4251

29,6542

29,0787

31,6290

91,65

91,65

91,65

8786,3968

428,8081

178058,9769

Total 64,8189 187274,1818

Panas yang dibawah bahan keluar sebagai distilat dari kondensor (HD) pada

T = 117,687 oC

Komponen m Cp T HD C4H10O C4H10

0,5827 0,0000

31,6900 29,1398

92,69 92,69

1711,4959 0,0851

Total 0,5827 1711,5810

I-223

Panas yang di bawa bahan keluar sebagai refluks dari kondensor (HL) pada T

117,687 oC

Komponen m Cp T HL

C4H10O

C4H10

0,5418

0,0000

31,6900

29,1398

92,69

92,69

1591,5976

0,0791

Total 0,5419 1591,6768

Panas yang dibawa uap ke kondensor (HV) pada T= 113,23 oC

Komponen m Cp T HV

C4H10O

C4H10

0,5827

0,0000

31,6900

29,1398

88,23

88,23

1615,6851

0,0803

Total 0,5827 1615,7654

Panas yang dibawa produk bawah (HB) pada T= 73,485 oC

Komponen m Cp T HB

C4H10O

C4H10

3,2329

0,1584

27,2923

26,4983

45,49

45,49

4013,2932

190,9158

Total 0,5827 4204,2090

Neraca panas disekitar kondensor :

(HV) = (HD)+ (HL) + QC

QC = 1615,7654 – 1711,5810 – 1591,6768

QC = - 1687,4923 kkal

Temperatur dowterm A masuk = 30 oC

Temperatur dowterm A keluar = 50 oC

I-224

Cp dowterm A = 0,526 kkal/kgK

m = TCpx

Q

m = 20526,0

4923,1687x

m = 160,4080 Kg

Asumsi = Qloss = 5%(QR + HF )

HF + QR = HD + HB + QC + Qloss

187274,1818 + QR = 13869,7399 + 0,05 QR

0,95QR = -173682,175

QR = 182823,342 kkal

Qloss = 5% (QR + HF )

= 0,05 (- 182530,991 + 187274,1818)

= 222,5420 kkal

Temperatur dowterm A masuk = 200 oC

Temperatur dowterm A keluar = 80 oC

m = TCpx

Q

m = 120526,099,182530

x

m = 2891,8091 Kg

I-225

Neraca Panas Total


HF = 187274,182

QR = -182823,34

HD = 1711,5810

HB = 4204,2090

QC = -1687,4923

Qloss = 222,5420

Jumla = 4450,8396 Jumlah = 4450.8396

9. COOLER (F-137)


H1 + Q1 = H2

Suhu bahan masuk = 117,687oC ( 390,837 K)

Menghitung panas yang dibawa bahan masuk :

Komponen m

Kgmol

Cp T HD

C4H10

C4H10O

0,1609

61,4251

29,0984

31,6900

92,69

92,69

433,9685

180426,9032

Total 180860,8716

Jadi panas yang dibawa bahan masuk = 180860,8716 kkal

Suhu bahan keluar = 35 oC (308K)

I-226

Panas yang dibawa bahan keluar :

Komponen m

Kgmol

Cp T HD

C4H10

C4H10O

0,1609

61,4251

24,0985

26,4847

10

10

38,7745

16268,2831

Total 16307,0577

Jadi panas yang dibawa bahan keluar = 16307,0577 kkal

Menghitung panas yang diserap oleh pendingin (Q1) :

H1+ Q1 = H2

Q1 = H2 - H1

Q1 = 16307,0577 – 180860,8716

Q1 = -164553,814 kkal

Temperatur dowter A masuk = 30 oC (303 K)

Temperatur dowter A keluar = 50 oC (323 K)

Cp dowter A = 0,526 kkal/kg oC

m = TCpx

Q

m = 20526,0814,164553

x

m = 15641,9975 Kg

Neraca Panas Total


H1 = 180860,7816

Q1 = -164553,814

H2 = 16307,0577

Jumla = 16307,0577 Jumlah = 16307,0577

I-227

APPENDIX C

SPESIFIKASI PERALATAN

1. Tangki penampung H2 (F-111) Fungsi : Menampung feed hidrogen selama 30 hari

Type : Spercal strorage tank

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-53 Grade B

Jumlah : 1 buah

Data kondisi operasi :

Temperatur : 30 oC = 86 oF………(Tabel 4-27, Ulrich, Hal,

248)

Tekanan : 10 atm = 157 psi

Fase : Gas

Direncanakan :

Tangki berbentuk spherical

Bahan kontruksi yang di gunakan Carbon steel 18 Cr – 8 Ni SA 167

grade 3 tipe 304 dengan f = 18750 (App D, Brownell & Young, Hal

342)

Jenis pengelasan double welded but join (E= 0,85)

Faktor korosi (C= 1/16”)

L/D = 1 ( Tabel 4-27 , Ulrich, Hal 248)

Perhitungan :

a. Perhitungan Densitas pada 30 oC

Vgas = BMP

TRn.

..

gas = gasVm

Dimana :

M : Massa (Kg)

R : 82,06 x10-6m3 atm/mol K

C-1

I-228

P : Tekanan (atm)

: 69,49 kg/m3 = 4,3375 lb/ft3

b. Menentukan volume tangki

mgas = ( 129, 3160 / 2) kg/j

= 64,658 kg/j

Vgas = gas

gasm

x 24 jam x 30 hari

= 3/49,69/658,64mkgjamkg x 24 jam x30 hari

= 669,9346 m3

= 23658,,3889 ft3

= 176988,4047 gallon

Gas mengisi 80% volume tangki

Vtotal =Vgas + Vruang kosong

= 23658,3889 ft3 + 20% Vtotal

0,8Vtotal = 23658,3889 ft3

Vtotal = 29572,9861 ft3

c. Menentukan Diameter Tangki (di)

Vtotal = (4/3) r3

29572,9861 ft = (4/3) r3

r3 = 7060,0304 ft3

r = 19,1838 ft

= 230,2079 in

d = 2 x 19,1838 ft

= 38,3676 ft

= 460,4112 in

d. Menentukan Pdesign

Phidrostatik = 144

)1( H (Pers 3.17, Brownel l&Young, Hal 46)

I-229

= 144

)1842,42(3375,4

= 1,26 psia

Pdesign = Poperasi + Phidrostatik

= 147 psia + 1,26 psia

= 148,26 psia

= 133, 56 psig

e. Menentukan Tebal Tangki

Ts = Pf

rxP2,08,1

……….(Pers.4-115 Ulrich, Hal 250)

Ts = )56,133.2,018750.8,1(

2079,23056,133

= 0,9108 in

Kesimpulan :

Volume tangki : 176988,4047 gallon

Diameter tangki : 460,4112 in

Pdesign : 133,56 psig

Tebal tangki : 0,9108 in

2. Exspander (N-112) Fungsi :Menurunkan tekanan gas dari 10 atm menjadi 3,5 atm.


Data kondisi operasi :

P1 = Tekanan masuk ekxspander 10 atm = 146,96lb/in2 = 21162 lb/ft2

P2 = Tekanan keluar ekspander 3.5 atm = 51, 436 lb/in2 = 7406 lb/ft2

M (laju alir massa) = lbkg

jkg/4530,0

/3160,129 = 285,465 lb/j

Perhitungan :

BM campuran =30

I-230

= )460(1545

)144(

1

1

TxBMxPx

= 0,7526 lb/ft3

Menghitung kerja yang dihasilkan expander :

Ws =

Pm.

= 50 - 60% (Ulrich, Hal, 90)

Ws = 3

3

/7526,0/13755./0944,285.55.0

ftlbftlbjamlb

= 2865874,9 lb/ft.j

= 2865874,9 lb/ft.j x ( 1 Btu/1778,17 lb ft) x 1 j/3600 dt)

= 1, 023 Btu / dt x ( 1 Hp./ 0,7068 Btu/dt)

= 1,44 Hp x 0,74570 Kw/Hp

= 1, 0,73 Kw

motor = 81% (Fig 14-38, Petter & Timmerhaus, Hal, 521)

Power motor = Hp / motor

= 1,44 Hp/0,81

= 1,77 Hp = 2 Hp

3. Heat Exchanger (H-113)

Fungsi : Memanaskan gas H2 sebelum masuk reaktor dari suhu

30oC menjadi 210oC


I-231

Direncanakan :

Gas H2 pada bagian shell (fluida dingin) dan dowterm A masuk pada

bagian tube ( fluida panas) dengan arus berlawanan arah (counter current).

Pressure drop (P) pada bagian shell maksimum 2,5 psia dan pada bagian

tube maksimum 10 psia.

Faktor kekotoran gabungan (Rd) 0,003 jft2 oF/Btu

Digunakan pipa ¾ in OD12 BWG: 1=16 ft; PT 1 in; susunan segiempat

Perhitungan :

1. Neraca Mssa dan Panas :

Q = m. Cp. t = M.Cp. T

Q = 84761,85568 kkal/j (Dari App.B)

= 336361,9092 Btu/j

m = 5767,5224 lb/j

M = 7105,2367 lb/j

2. TLMTD t1 = 482 -410 = 72 oF

t2 = 392 -86 = 306 oF

TLMTD = )/ln(

.

12

12

tttt =

)72/306ln(72306 =161,72 oF

R = 12

211

ttTT =

86410392482 = 0,3

S = 12

12

TTtt

=

8648286410

= 0,8

Dari Fig,18 Kern, Hal 828, diperoleh harga F1 = 0,76

I-232

T = F1 x TLMTD

= 0,76 x 161, 72 oF

= 122, 9072 oF

3. Suhu Kalorik

Tc = T2 + Fc (T1-T2)

tc = t1 + Fc (t2-t1)

h

C

tt

= 21

12

TTTT

=

41048286392

= 4,25

Dari Fig.17 Kern, Hal 827, di peroleh Kc = 0,2 dan Fc= 0,58

Tc = 86 + 0,58 (410 -86) = 273,92 oF

4. Trial UD

Dari table 8, Kern Hal, 840 pada kolom heater untuk light organic di dapat UD

= 100 -200 Btu/j.ft2.oF, trial UD = 150 Btu/j.ft2.oF

Nt standart = 20 buah, dengan ID shell = 8 in (Tabel 9, Kern Hal 841)

U Dkoreksi = darttS

t

NN

tan

x UDtrial

= 2080,5 x150

= 43,5 Btu/j.ft2.oF

Kesimpulan Sementara Rancangan Heat Exchanger :

Type : 1- 2 Bagian Tube :

Bagian shell : ¾ in OD BWG 12

- IDs = 8 in Susunan

- n’ = 1 - l = 16 ft

- B = 2 in - Nt = 20 buah

- C = ¼ in - n = 4

- de = 0,95 in - PT = 1 in

- di = 0,532 in

- a” = 0,1963 ft2

- q’ = 0,223 in2

I-233

Evaluiasi Perpindahan Panas (Rd)

Bagian Shell (gas H2) Bagian Tube (Dowterm A)

5. as’ = T

s

PxBxCID

.144'

5’. at’= 144.

'n

axN t

as = 1.144

24/18 xx = 0,0277 ft2 at = 144.1

223,020 x = 0,0077 ft2

Gs = sa

M = 0277,0

2360,7105 Gt = ta

M = 0077,0

5224,5767

= 0,0277 ft2 = 749028 lbj.ft2

NRe = 42,2.

.

sGde NRe =

42,2..

tGdi

= 42,2.012,0

2565506).12/95,0( = 698768 = 42,2.3,0749028).12/532,0( =

45739

6. jH = 100 (Fig.24,Kern, Hal 834) 6’ jH = 900(Fig.24, Kern Hal.

834)

7. hc = jH 14,03/142,2..

wkCp

dek

7’.

h10jH14,03/142,2..

wkCp

dik

k = 0,635 Btu/j.ft2 (oF/ft) (Table k = 0,076 Btu/j.ft2 (oF/ft)

(Table 5,Kern Hal 801) 9-45, Perry

Hal 9-77

hc = 1000 3/1

0635,042,2.0125,0.35,0

)12/95,0(0635,0

hio

=9003/1

076,042,2.3,0.526,0

)12/532,0(076,0

= 441,47 Btu/j.ft2.oF = 2642,58 Btu/j.ft2.oF

Uc = oio

oio

hhhh.

= 47,44184,1479

47,441.84,1479

I-234

= 340,03 Btu/j.ft2.oF

Uc = DC

DC

UUUU =

5,43.03,3405,4303,340

= 340,03 Btu/j.ft2.oF

Uc = 0,02> 0,003 j.ft2.oF/Btu (memenuhi)

Evaluasi P

Bagian shell (Gas H2) Bagian Tube (dowterm A)

1. NRe = 698678

f = 0,001 + )698678(

264,0= 0,0019

N + 1 = B

L )12.(=

2)12.16(

= 96 in

2. Ps = s

ss

sgdeNIDGf

...10.22,5)1.(..

10

2

= 1.79,0).12/95,0.(10.22,5

)12/96.(8.)256506.(0019,010

2

= 2,45 psi < 2,5 psi

(memenuhi)

1'. NRe = 548874

f = 0,001 + 42,0)548874(264,0

= 0,002 in

2'. Ps = ts

st

sgdiIGf

...10.22,51...

10

2

= 1.997,0).12/532,0.(10.22,5

2.16.)45739.(002,010

2

= 0,06 psi < 2,5 psi

(memenuhi)

Pn = 1442

4 2

g

Vsgn

V = 3600

tG=

5,62.3600749028

= 3,32 ft/dt

Pn = 144

5,62174,32.2

32,3997,0

4.4 2

Pn = 1,193 psi

PTotal = Pt + Pn

= 0,06 + 1,193

Ptotal = 1,253 psi < 10

psi(memenuhi)

I-235

Kesimpulan :

Spesifikasi Heat Exchanger (E- 113):

Fungsi : Memanaskan uap butiraldehida sebelum masuk reaktor


Type : Horizontal sheel and tube exchanger

Bahan konstruksi : Carbon steel SA 53 grade B

Jumlah : 1 buah

Dimensi H.E :

- Bagian sheel : - IDs = 8 in

- n’ = 1

- B = 2 in

- C’ = ¼ in

- de = 0,95 in


Susunan segiempat

l = 16 ft

NT = 20 buah

N = 1

PT = 1 in

di = 0,532 in

a” = 0,1963 ft2/ft

a’ = 0,223 in2

4. Tangki Penampung Buriraldehida (F-114)


Type : Standart dishead tank

Jumlah : 1 buah

Data Kondisi operasi :

Temperatur : 30 oC = 303 oK

Tekanan : 1 atm = 14,7 psi

Fase : Liquida

I-236

Direncanakan :

Tangki berbentuk silinder tegak dengan tutup atas berbentuk standart

dished dari bagian bawah merupakan plat datar

Bahan kontruksi yang di gunakan SA 240 grade M type 316 dengan

f = 18750 (App D, Brownell & Young, Hal 342)

Jenis pengelasan double welded but joint (E-0,80)

Faktor korosi ( C= 1/16”)

D = 1,5 H (Pers, 3-10, Brownell & Young, hal 43)

a. Perhitungan densitas Pada 30 oC

Menentukan densitas campuran Komponen Massa (kg/j) Xm (Kg/m3) Xm. C4H8O 4900,3937 0,998 804,8 803,19 C4H10 9,8204 0,002 900 1,8 Jumlah 4910,2141 1,000 805

Jadi campuran = 805 Kg/m3 = 50,25 lb/ft3

b. Menentukan Volume Tangki

Dari App A diketahui bawah bahan masuk (m butiraldehida) = 4910,2141 Kg/j

Vliquida = liquida

liquidam

x 24 jam x 30 hari

= 3/805/2141,4910

mkgjamkg x 24 jam x 30 hari

= 4391,74 m3

=155091 ft3

= 1160235 gallon

Liquida mengisi 80% volume tangki

Vtotal = Vliquida + Vruang kosong

= 155091 ft3 + 20% Vtotal

0,8Vtotal = 155091 ft3

I-237

Vtotal = 193863,8 ft3

c. Menentukan Diameter Tangki

Vliquida = / 4 x di2 x H

155091 ft3 = / 4 x ( 1,5 H)2 x H

H = 44, 44ft

D = 1,5 H

= 1,5 (44,44) ft

= 66, 66 ft = 800 in

d. Menentukan Tebal Tangki

ts = CPiEf

diPi

).6,0.(2.

ts = "16/1)147.6,08,0.18750(2

800,7,14

Standarisasi :

di = 66, 66 ft = 800 in

do = di + 2 ts

= 800 in = 2 ( ½) in

= 801 in = 66,75 ft

Dari App E, Brownell & Young Hal, 346, diperoleh :

Do = 70 ft = 840 in

H = 54 ft = 648 in

Kapasitas = 37010 bbl

Maka : di = 840 in – 2 ( ½ ) in

= 839 in = 69,9 ft

I-238

e. Menentukan Tutup Atas

tha = CPiEfrPi

).1,0.(

..885,0

tha = "16/1)7,14.1,08,0.18750(

839.7,14.885,0

= 12,64/16 in 13/16 in

Kesimpulan :

- Diameter tangki = 850 in

- H = 648 in

- Tebal tangki = 0,5 in

- Tutup atas = 0,8125 in

5. Pompa (L-115A)

Fungsi : Mengalirkan butiraldehida dari tangki penyimpan

(F-114) menuju vaporizer (V-116)



Jumlah : 1 buah

Perhitungan :

a. Menentukan densitas campuran Komponen Massa (kg/j) Xm (Kg/m3) Xm. C4H8O 4900,3937 0,998 804,8 803,19 C4H10 9,8204 0,002 900 1,8 Jumlah 4910,2141 1,000 805

Kapasitas : 4910,2141 Kg/j = 10825, 22 lb/j

campuran = 805 Kg/m3 = 50,25 lb/ft3

I-239

= 0,43 cp = 1,04 lb/ft.j

Rate volumetric :

V = Rate/

= 325,50/10825

lbftjamlb

= 215,42 ft3/jam = 26,85 gal/min = 0,0683 ft3/dt

Asumsi : lairan turbulen

Dari Fig 14-2, Peters & Timmerhaus, Hal 498 diperoleh ID optimum dari

hubungan antara rate volumetric dan densitas

ID optimum = 4 in di pilih 4 sch 40 (Table 11 Ker, hal 844)

Id = 4,025 in = 0,3355 ft

A (flow area) = 12,7 in2 = 0,882 ft

Kecepatan aliran = v/a

= tfjamft

3

3

088,0/42,215

= 2442,4 ft/jam

= 0,6784 ft/dt

Cek aliran bilangan Reynold :

NRe = ( x ID x v )/

= ( 50,25 x 0,3355 x 215,42) /0,0005

= 39592,41

Untuk aliran turbulen, NRe > 2100, maka asumsi benar.

SIstem perpipaan:

Pipa lurus = 50 ft

Lpipa = 50 ft

Elbow 90o = 3 buah

L/D = 30 (App C-2a Fous, Hal 719)

Lelbow = 3 x 30 x 0,3355 = 30,195 ft

Gate valve = 2 buah

L/d = 160 (App C- 2a Fous, Hal 718)

I-240

Lgate valve = 2 x 160 x 0,3355 = 107,36 ft

Globe valve = 1 buah


Lglobe valve = 1 x 450 x 0,3355 = 150, 975 ft

Entrance valve

Lentrance = 11 ft

Exit valve

Lexit = 11 ft

Panjang total sistem perpipaan:

Ltotal = 50 + 30,195 = 107,36 + 150, 975 + 11 + 11

= 360 ,53 ft

Bahan yang digunakan : commercial steel

= 0,00015 ft (App C- 1 Fous, Hal 717)

/D = 0,00043

f = 0,026 (App C- 3, Fous, Hal 721)

Friction loss dari system perpipaan :

1. Valve dan Fitting

Ff = ( 4 x f x v2 L) / (2 x gc x ID)

= ( 4 x 0,026 x 0, 67842 x 360, 53)/ (2 x 32, 174 x 0, 3355)

= 0,89 lbf.ft/lbm

2. Kontraksi pada pembesaran

Fc = (Kc.V2)/(2 gc ) dimana Kc = 0,55

= ( 0,55 x 0,67842)/(2 x 1 x 32, 174)

= 0,004 lbf.ft/lbm

3. Kontraksi pada 3 elbow

Dari Tabel 2.10-1, Geankoplis, Hal 104 di peroleh Kf = 0,75

F3 = 3 x Kf x 9 v2/2)

= 3 x 0,75 x (0,67842/2)

= 0,517 lbf.ft/lbm

Hokum Bernoulli : (Pers 10, Peters & Timerhaus, Hal,486)

Wp = (Z + (v2 /2 gc) + (pv) + Ff

I-241

Ditentukan :

Z = 20 ft

P = 0

Factor turbulen () = 1

Wp = 20 = [ 0,67842 / (2 x1 x 32, 174)] = 0 + 1,411

Wp = 21, 41 lbf.ft/lbm

Power pompa :

WHP = (m x Wp)/550

= ( 3,43 lbm x 21,41 lbf.ft/llbm) 550

= 0,13 Hp

Efisiensi pompa = 35% (Fig 14-37, Peters &Timmerhaus, Hal 520)

BHP = WHP / Efisiensi pompa

= 0,13/0,35

= 0,37 Hp

Efisiensi motor = 80%

Power pompa actual = BHP/efisiensi motor

= 0,37 / 0,8

= 0,46Hp 1 Hp

Diambil pompa berkekuatan 1 Hp.

6. Pompa (L-115B)

Fungsi : Mengalirkan butiraldehida dari flash drum (H -117)

menuju vaporizer (V-116).




Daya : 1 Hp

Jumlah : 1 buah

I-242

Perhitungan a. Menentukan densitas campuran

Komponen Massa (kg/j) Xm (Kg/m3) Xm. C4H8O 245,5107 0,998 804,8 803,19 C4H10 0,491 0,002 900 1,8 Jumlah 245,5107 1,000 805

Kapasitas : 245,5107 Kg/j = 541,252 lb/j


= 0,43 cp = 1,04 lb/ft.j

Rate volumetric :

V = Rate /

= 325,50/252,541

lbftjamlb

= 10,77 ft3 / jam = 1,342 gal/min = 0,003ft3/dt

Asumsi : aliran Turbulen


hubungan antara rate volumetric dan densitas

ID optimum = 4 in di pilih 4 sch 40 (Tabel, 11 Kern, Hal 844)

ID = 4,025 in = 0,3355 ft

A (flow area) = 12,7 in2 = 0,0882 ft

Kecepatan aliran = v /A

= tfjamft

3

3

088,0/77,10

= 122,108 ft/jam

= 0,034 ft/dt


NRe = ( x ID x v )/

= ( 50,25 x 0,3355 x 10,77)/1,04

= 2105,63

I-243

Untuk aliran turbulen, NRe >2100, maka asumsi benar.

Sistem perpipaan:

Pipa lurus = 50 ft

Lpipa = 50 ft

Elbow 90o = 3 buah

L/D = 30 (App C-2a, Fous, Hal 719)

Lelbow = 3 x 30 x 0,3355 = 30,195 ft

Gate valve = 2 buah


Lgate valve = 2 x 160 x 0,3355 = 107,36 ft




Entrance valve

Lentrance = 11 ft

Exit valve

Lexit = 11 ft


Ltotal = 50 + 30,195 = 107,36 + 150, 975 + 11 + 11

= 360 ,53 ft

Bahan yang digunakan : commercial steel

= 0,00015 ft (App C- 1 Fous, Hal 717)

/D = 0,00043

f = 0,028 (App C- 3, Fous, Hal 721)

Friction loss dari sistem perpipaan :


Ff = ( 4 x f x v2 L) / (2 x gc x ID)

= ( 4 x 0,028 x 0, 0,0342 x 360, 53)/ (2 x 32, 174 x 0, 3355)

= 0,00054 lbf.ft/lbm

I-244

2. Kontraksi Pada Pembesaran


= ( 0,55 x 0,0342)/(2 x 1 x 32, 174)

= 98.10-6 lbf.ft/lbm



F3 = 3 x Kf x 9 v2 /2)

= 3 x 0,75 x (0,0342/2)

= 0,0013 lbf.ft / lbm

Hokum Bernoulli : (Pers 10, Peters & Timerhaus, hal,486)

Wp = (Z + (v2 / 2 gc) + (pv) + Ff

Ditentukan :

Z = 20 ft

P = 0


Wp = 20 = [ 0,0342/(2 x1 x 32, 174)] = 0 + 0,00184

Wp = 20,002 lbf.ft/lbm

Power pompa :

WHP = (m x Wp) / 550

= ( 1,5075 lbm x 20,002 lbf.ft/llbm) 550

= 0,054 Hp

Efisiensi pompa = 42% (Fig 14-37, Peters &Timmerhaus, Hal 520)


= 0,054 / 0,42

= 0,12 Hp


Power pompa actual = BHP/efisiensi motor

= 0,12/0,8

= 0,15Hp 1 Hp


I-245

7. Vaporizer (V- 116)

Fungsi : Menguapkan butiraldehida sebelum masuk reactor pada

suhu 90 oC


Direncanakan : Butiraldehida masuk pada bagian shell ( fluida dingin) dan dowterm A

masuk pada bagian tube ( fluida panas) dengan arus berlawanan arah

( counter current)

Pressure drop (P) pada bagian shell maksimum 2,5 psi dan pada

bagian tube maksimum 10 psi

Faktor kekotoran gabungan (Rd) = 0,003 jft2 oF/Btu

Digunakan pipa 2/4 in OD 12 BWG : 1 = 16 ft PT = 1 in, susunan segi

empat.

Perhitungan :

1. Neraca Massa dan Panas :

Q = m.Cp. t = M.Cp. T


= 469873,73 Btu/j

m = 8598,18 lb/j

M = 4135,62 lb/j

2. TLMTD

t1 = 392 194 = 198 oF

t2 = 176 - 86 = 90 oF

I-246

TLMTD = )/ln(

.

12

12

tttt =

)90/198ln(90198 =136,976 oF

R = 12

211

ttTT =

86194176392 = 2

S = 12

12

TTtt

=

8639286176

= 0,3

Dari Fig,18 Kern, Hal 828, Diperoleh harga F1 = 0,87

T = Ft x TLMTD

= 0,87 x 136, 976 oF

= 119, 16 oF

3. Suhu kalorik

Tc = T2 + Fc (T1-T2)

tc = t1 + Fc (t2-t1)

h

C

tt

= 21

12

TTTT

=

19439286176

= 0,45

Dari Fig.17 Kern, Hal 827, di peroleh Kc = 1 dan Fc= 0,36

Tc = 176 + 0,36 (392 -176) = 253,76 oF

tc = 86 + 0,36 ( 194 – 86 ) = 124, 88 oF

4. Trial UD

Dari tabel 8, Kern Hal, 840 pada kolom heater untuk light organic di dapat

UD = 50 -100 Btu/j.ft2.oF, trial UD = 80 Btu/j.ft2.oF

A = TUD

Q.

= 16,1198073,469873

x = 49,29 ft2

Nt = La

A".

= 161963,0

29,49x

= 15,69 buah (teoritis)


UD koreksi = Dtrialdartts

t xUN

Ntan

= 20

69,15 x 80

UD teoritis = 62,72 Btuj.ft2 oF

I-247

Kesimpulan sementara rancangan Vaporizer :

Type : 1-2 Bagian Tube :


- IDs = 8 in Susunan Segiempat

- n’ = 1 - l = 16 ft

- B = 2 in - Nt = 20 buah

- C = ¼ in - n = 4

- de = 0,95 in - PT = 1 in

- di = 0,532 in

- a” = 0,1963 ft2

-a’ = 0,223 in2

Evaluiasi Perpindahan Panas

Bagian shell (Butiraldehida) Bagian Tube (dowterm A)

5. as’ = T

s

PBxCxID

.144' 5’. at’=

144.'

nxaN t

as = 1.144

24/18 xx = 0,0277 ft2 at = 144.4

223,020x = 0,0077 ft2

Gs = sa

M = 027,0

18,8598 Gt = ta

M = 0077,0

62,4135

= 318451,11 lb/j.ft2 = 537093,5 lbj.ft2

NRe = 42,2.

.

sGde NRe =

42,2..

tGdi

= 42,2.43,0

11,318451).12/95,0( = 242270,09 = 42,2.3,0

5,537093).12/532,0( =

32797,72

6. jH = 100 (Fig.24,Kern, Hal 834) 6’ jH = 900(Fig.24, Kern Hal. 834)

7. hc = jH 14,03/142,2..

wkCp

dek

7’. h10 =

jH14,03/142,2..

wkCp

dik

I-248

k = 0,635 Btu/j.ft2 (oF/ft) (Table 5, k = 0,095 Btu/j.ft2 (oF/ft)

(Table Kern Hal 801 9-45, Perry

Hal 9-77

hc = 500 3/1

369,042,2.43,0.506,0

)12/95,0(0369,0

hio

=1003/1

95,042,2.3,0.526,0

)12/532,0(95,0


8. Uc = oio

oio

hhhh.

= 75,262346,1581

75,2623.46,1581

= 986,71 Btu/j.ft2.oF

9. Uc = DC

Dcio

UUUU. =

72,62.71,98672,6271,986

= 0,015 > 0,003 j.ft2.oF/Btu (memenuhi)

I-249

Evaluasi P


1. NRe = 242270,09

f = 0,001 + (Fig 29, Kern Hal 839)

2. Ps = s

ss

sgdeNIDGf

...10.22,5)1.(..

10

2

=

1.79,0).12/95,0.(10.22,5)12/96.(8.)11,318451.(001,0

10

2

= 2,38 psi < 2,5 psi

(memenuhi)

1. NRe = 548874

f = 0,0015 (Fig,29,Kern, Hal 839)

2. Ps = ts

st

sgdinIGf...10.22,5

...10

2

= 1.84,0).12/532,0.(10.22,5

4.16.)5,537093.(005,010

2

= 1,42 psi

3. Pn = 1442

4 2

g

Vsgn

V = 3600

tG=

5,72.36005,537093

= 2,05 ft/dt

4. Pn = 144

5,72174,32.2

05,284,04.4 2

Pn = 1,193 psi

PTotal = Pt + Pn

= 1,42 + 0,626

Ptotal = 2,046 psi < 10

psi(memenuhi)

Kesimpulan :

Spesifikasi vaporizer (V- 116)

Fungsi : Menguapkan butiraldehida sebelum masuk reaktor pada

suhu 90 oC



Jumlah : 1 buah

Dimensi Vaporizer :

I-250

- Bagian sheel : IDs = 8 in

n’ = 1

B = 2 in

C’ = ¼ in

de = 0,95 in


l = 16 ft

Nt = 20 buah

N = 4

PT = 1 in

a’ = 0,223 in2

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in


Fungsi : Memisahkan butiraldehida uap dan butiraldehida cairan


Type : Tangki berbentuk silinder tegak dengan tutup atas dan

tutup bawah berbentuk standart dished haed.

Data perencanaan :

Temperatur : 90 oC = 654 oR


Massa : 34,0305 kgmol/j = 0,02 lbm/dt

Direncanakan:

Bahan konstruksi yang digunakan Carbon steel SA 212 grade B

dengan f

= 17500 (Tabel 13-1, Brownell &Young, Hal 251)


I-251

Factor korosi (C= 1/16”)

Recidence time = 600 detik

L/D = 2,5

Perhitungan :

a. Menentukan volume flash drum


V = P

TRn ..

Dimana :

R = 10,73 ft3 psia/lbmol oR

P = 14,7 psia

T = 654 oR

V = ikxpsia

RxRlbmolpsiaftxdtlbmol oo

det6007,14

654./.73,10/02,0 3

V = 5728,5061 ft3

Vtotal =Vtutup atas + Vtutup bawah

Vtotal = 2(0,0847 d3) + /4.d2. L

= 0,1694 d3 + 2,355 d3

5728,5061 ft3 = 2,5244 d3

d3 = 2269,2545 ft3

d = 13,14 ft = 157,68 in

L = 2,5 x 157,68 in = 394,2 in = 32,85 ft

b. Menentukan Tebal Dinding Flash Drum

I-252

ts = CPiEf

diPi

).6,0.(2.

= "16/1)7,14.6,08,0.17500(2

68,157.7,14

= 2,32/16 in 3/16 in

Standarisasi (Tabel 4.7. Brownell & Young, Hal 89)

do = di + 2 ts

= 157,68 in + 2 (3/16) in

do = 158,055 in = 13,17 ft

di baru = do -2ts

= 168 in – 2(3/16)

= 167,625 in

rc = 0,9 – 167,625

= 150,8625 in

sf = 2 in; icr = 0,5625 in (Tabel 5.4. Brownell &Young, Hal 87)

a = ID/2 = 83,8125 in

AB = ID/2 –icr = 83,25 in

BC = rc – icr = 150,3 in

r = 144 in

AC = 22 ABBC = 125,138 in

b = r –AC = 18,862 in

Didapat :

do = 168 in ; ts = 3/16 in ; di = 167, 625 in

c. Menentukan Tebal Tutup Atas dan Bawah

I-253

th = CPiEfdiPi

).1,0.(

..885,0

= "16/1)7,14.1,08,0.17500(

625,167.7,14.885,0

Maka tinggi tutup atas = tha + b + sf

= (1 / 4 + 18,862 + 2 ) in = 21, 1112 in

Kesimpulan :

Spesifikasi flash drum (H-117)

Fungsi :Memisahkan butiraldehida uap dan butiraldehida cairan





Jumlah : 1 buah

Dimensi : - Diameter luar : 168 in




- Tebal tutup : 1/4 in

- Tebal sheel : 3/16 in


Fungsi :Menaikkan tekanan uap butiraldehida dari flash drum (H-

117) dari tekanan 1 atm menjadi 3,5 atm.


I-254

Data perencangan :

Kondisi umpan masuk pada suhu 90 oC dengan tekanan 1 atm

a. Menentukan jumlah stage dari compressor

Rasio kompresi untuk reciprocating compressor tiap stage adalah 4 (Perry,

Hal, 6-26), dapat dihitung dengan persamaan :

Rc = ( P/P1)l/n

4 = (3,5/l) l/n

= 0,90 = 1

Direncanakan menggunakan compressor 1 stage

Ratio stage (Rc) = (3/51)1/1 = 3,5

b. Daya yang dibutuhkan untuk kompresi

BPH = 3,03 .10-5.K.Ns.P1.q (P2/P1)(K-1)/K

Dimana :

K = Rasio perbandingan panas spesifik gas = 1,4

Ns = Jumlah stage = 1 buah

P1 = Tekanan masuk = 1 atm = 2116,32 lb ft2

Q = Massa yang masuk

= jammenitxftlb

KglbxjamKgmol/60/06948,0

/2046,2/32895,323

= 17,0966 ft

Sehingga BHP = 3,03.10-5 . 1,4 . 1. 2116,32 . 17,0966. (3,5/1)(1,4)/1,4)

= 2,1 Hp 3 Hp

Kesimpulan :

I-255

Fungsi :Menaikan tekanan uap butiraldehida dari flash drum (H-

117) dari tekanan 1 atm menjadi 3,5 atm.


Bahan konstruksi : carbon steel SA 53 grade B


Daya : 3 Hp

Jumlah : 1 buah

10. Heat Exchanger(E-119)

Fungsi :Memanaskan uap butiraldehida sebelum masuk reaktor





( counter current)




Digunakan pipa 2/4 in OD 12 BWG : 1 = 16 ft PT = 1 in, susunan segi

empat.

Perhitungan :

I-256

1. Neraca massa dan panas :



= 1222208,83 Btu/j

m = 11182,55 lb/j

M = 25817,55 lb/j

2. TLMTD

t1 = 482 410 = 72 oF

t2 = 392 - 194 = 198 oF

TLMTD = )/ln(

.

12

12

tttt =

)198/72ln(19872 =124,55 oF

R = 12

211

ttTT =

194410392482

= 0,41

S = 12

12

TTtt

=

194482194410

= 0,75

Dari Fig,18 Kern, Hal 828, Diperoleh Harga Ft = 0,87

T = F1 x TLMTD

= 0,77 x 124, 55 oF

= 95,90 oF

3. Suhu Kalorik

Tc = T2 + Fc (T1-T2)

tc = t1 + Fc (t2-t1)

h

C

tt

= 21

12

TTTT

=

410482194392

= 2,75

Dari Fig.17 Kern, Hal 827, di peroleh Kc = 0,2 dan Fc= 0, 6

Tc = 392 + 0, 6 (482 -392) = 446 oF

tc = 194 + 0,6 (410 – 194 ) = 323, 6 oF

4. Trial UD

Dari tabel 8, Kern Hal, 840 pada kolom heater untuk light organik di dapat

UD = 100 Btu/j.ft2.oF, trial UD = 150 Btu/j.ft2.oF

I-257


A = TU

Q

D . =

90,9515083,1222208

x = 84,96 ft2

Nt = La

A".

= 161963,0

96,84x


Nt standart = 20 buah, dengan ID shell = 8 in (Tabel 9, Kern Hal

841)


t xUN

N

tan

= 32

05,27 x 150


Kesimpulan sementara rancangan HE :




- n’ = 1 - l = 16 ft

- B = 2 in - Nt = 30 buah

- C = ¼ in - n = 1

- de = 0,95 in - PT = 1 in

- di = 0,532 in

- a” = 0,1963 ft2

-a’ = 0,223 in2

Evaluiasi perpindahan panas

Bagian shell (Uap Butiraldehida) Bagian Tube (dowterm A)

5. as’ = T

s

PxBxCID

.144'

5’. at’= 144.

'n

xaN t

as = 1.144.124/18 xx = 0,027 ft2 at =

144.4223,032x = 0,05 ft2

Gs = sa

M = 027,0

55,11182 Gt = ta

M = 05,0

67,25817

I-258

= 414168,5 lb/j.ft2 = 516353,4 lbj.ft2

NRe = 42,2.

.

sGde NRe =

42,2..

tGdi

= 42,2.43,0

5,414168).12/95,0( = 31509,07 = 42,2.3,0

4,516353).12/532,0( =

31531,22

6.jH = 120 (Fig.24,Kern, Hal 834) 6’ jH = 130(Fig.24, Kern Hal. 834)

7.hc = jH 14,03/142,2..

wkCp

dek

7’. h10 =

jH14,03/142,2..

wkCp

dik

k = 0,635 Btu/j.ft2 (oF/ft) (Table k = 0,044 Btu/j.ft2 (oF/ft) (Table

5,Kern hal 801) 9-45, Perry Hal 9-77

hc = 120 3/1

635,042,2.43,0.506,0

)12/95,0(635,0

hio=

1303/1

044,042,2.3,0.526,0

)12/532,0(044,0


8. Uc = oio

oio

hhhh.

= 27,9014,26527,904.14,265

= 205,02 Btu/j.ft2.oF

9. Uc = DC

Dcio

UUUU. =

73,126.02,20573,12602,205


I-259

Evaluasi P


1. NRe = 31509,07

f = 0,001 + (Fig 29, Kern Hal 839)

2. Ps = s

ss

sgdeNIDGf

...10.22,5)1.(..

10

2

=

1.79,0).12/95,0.(10.22,5)12/96.(8.)5,414168.(001,0

10

2

= 2,36 psi < 2,5 psi

(memenuhi)

3.

1'. NRe = 3153,22

f = 0,0015 (Fig,29, Kern Hal 839)

2'. Ps = ts

st

sgdinIGf...10.22,5

...10

2

= 1.84,0).12/532,0.(10.22,5

1.16.)4,516353.(005,010

2

= 3,3 psi

Pn = 1442

4 2

g

Vsgn

V = 3600

tG=

5,72.36004,516353

= 1,97 ft/dt

Pn = 144

5,72174,32.2

97,184,01,4 2

Pn = 0,144 psi

PTotal = Pt + Pn

= 3,3 + 0,144

Ptotal = 3,444 psi < 10

psi(memenuhi)

Kesimpulan :

Spesifikasi Heat Exchanger :

Fungsi :Memanaskan uap butiraldehida sebelum masuk reaktor




Jumlah : 1 buah

Dimensi H.E :

I-260


- n’ = 1

- B = 2 in

- C’ = ¼ in

- de = 0,95 in


Susunan segi empat

L = 16 ft

NT = 32 buah

N = 1

PT = 1 in

a’ = 0,223 in2

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in


Fungsi : Menurunkan tekanan gas dari 3,5 atm menjadi 1, 5 atm.


Data kondisi operasi : P1 = Tekanan masuk exspander 3,5 atm = 51, 436 lb/in2 = 7406, 7

lb/ft2

P2 = Tekanan keluar ekspander 1,5 atm = 22,05 lb/in2 = 3174, 3 lb/ft2

M(laju alir massa) = lbKgjamKg

/4530,0/0194,4794 = 10582,82 lb/jam

Perhitungan :

BM campuran = 60

= )460.(1545

)..144(

1

1

TBMP

= 50,15 lb/ft2 a. Menghitung kerja yang dihasilkan expander

I-261

Ws =

Pm ,

= (50 - 60)%, (Ulrich, Hal 90)

Ws = 0,55 3

2

/15,50/4,4232/82,10582

ftlbftlbxjamlb

= 491224,32 lb/ft.j

= 491224,32 lb/ft.j x ( 1 Btu/778 ft.lb) x (1 jam/3600 detik)

= 0,175 Btu/dt x ( 1 Hp.s/0,7068 Btu/de)

= 0,24 Hp x 0,7457 kW/Hp = 0,178 kW

motor = 80% (Fig 14-38, Peters &Timmerhaus, Hal 521)

Power motor = Hp =

8,0178,0 = 0,22 Hp 1 Hp

12. Cooler (E-122A) Fungsi :Menurunkan suhu uap campuran keluar reaktor dari



Direncanakan : Uap campuran masuk pada bagian shell ( fluida panas) dan dowterm

A masuk pada bagian tube ( fluida dingin) dengan arus berlawanan

arah

( counter current)




Digunakan pipa 2/4 in Od BWG : 1 = 16 ft PT = 1 in susunan segi

empat.

I-262

Perhitungan :

1. Neraca Massa dan Panas :



= 970231,46 Btu/j

m = 8679,83 lb/j

M = 19250,62 lb/j

2. TLMTD

t1 = 410- 212 = 198 oF

t2 = 248 - 86 = 162 oF

TLMTD = )/ln(

.

12

12

tttt =

)162/198ln(162198 =179,4 oF

R = 12

211

ttTT =

86212248410 = 1,28

S = 12

12

TTtt

=

8641086212

= 0,38


T = F1 x TLMTD

= 0,91 x 179,4 oF

= 163,254 oF

3. Suhu Kalorik

Tc = T2 + Fc (T1-T2)

tc = t1 + Fc (t2-t1)

h

C

tt

= 21

12

TTTT

=

21241086248

=0,81

I-263


Tc = 248 + 0, 35 (410 -248) = 304,7 oF

tc = 86 + 0,35 (212 – 86 ) = 130,1oF

4. Trial UD

Dari Table 8, Kern Hal, 840 pada kolom Cooler untuk light organik di dapat

UD = 75-150 Btu/j.ft2.oF, trial UD = 100 Btu/j.ft2.oF

A = TU

QD .

= 254,16310046,970231

x = 59,43 ft2

Nt = La

A".

= 161963,0

43,59x




t xUN

N

tan

= 20

92,18 x 100


Kesimpulan sementara rancangan Cooler :




- n’ = 1 - l = 16 ft

- B = 2 in - Nt = 20 nuah

- C = ¼ in - n = 4

- de = 0,95 in - PT = 1 in

- di = 0,532 in

- a” = 0,1963 ft2

-a’ = 0,223 in2

I-264

Evaluiasi Perpindahan Panas

Bagian shell (Uap campuran) Bagian Tube (dowterm A)

5. as’ = T

s

PBxCxID

.144' 5’. at’=

144.'

nxaN t

as = 1.144.124/18 xx = 0,027 ft2 at =

144.4223,020 x = 0,007 ft2

Gs = sa

M = 027,0

19250 Gt = ta

M = 007,0

83,8679

= 712962,963 lb/j.ft2 = 1239975,714 lbj.ft2

NRe = 42,2.

.

sGde NRe =

42,2..

tGdi

= 42,2.5,0

963,712962).12/95,0( =15549 = 42,2.3,0

714,1239975).12/532,0(

=75719,36

6. jH = 160 (Fig.24, Kern, Hal 834) 6’. jH = 160 (Fig.24, Kern Hal.

834)

7. hc = jH 14,03/142,2..

wkCp

dek

7’. h10 =

jH14,03/142,2..

wkCp

dik

k = 0,26 Btu/j.ft2 (oF/ft) (Table 5, k = 0,26 Btu/j.ft2 (oF/ft) (Table

5,Kern hal 801) 9-45, Perry Hal 9-77

hc = 120 3/1

143,042,2.43,0.69,0

)12/95,0(143,0

hc =

1303/1

26,042,2.3,0.526,0

)12/532,0(26,0


8. Uc = oio

oio

hhhh.

= 56,75028,1333

56,750.28,1333

= 480,22 Btu/j.ft2.oF

I-265

Uc = DC

Dcio

UUUU. =

6,94.22,4806,9422,480


Evaluasi P


NRe = 15549

f = 0,0016 + (Fig 29, Kern Hal 839)

4. Ps = s

ss

sgdeNIDGf

...10.22,5)1.(..

10

2

=

1.12,1).12/95,0.(10.22,5)12/96.(8.)963,712962.(0016,0

10

2

= 1,12 psi < 2,5 psi

(memenuhi)

5.

3'. NRe = 75719,36

f = 0,0015 (Fig,29, Kern Hal 839)

4'. Ps = ts

st

sgdinIGf...10.22,5

...10

2

= 1.84,0).12/532,0.(10.22,54.16.)714,1239975.(015,0

10

2

= 7,6 psi (memenuhi)

Pn = 1442

4 2

g

Vsgn

V = 3600

tG=

5,72.3600714,1239975

= 4,75 ft/dt

Pn = 144

5,72174,32.2

75,484,04,4 2

Pn = 2,36 psi

PTotal = Pt + Pn

= 7,6 + 2,36

Ptotal = 9,96 psi < 10

psi(memenuhi)

Kesimpulan :

Spesifikasi Cooler (E-122A)

Fungsi :Menurunkan suhu uap campuran keluar reaktor dari suhu


I-266



Jumlah : 1 buah

Dimensi Cooler:

Bagian shell : - IDs = 8 in

- n’ = 1

- B = 2 in

- C’ = ¼ in

- de = 0,95 in


Susunan segi empat

L = 16 ft

NT = 20 buah

n = 4

PT = 1 in

a’ = 0,223 in2

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in

13. Condensor (F-122B)

Fungsi : Mengkondensasikan uap campuran keluar dari Cooler

(E-122A) menjadi liquida dengan dowterm A.

Type : Horizontal shell and Tube Exchanger



arah

( counter current)

I-267

U ap cam puran T1 = 120 oC = 248 oF

t 2 = 60 oC = 140 oF

T 2 = 50 oC = 122 oF

t 1 = 30 oC = 86 oFD ow term A




Digunakan pipa ¾ in OD BWG : 1 = 16 ft; PT = 1 in susunan segi

empat.

Perhitungan :


Q = m. Cp . t = M.Cp. T


= 601711,52 Btu/j

m = 38,82 lb/j

M = 21184 lb/j

2. TLMTD

t1 = 248 - 140 = 108 oF

t2 = 122 - 86 = 36 oF

TLMTD = )/ln(

.

12

12

tttt =

)36/108ln(36108 =65,53 oF

T penyempurnaan pengembunan tetap di anggap isthermal sehingga F1 = 1

T = F1 x TLMTD

= 1 x 65,53 oF

= 65,53 oF

3. Suhu Kalorik

Tc = ½ (T1-T2) = 185 o

tc = ½ (t2 + t1) = 113 oF

4. Trial UD

Dari Table 8, Kern Hal, 840 pada kolom Cooler untuk light organik di dapat

I-268



A = TU

QD .

= 53,16510052,601711

x = 91,82 ft2

Nt = La

A".

= 161963,0

82,91x




t xUN

N

tan

= 32

23,29 x 100






- n’ = 1 - l = 16 ft

- B = 8 in - Nt = 32 buah

- C = ¼ in - n = 1

- de = 0,95 in - PT = 1 in

- di = 0,532 in

- a” = 0,1963 ft2

-a’ = 0,223 in2



5. as’ = T

s

PxBxCID

.144'

5’. at’= 144.

'n

axN t

as = 1.144

84/18 xx = 0,111 ft2 at = 144.4

223,032 x = 0,049 ft2

Gs = sa

M = 111,0

3882 Gt = ta

M = 049,0

21184

= 34972,97 lb/j.ft2 = 432326,53 lbj.ft2

I-269

NRe = 42,2.

.

sGde NRe = 42,2.

.

tGdi

= 42,2.5,0

97,34972).12/95,0( =4086,03 = 42,2.3,0

53,432326).12/532,0( =26400

6. jH = - 6’ . jH = -

7.G’= 3/2)( tNlM = 3/2)32.(16

3882 = 24,07 lb/j.ft 7’. V

= 3600

tG =

5,72.360053,432326 =1,65

ft/dt

Kondensor horizontal : hi = 390 Btu/j.ft2.oF

ho = 150 - 300 Btu/j.ft2.oF hio = hi(di/do)

ho trial = 250 Btu/j.ft2.oF hio = 276,63 Btu/j.ft2.oF

Kf = 0,095 tw = tc + )( ccoio

o tThh

h

Sf = 0,81 = 113 +

)113185(25063,276

250

f = 1,5 = 147,17 oF

G” = 24,07 lb/j. ft tf = 2

Cw Tt =

218517,147

= 166,086 oF

8. Uc = oio

oio

hhhh.

= 63,276250

63,276.250

= 13,32 Btu/j.ft2.oF

Uc = DC

Dcio

UUUU. =

34,92.32,13134,9232,131

= 0,003 j.ft2.oF/Btu (memenuhi)

I-270

Evaluasi P

Bagian shell (Uap Campuran) Bagian Tube (Dowterm A)

1. NRe = 4086,03

f = 0,0018 + (Fig 29, Kern, Hal 839)

2. Ps = s

ss

sgdeNIDGf

...10.22,5)1.(..

10

2

=1.12,1).12/95,0.(10.22,5

)12/24.(8.)97,34972.(0018,0.2/110

2

= 0,25 psi < 2,5 psi (memenuhi)

1. NRe = 26400

f = 0,0016 (Fig,29,Kern, Hal 839)

2. Ps = ts

st

sgdinIGf...10.22,5

...10

2

= 1.84,0).12/532,0.(10.22,5

1.16.)53,432326.(0016,010

2


Pn = 1442

4 2

g

Vsgn

Pn = 144

5,72174,32.2

65,184,01.4 2

Pn = 0,10 psi

PTotal = Pt + Pn

= 2,46 + 0,10

Ptotal = 2,56 psi < 10

psi(memenuhi)

Kesimpulan :

Spesifikasi Condensor (E-122B):

Fungsi : Mengkonensasikan uap campuran keluar dari cooler

(E-122A) menjadi liquida dengan dowterm A.



Jumlah : 1 buah

Dimensi Cooler :

Bagian shell : IDs = 8 in

n’ = 1

B = 8 in

I-271

C = ¼ in

De = 0,95 in



l = 16 ft

Nt = 32 buah

n = 1

Pt = 1 in

a’ = 0,223 in

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in

14. Flash Drum (M-120)

Fungsi :Untuk memisahkan antara fase gas liquida yang keluar

dari kondensor (E-122B)



Data kondisi operasi:


Tekanan : 1,5 atm = 22,05 psi = 7,35 psig

Massa : 38,3920 kgmol/j = 0,0024 lbm/dt

Direncanakan

Bahan konstruksi yang digunakan Carbon steel SA 212 grade B

dengan

f = 17500 (Tabel 13-1, Brownell &Young, Hal 251)

Jenis pengelasan double welded but jointy (E= 0,80)

I-272


Recidence time = 600 detik

L/D = 2,5

Perhitungan :

a. Menentukan volume Flash Drum


V = P

TRn ..

Dimana :

R = 10,73 ft3 psia/lbmol oR

P = 22,05 psia

T = 582 oR

V = ikxpsia

RxRlbmolpsiaftxdtlbmol oo

det60005,22

582./73,10/024,0 3

V = 4078,36 ft3

Vtotal = Vtutup atas + Vtutup bawah

Vtotal = 2(0,0847 d3) + /4.d2. L

= 0,1694 d3 + 2,355 d3

4078,36 ft3 = 2,5244 d3

d3 = 1615,66 ft3

d = 11,73 ft = 140,76 in

L = 3 x 140,76 in = 442,28 in = 35,19 ft

I-273

b. Menentukan tebal dinding Flash Drum

ts = CPiEf

diPi

).6,0.(2.

= "16/1)35,7.6,08,0.17500(2

76,140.35,7

= 1,61/16 in 3/16 in


do = di + 2 ts

= 157,68 in + 2 (3/16) in

do = 158,055 in = 13,17 ft

dibaru = do -2ts

= 144 in – 2(3/16)

= 143,625 in

rc = 0,9 – 143,625

= 129,2625 in

sf = 2 in; icr = 0,5625 in (Tabel 5.4. Brownell & Young, Hal 87)

a = ID/2 = 71,8125 in

AB = ID/2 –icr = 71,25 in

BC = rc – icr = 128,7 in

r = 132 in

AC = 22 ABBC = 107,17 in

b = r –AC = 24,83 in

Didapat :

do = 144 in ; ts = 3/16 in ; di = 143, 625 in

I-274

c. Menentukan tebal tutup atas dan bawah

th = CPiEfdiPi

).1,0.(

..885,0

= "16/1)35,7.1,08,0.17500(

625,143.35,7.885,0

Maka tinggi tutup atas = tha + b + sf

= (3/16 + 24,83 + 2 ) in = 27, 0175 in

Kesimpulan :

Spesifikasi flash drum (H-120):

Fungsi :Untuk memisahkan antara fase gas liquida yang keluar dari

kondensor (E-122B)



Bahan kontruksi : Carbon steel SA 212 grade B

Jumlah : 1 buah

Dimensi : - Diameter luar : 144 in



- Tebal silinder ; 3/16 in




Fungsi : Merecycle gas uap campuran dari Flsah Drum

I-275

(H-120) menuju Heat Exchanger dari tekanan 1,5

atm menjadi 3,5 atm


Data perancangan :

Kondisi umpan masuk pada suhu 90 oC dengan tekanan 1 atm

a. Menentukan jumlah stage dari compressor

Rasio kompresi untuk reciprocating compressor tiap stage adalah 4 (Perry,

Hal, 6-26), dapat dihitung dengan persamaan :

Rc = ( P/P1)l/n

4 = (3,5/l)l/n

= 0,61 = 1

Direncanakan menggunakan compressor 1 stage

Ratio stage (Rc) = (3,5/1,5)1/1 = 2,33

b. Daya yang dibutuhkan untuk kompresi

BPH = 3,03 . 10-5. K . Ns . P1 . q (P2/P1)(K-1)/K

Dimana :

K = Rasio perbandingan panas spesifik gas = 1,4

Ns = Jumlah stage = 1 buah

P1 = Tekanan masuk = 1 atm = 2116,32 lb ft2

q = Massa yang masuk

= jammenitxftlb

KglbxjamKgmol/60/06948,0

/2046,2/4658,63

= 3,149 ft3/mnt

I-276

Sehingga BHP = 3,03.10-5 . 1,4 . 1. 2116,32 . 3,149. (3,5/1)(1,4)/1,4)

= 0,58 Hp 1 Hp

Kesimpulan :

Fungsi : Merecycle uap campuran dari Flash Drum (H-120)

menuju heat exchanger dari tekanan 1,5 atm menjadi 3,5

atm




Daya : 1 Hp

Jumlah : 1 buah

16. Pompa (L-124)

Fungsi : Mengalirkan liquida yang keluar dari Flash Drum

(H-120) menuju kolom DISTILASI (D-130)


Direncanakan :

Jenis : Centrifugal pump

Bahan : Commercial steel

Jumlah : 1 buah

Perhitungan :

I-277

b. Menentukan Densitas Campuran

Komponen Massa (kg/j) Xm (Kg/m3) Xm. C4H8O 232,7668 0,048 804,8 38,63 C4H10 9,3294 0,002 900 1,8 C4H10O 4545,4574 0,95 860 817

Jumlah 4787,5536 1,000 857,43


campuran = 857,43 Kg/m3 = 53,528 lb/ft3

= 0,53 cp = 1,32 lb/ft.j

Rate volumetrik :

V = Rate /

= 3528,53/80,10554

lbftjamlb

= 197,182 ft3/jam = 0,0547 ft3/dt



hubungan antara rate volumetrik dan densitas

ID optimum = 4 in dipilih 4 sch 40 (Table 11, Kern, Hal 844)

ID = 4,025 in = 0,3355 ft

A (flow area) = 12,7 in2 = 0,882 ft

Kecepatan aliran = v / a

= tfjamft

3

3

088,0/182,197

= 2235,6235 ft/jam = 0,621 ft/dt


NRe = ( x ID x v )/

= ( 53,528 x 0,3355 x 2335,6235)/1,32

= 31735,42

I-278


Sistem perpipaan:

Pipa lurus = 50 ft

Lpipa = 50 ft

Elbow 90o = 3 buah


Lelbow = 3 x 30 x 0,3355 = 30,195 ft

Gate valve = 2 buah


Lgate valve = 2 x 160 x 0,3355 = 107,36 ft




Entrance valve

Lentrance = 11 ft

Exit valve

Lexit = 11 ft

Panjang total system perpipaan:

Ltotal = 50 + 30,195 = 107,36 + 150, 975 + 11 + 11

= 360 ,53 ft

Bahan yang digunakan : Commercial steel

= 0,00015 ft (App C- 1 Fous, Hal 717)

/D = 0,00043

f = 0,021 (App C- 3, Fous, Hal 721)



Fr = ( 4 x f x v2 L) / (2 x gc x ID)

= ( 4 x 0,021 x 0, 0,6212 x 360, 53)/ (2 x 32, 174 x 0, 3355)

= 0,54 lbf.ft/lbm


I-279


= ( 0,55 x 0,6212)/(2 x 1 x 32, 174)

= 0,0032lbf.ft/lbm



F3 = 3 x Kf x ( v2/2)

= 3 x 0,75 x (0,6212/2)

= 0,433 lbf.ft/lbm

Sehingga F = 0,54 + 0,0032 + 0,433 = 0,9762 lbf.ft.lbm

Hokum Bernoulli : (Pers 10, Peters & Teimerhaus, Hal,486)

Wp = (Z + (v2 /2 gc) + (pv) + Ff

Ditentukan :

Z = 20 ft

P = 0,5 psi

Faktor turbulen () = 1

Wp = 20 = [ 0,6212/(2 x 1 x 32, 174)] = 0 + 0,9762


Power pompa :

WHP = (m x Wp) / 550

= ( 2,927 lbm x 21,41 lbf.ft /lbm) 550

= 0,11 Hp

Efisiensi pompa = 40 % (Fig 14-37, Peters &Timmerhaus, Hal 520)


= 0,11 / 0,40

= 0,275 Hp


Power pompa aktual = BHP/efisiensi motor

= 0,275/0,8

= 0,34Hp 1 Hp


I-280


Fungsi : Memanaskan liquida campuran sebelum masuk

kolom distilasi (D-130) dari suhu 50oC menjadi 80,8oC.




( counter current)




Digunakan pipa 3/4 in OD ;12 BWG ; 1 = 16 ft; PT = 1 in ; susunan

segiempat.

Perhitungan :




= 57912,6186 Btu/j

m = 8458,37 lb/j

M = 2960,42 lb/j

2. TLMTD

t1 = 392 – 177,44 = 214,56 oF

t2 = 194- 122 = 72 oF

I-281

TLMTD = )/ln(

.

12

12

tttt =

)72/56,214ln(7256,214 =130,55 oF

R = 12

211

ttTT =

12244,177194392

= 3,571

S = 12

12

TTtt

=

12239212244,177

= 0,203


T = F1 x TLMTD

= 0,9 x 130, 55 oF

= 117,495 oF

3. Suhu kalorik

Tc = T2 + Fc (T1-T2)

tc = t1 + Fc (t2-t1)

h

C

tt

= 21

12

TTTT

=

44,177392122194

= 0,336


Tc = 194 + 0, 325 (392 -194) = 258,35 oF

tc = 122 + 0,325 (177,44 – 122 ) = 140,018 oF

4. Trial UD

Dari Table 8, Kern Hal, 840 pada kolom heater untuk light organik di dapat



A = TU

QD .

= 495,11775

6186,257912x

= 29,26 ft2

Nt = La

A".

= 161963,0

26,29x


Nt standart = 20 buah, dengan ID shell = 8 in (Tabel 9, Kern Hal

841)


t xUN

N

tan

I-282

= 20316,9 x 75


Kesimpulan sementara rancangan H. E :




- n’ = 1 - l = 16 ft

- B = 2 in - Nt = 20 buah

- C = ¼ in - n = 4

- de = 0,95 in - PT = 1 in

- di = 0,532 in

- a” = 0,1963 ft2

-a’ = 0,223 in2


Bagian shell (Liquida campuran) Bagian Tube (dowterm A)

as’ = T

s

PBxCxID

.144' 5’. at’=

144.'

nxaN t

as = 1.144.124/18 xx = 0,027 ft2 at =

144.4223,020x = 0,0077 ft2

Gs = sa

M = 027,0

37,8458 Gt = ta

M = 0077,0

42,2960

= 313272,963 lb/j.ft2 = 384470,129 lbj.ft2

NRe = 42,2.

.

sGde NRe =

42,2..

tGdi

= 42,2.72,0

963,313272).12/95,0( =14233,68 = 42,2.3,0

129,384470).12/532,0( =

23477,74


I-283

7. hc = jH 14,03/142,2..

wkCp

dek

7’. h10 =

jH14,03/142,2..

wkCp

dik

k = 0,635 Btu/j.ft2 (oF/ft) (Table 5, k = 0,044 Btu/j.ft2 (oF/ft)

(Table 5,Kern hal 801) 9-45, Perry

Hal 9-77

hc = 60 3/1

635,042,2.65,0.55,0

)12/95,0(635,0

hc =

1003/1

044,042,2.3,0.44,0

)12/532,0(044,0


8. Uc = oio

oio

hhhh.

= 17,19252,533

17,192.52,533

= 141,28 Btu/j.ft2.oF

9. Uc = DC

Dcio

UUUU. =

93,34.28,14193,3428,141


I-284

Evaluasi P


1. NRe = 14233,68

f = 0,001 + (Fig 29, Kern Hal 839)

2. Ps = s

ss

sgdeNIDGf

...10.22,5)1.(..

10

2

= 1.79,0).12/95,0.(10.22,5

96.8.)96,313272.(001,010

2


1. NRe = 23477,74

f = 0,0015 (Fig,29,Kern Hal 839)

2. Ps = ts

st

sgdinIGf...10.22,5

...10

2

= 1.84,0).12/532,0.(10.22,5

4.16.)12,384470.(0013,010

2

= 6,3 psi

Pn = 1442

4 2

g

Vsgn

V = 3600

tG=

5,72.360012,384470

= 1,47 ft/dt

Pn = 144

5,72174,32.2

47,184,04.4 2

Pn = 0,31 psi

PTotal = Pt + Pn

= 6,61 + 0,31

Ptotal = 3,444 psi < 10

psi(memenuhi)

Kesimpulan :

Spesifikasi Heat Exchanger (E-125):

Fungsi :Memanaskan liquida campuran sebelum masuk kolom

distilasi (D-130) dar suhu 50 oC menjadi 80,8 oC.



Jumlah : 1 buah

Dimensi H.E :


I-285

- n’ = 1

- B = 2 in

- C’ = ¼ in

- de = 0,95 in


Susunan segi empat

L = 16 ft

NT = 20 buah

n = 4

PT = 1 in

a’ = 0,223 in

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in

18. Condensor (E-131)

Fungsi : Mengembunkan uap campuran yang keluar dari

kolom distilasi (D-130) menjadi distilat.




arah

( counter current)




Digunakan pipa ¾ in OD; 12 BWG : 1 = 16 ft; PT = 1 in ; susunan

segiempat.

I-286

Perhitungan :




= 6692,15 Btu/j

M = 534,6 lb/j

m = 309,82 lb/j

2. TLMTD

t1 = 235,8 - 122 = 113,8 oF

t2 = 122 - 86 = 36 oF

TLMTD = )/ln(

.

12

12

tttt =

)36/113ln(368,113 = 67,678 oF

T penyempurnaan pengembunan tetap di anggap isothermal sehingga F1 = 1

T = F1 x TLMTD

= 1 x 67,678 oF

= 67,678 oF

3. Suhu Kalorik

Tc = ½ (T1-T2) = 179 o

tc = ½ (t2 + t1) = 104 oF

4. Trial UD

Dari Tabel 8, Kern, Hal. 840 pada Kolom heater, untuk light organik di dapat



I-287

A = TU

QD .

= 678,67615,6692

x = 16,503 ft2

Nt = La

A".

= 161963,0

503,16x



UDkoreksi = Dtrialdartts

t xUN

N

tan

= 2024,5 x 100

UDteoritis = 1,572 Btuj.ft2 oF

Kesimpulan sementara rancangan Condensor :




- n’ = 1 - l = 16 ft

- B = 8 in - Nt = 20 buah

- C = ¼ in - n = 4

- de = 0,95 in - PT = 1 in

- di = 0,532 in

- a” = 0,1963 ft2

-a’ = 0,223 in2

I-288



5. as’ = T

s

PBxCxID

.144' 5’. at’=

144.'

nxaN t

as = 1.144

84/18 xx = 0,111 ft2 at = 144.4

223,020x = 0,0077 ft2

Gs = sa

M = 111,0

6,534 Gt = ta

M = 007,0

82,309

= 4816,23 lb/j.ft2 = 40236,36 lb/j.ft2

NRe = 42,2.

.

sGde NRe =

42,2..

tGdi

= 42,2.02,0

23,4816).12/95,0( =4086,03 = 42,2.3,0

36,40236).12/532,0( =2457,04

6. jH = - 6’ jH = -

7. G’= 3/2)( tNlM = 3/2)20.(16

6,534 = 4,534 lb/j.ft 7’. V

= 3600

tG =

5,72.360036,40236 =1,65

ft/dt

Kondensor horizontal : hi = 0,15 Btu/j.ft2.oF

ho = 150-300 Btu/j.ft2.oF hio = hi(di/do)

ho trial = 150 Btu/j.ft2.oF hio = 200(0,532/0,75) Btu/j.ft2.oF

Kf = 0,095 tw = tc + )( ccoio

o tThh

h

Sf = 0,81 = 113 + )1049,178(15086,141

150

f = 1,5 = 142,54 oF

G” = 4,534 lb/j. ft tf = 2

Cw Tt =

29,17854,142 = 160,72 oF

8. Uc = oio

oio

hhhh.

= 15086,141

150.86,141

= 72,90 Btu/j.ft2.oF

I-289

9. Uc = DC

Dc

UUUU

=

572,1.90,72572,190,72


Evaluasi P

Bagian shell (Uap Campuran) Bagian Tube (Dowterm A)

1. NRe = 7877,86

f = 0,0018 + (Fig 29, Kern Hal

839)

2. Ps = s

ss

sgdeNIDGf

...10.22,5)1.(..

10

2

=1.12,1).12/95,0.(10.22,596.8.)23,4816.(0018,0.2/1

10

2


3. NRe = 2457,24

f = 0,002 (Fig,29,Kern Hal 839)

4. Ps = ts

st

sgdinIGf...10.22,5

...10

2

= 1.41,0).12/532,0.(10.22,5

4.16.)36,40236.(002,010

2


Pn = 1442

4 2

g

Vsgn

Pn = 144

5,72174,32.2

65,184,01,4 2

Pn = 0,0068310 psi

PTotal = Pt + Pn

= 0,21 + 0,00683

Ptotal = 0,216 psi < 10

psi(memenuhi)

Kesimpulan :

Spesifikasi condensor (E-122B):

Fungsi : Mengmbunkan uap campuran keluar dari kolom distilasi

(D-130) menjadi distilat..



I-290

Jumlah : 1 buah

Dimensi Cooler :


n’ = 1

B = 8 in

C = ¼ in

de = 0,95 in



l = 16 ft

Nt = 20 buah

n = 1

Pt = 1 in

a’ = 0,223 in

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in


Fungsi : Menampung sementara hasil distilat yang keluar dari

kolom distilasi (D-130) selama 600 detik.

Type : Horizontal akumulator

Jumlah : 1 buah Data Kondisi Operasi:



Fase : Liquida

Direncanakan:

I-291

Tangki berbentuk silinder tegak dengan tutup atas dan tutup bawah

berbentuk standart dished head.

Bahan konstruksi yang digunakan Carbon steel SA 240 grade M

dengan f = 18750 (App D, Brownell&Young, Hal 342)

Jenis pengelasan double welded but joint (E= 0,80)


L/D = 3

Perhitungan :

a. Menentukan Densitas campuran

Komponen Massa (kg/j) Xm (Kg/m3) Xm. C4H8O 4545,4574 0,999 860 803,19 C4H10 0,1510 0,001 900 1,8 Jumlah 4545,6084 1,000 805

Jadi campuran = 805 Kg/m3 = 50,25 lb/ft3


Dari App A diketahui bawah bahan masuk akumulator = 4545,6084 Kg/j

= 10021,40 lb/j.

Vliquida = campuran

masukbahanmassa

x waktu tinggal

= 3/25,50/4,10021ftlb

jlb x ik

jamdet3600

1 x 600 detik

= 31,09 ft3



= 31,09 ft3 + 20% Vtotal

I-292

0,8Vtotal = 31,09 ft3

Vtotal = 38,8625 ft3

c. Menentukan diameter akumulator

Vliquida = (/4 x di2 x L) + (2 x 0,0847 x di3)

38,8625 ft3 = (/4 x di2 x ( 3 di) + ( 0,1694 di3

38,8625 ft3 = 2,544 di3

di = 2,487 ft = 29,844 in

dostandart = 30 in = 2,5 ft (Tabel 5.7. Brownell&Young,Hal 89)

L = 3 x di = 3 x 30 = 90 in = 7,5 ft

d. Menentukan Pdesign

ts =144

Hx

ts =144

5,771,53 x

Pdesign = Poperasi + Phidrostatik

= 14,7 + 2,7973

= 17,4973 psia

e. Menentukan tebal silinder

Diketahui :

L = 7,5 ft = 90 in

P = 2,7973

di = 2,487 ft = 29,844 in

M = W + (1/2 xL)

= 10021,40 + (1/2 x 90)

I-293

= 1006,4

rtsxrx

Y

31

tsxrxY

31

= x (14,942)2 x ts = 701,4 ts

f = 175004,7014

4,100661

tsY

M

ts = 0,00082 + C

= 0,00082 + 1/16

= 1, 013/16 in 3/16

f. Menentukan tebal tutup samping

th = CPiEfrPi

).1,0.(

..885,0

= "16/1)7973,2.1,08,0.18750(

844,29.7973,2.885,0

= 1,084/16 in 13/16 in

Kesimpulan :

- Diameter silinder = 90 in

- Tekanan = 2,7973 psi

- Diameter dalam = 29,844 in

- Tebal silinder = 3/16

- Tebal atas = 3/16 in

I-294

20. Pompa (L-133)

Fungsi :Mengalirkan liquida hasil distilasi dari akumulator

menuju storage.


Direncanakan : Jenis : Centrifugal pump


Jumlah : 1 buah

Perhitungan :

c. Menentukan densitas campuran

Komponen Massa (kg/j) Xm (Kg/m3) Xm. C4H8O 4545,4574 0,998 804,8 803,2 C4H10 7,819 0,002 900 1,8

Jumlah 4553,2764 1,000 805



= 0,8 cp = 1,935 lb/ft.j

Rate volumetrik :

V = Rate/

= 325,50/30,10038

lbftjamlb

= 199,76 ft3/jam = 0,0055 ft3/dt




ID optimum = 4 in di pilih 4 sch 40 (Table 11 Ker, Hal 844)

Id = 1,049 in = 0,087 ft

I-295

A (flow area) = 0,864 in2 = 0,072 ft


= 2

3

072,0/76,199

ftjamft

= 2774,44 ft/jam = 0,7706 ft/dt


NRe = ( x ID x v )/

= ( 50,25 x 0,087 x 2774,44 )/1,935

= 6268,387


Sistem perpipaan:

Pipa lurus = 80 ft

Lpipa = 80 ft

Elbow 90o = 3 buah


Lelbow = 3 x 30 x 0,087 = 7,83 ft

Gate valve = 2 buah


Lgate valve = 2 x 160 x 0,087 = 27,84 ft



Lglobe valve = 1 x 450 x 0,087 = 39,15 ft

Entrance valve

Lentrance = 11 ft

Exit valve

Lexit = 11 ft


Ltotal = 80 + 7,83 + 27,84 + 39,15 + 11 + 11 = 176,83


= 0,00015 ft (App C- 1 Fous, Hal 717)

I-296

/D = 0,00043

f = 0,062 (App C- 3, Fous, Hal 721)


1. Valve dan fitting

Ff = ( 4 x f x v2 L) / (2 x gc x ID)

= ( 4 x 0,062 x 0, 0,77062 x 176,83)/ (2 x 32, 174 x 0,

0,087)

= 4,651 lbf.ft/lbm



= ( 0,55 x 0,77062)/(2 x 1 x 32, 174)

= 0,005 lbf.ft/lbm



F3 = 3 x Kf x ( v2/2)

= 3 x 0,75 x (0,77062/2)

= 0,668 lbf.ft/lbm

Sehingga F = 4,651 + 0,005 + 0,668 = 5,324 lbf.ft.lbm

Hokum Bernoulli : (Pers 10, Peters & Teimerhaus, hal,486)

Wp = (Z + (v2 /2 gc) + (pv) + Ff

Ditentukan :

Z = 20 ft

P = 0


Wp = 20 = [ 0,77062 / (2 x 1 x 32, 174)] = 0 + 0,5324


Power pompa :

WHP = (m x Wp)/550

= ( 2,763 lbm x 25,33 lbf.ft/llbm) 550

= 0,13 Hp

I-297


BHP = WHP/Efisiensi pompa

= 0,13 / 0,40

= 0,325 Hp



= 0,325 / 0,8

= 0,4 Hp 1 Hp


21. Tangki Penyimpan Produk Butanol (F-134)

Fungsi :Menampug butanol selama 30 hari

Tipe : Standart dishead tank

Jumlah : 1 buah

Data kondisi operasi : Temperatur : 30 oC = 3030 oK


Fase : liquida

Direncanakan:

Tangki berbentuk silinder tegak dengan tutup atas dan tutup bawah

berbentuk standart dished head dan bagian bawah merupakan plat

datar.

Bahan konstruksi yang digunakan Carbon steel SA 240 grade M

dengan

f = 17500 (App D, Brownell &Young, Hal 251)

Jenis pengelasan double welded but joint (E= 0,80)

I-298


D = 1,5 H (Pers, 3-10, Brownell& Young, Hal 43)

Perhitungan :

a. Menentukan densitas campuran

Komponen Massa (kg/j) Xm (Kg/m3) Xm.

C4H8O 4545,4574 0,999 804,8 859,14

C4H10 0,1510 0,001 900 0,9

Jumlah 4545,6084 1,000 860,04




Dari App A diketahui bawah bahan masuk akumulator = 4545,6084 Kg/j

Vliquida = campuran

liquidam

x 24 jam x 30 hari

= 3/04,860/6084,4545mkg

jamkg x 24 jam x 30 hari

= 3805,44 m3

= 134387,11 ft3

= 1005349 gallon



= 134387,11 ft3 + 20% Vtotal

0,8Vtotal = 134387,11 ft3

Vtotal = 167983,88 ft3

I-299

c. Menentukan diameter tangki

Vliquida = /4 x di2 x H

167983,88 ft3 = /4 x ( 1,5 H)2 + H

H = 21,183 ft di3

D = 1,5 H ( 21, 183) ft

= 31, 7745 ft = 381,294 in

d. Menentukan tebal tangki

ts = CPiEf

diPi

).6,0.(2.

ts = "16/1)7,14.6,08,0.17500(2

294,381.7,14

= 4,204/16 in 5/16 in

Standarisasi (Tabel 5.7. Brownell&young, Hal 89)

do = di + 2ts

= 381,294 in + 2(5/16) in

= 381, 919 in = 3182 ft

d baru = do- 2ts

= 384 in – 2 (5/16)

= 383,375 in = 31,94 ft

Dari App, E, Brownell & Young, Hal 346, diperoleh :

do = 32 ft = 384 in

H = 30 ft = 360 in


e. Menentukan tebal tutup

I-300

tha = CPiEfrPi

).1,0.(

..885,0

= "16/1)7,14.1,08,0.17500(

192.7,14.885,0

= 3,854/16 in 4/16 in

Kesimpulan :


- Diameter dalam = 383,375 psi

- H = 288 in

- Tebal tangki = 5/16

- Tebal tutup = 1/3 in

22. Reboiler ( E- 135)


keluar dari bawah kolom destilasi (D-130)

Type : Horizontal shell and tube Direncanakan :

Liquid campuran pada bagian shell ( fluida dingin) dan dowterm A


( counter current)

Pressure drop (P) pada bagian shell maksimum 2,5 psi


Digunakan pipa 1 ¼ in OD;16 BWG : 1 = 16 ft; PT = 1,56 in, susunan

segiempat.

I-301

Perhitungan :




= 725029,1085 Btu/j

m = 16631,778 lb/j

M = 7628,67 lb/j

2. TLMTD

t1 = 392 - 243,83 = 148,17 oF

t2 = 176 – 164,27 = 11,73 oF

TLMTD = )/ln(

.

12

12

tttt =

)73,11/17,148ln(73,1117,148 = 53,86 oF

T = Ft x TLMTD (T penyempurnaan penguapan, tetap dianggap isthermal

sehingga Ft = 1)

= 1 x 53,86 oF

= 53,86 oF

3. Suhu Kalorik

Tc = ½ (T1-T2) = ½ (392 + 176) = 284 oF

tc = ½ (t2 + t1) = ½ (164,27 + 243,83) = 204,05 oF

I-302

4. Q/A di tetapkan 12000 Btu/j.ft2 (Kern, Hal 459)

A = 12000

Q =

120001085,725029 = 60,41 ft2

Nt = La

A".

= 163271,0

41,60x

= 11, 54 buah (teoritis)


Kesimpulan sementara rancangan Condensor :


Bagian shell : 1 ¼ in OD BWG 16


- n’ = 1 - l = 16 ft

- B = 3 in - Nt = 12 buah

- C = 0,31 in - n = 2

- de = 1,23 in - PT = 156 in

- di = 1,12 in

- a” = 0,3271 ft2

-a’ = 0,985 in2

I-303



5. as’ = T

s

PnxBxCID

.144.'

' 5’. at’= 144.

'n

xaN t

as = 1.144.1

331,012 xx = 0,077 ft2 at = 144.2

985,012x = 0,041 ft2

Gs = sa

M = 077,0

778,16631 Gt = ta

M = 004,0

67,7672

= 215997,11 lb/j.ft2 = 187138,32 lb/j.ft2

NRe = 42,2.

.

sGde NRe =

42,2..

tGdi

= 42,2.35,0

11,215997).12/23,1( =26138,96 = 42,2.3,0

32,187138).12/12,,1( =

24058,18

6.jH = - 6’ jH = -

7. Trial ho = 300 Btu/j.ft2.oF hio = 1500 btu

tw = tc + )( ccoio

o tThh

h

= 204,05 + 3001500

300

(284 – 204,05)

= 253,375

t = tw – tc

= 253,375 – 204,05

= 49,325 oF

Dari Fig 15.11, kern Hal 474 diperoleh :

Hs = 90 Btu/j ft2 oF

Hl = 700 Btu/j ft2 oF

8. Uc = oio

oio

hhhh.

= 150300

1500.300

= 250 Btu/j2.oF

9. UDtLaN

Qt ..".

I-304

= 325,49.16.3271,0.12

1085,725029

= 234, 04 Btu/j. ft2.oF

10. RD = Dc

Dc

UUUU

= 04,234,250

04,1234250

= 0,021> 0,003 j.ft2.oF/Btu (memenuhi)

I-305

Evaluasi P

Bagian shell (Liquid Campuran) Bagian Tube (Dowterm A)

P pada bagian shell diabaikan

1'. NRe = 24058,18

f = 0,0015 (Fig,29,Kern Hal 839)

2'. Ps = ts

st

sgdinIGf...10.22,5

...10

2

= 1.84,0).12/12,1.(10.22,52.16.)32,187138.(0015,0

10

2

= 0,41 psi

Pn = 1442

4 2

g

Vsgn

= 5,72.3600

32,1871383600

1,4

= 0,71 ft/dt

Pn = 144

5,72174,32.2

71,084,02,4 2

Pn = 0,0375 psi

PTotal = Pt + Pn

= 0,41 + 0,0375

Ptotal = 0,44 psi < 2,5 psi(memenuhi)

Kesimpulan :


keluar dari bawah kolom destilasi.

Type : Shell and tube


Jumlah : 1 buah

Dimensi Reboiler :

- Bagian shell : - ID = 10 in

- n = 1 in

I-306

- B = 3 in

- C’ = 0,31 in

-de = 1,23 in

- Bagian tube : 1 ¼ in OD BWG 16

Susunan segi empat

l = 16 ft

Nt = 12 buah

n = 2

PT = 1,56 in

a’ = 0,985 in2

a” = 0,3271 ft2/ft

di = 1,12 in

23. Pompa (L-136)

Fungsi : Mengalirkan liquida ayang keluar dari flash drumke

kolom distilasi (D-130).

Direncanakan : Jenis : Centrifugal pump


Jumlah : 1 buah

Perhitungan :


Komponen Massa (kg/j) Xm (Kg/m3) Xm. C4H8O 232, 7668 0,962 804,8 774,21 C4H10 9,1784 0,038 900 34,2

Jumlah 241,9452 1,000 808,41



I-307

= 0,31 cp = 0,75 lb/ft.j

Rate volumetrik :

V = Rate /

= 346,50/4,533lbft

jamlb

= 10,57 ft3/jam = 0,0033 ft3/dt




ID optimum = 1 in dipilih 1 in sch 40 (Tabel 11 Kern, Hal 844)

ID = 1,049 in = 0,087 ft

A (flow area) = 0,864 in2 = 0,072 ft


= 2

3

072,0/57,10ft

jamft

= 146,8 ft/jam = 0,7706 ft/dt


NRe = ( x ID x v ) /

= ( 50,46 x 0,087 x 146,8 ) /0,75

= 2150,63


Sistem perpipaan:

Pipa lurus = 50 ft

Lpipa = 50 ft

Elbow 90o = 3 buah


Lelbow = 3 x 30 x 0,087 = 7,83 ft

I-308

Gate valve = 2 buah


Lgate valve = 2 x 160 x 0,087 = 27,84 ft



Lglobe valve = 1 x 450 x 0,087 = 39,15 ft

Entrance valve

Lentrance = 11 ft

Exit valve

Lexit = 11 ft


Ltotal = 50 + 7,83 + 27,84 + 39,15 + 11 + 11 = 146,82


= 0,00015 ft (App C- 1 Fous, Hal 717)

/D = 0,00043

f = 0,013 (App C- 3, Fous, Hal 721)


1. Valve dan fitting

Ff = ( 4 x f x v2 L) / (2 x gc x ID)

= ( 4 x 0,013 x 0, 0,042 x 146,82) / (2 x 32, 174 x 0, 0,087)

= 0,0021 lbf.ft/lbm


Fc = (Kc.V2)/(2 gc ),dimana Kc = 0,55

= ( 0,55 x 0,042) / (2 x 1 x 32, 174)

= 0,000013lbf.ft/lbm



F3 = 3 x Kf x ( v2/2)

= 3 x 0,75 x (0,042/2)

= 0,0018 lbf.ft/lbm

Sehingga Ff = 0,0021 + 0,00013 + 0,0018 = 0,0041 lbf.ft.lbm

I-309

Hokum Bernoulli : (Pers 10, Peters & Timerhaus, Hal,486)

Wp = (Z + (v2 /2 gc) + (pv) + Ff

Ditentukan :

Z = 20 ft

P = 0


Wp = 20 = [ 0,042 / (2 x 1 x 32, 174)] = 0 + 0,0041

Wp = 20 lbf.ft/lbm

Power pompa :

WHP = (m x Wp) / 550

= ( 0,166 lbm x 25,33 lbf.ft/llbm) /550

= 0,0063Hp


BHP = WHP/Efisiensi pompa

= 0,0063 / 0,40

= 0,0157 Hp



= 0,0157 / 0,8

= 0,019 Hp 1 Hp


24. Cooler (E-137)

Fungsi : Menurunkan temperatur uap campuran yang keluar

dari reboiler (E-135) dari 117,687 oC menjadi 35 oC

dengan menggunakan dowterm A.


Direncanakan :

I-310

Uap campuran masuk pada bagian shell ( fluida panas) dan dowterm


arah

( counter current)




Digunakan pipa ¾ in OD; 12 BWG : 1 = 16 ft; PT = 1 in, susunan

segiempat.

Perhitungan :




= 652576 Btu/j

m = 41197,98 lb/j

M = 7972,195 lb/j

2. TLMTD

t1 = 243,83 - 212 = 121,83 oF

t2 = 95 - 86 = 9 oF

TLMTD = )/ln(

.

12

12

tttt =

)9/83,121ln(983,121 =43,3 oF

R = 12

211

ttTT =

861229583,243

= 4,13

I-311

S = 12

12

TTtt

=

8683,24386122

= 0,22


T = Ft x TLMTD

= 0,91 x 43,3 oF

= 38,97 oF

3. Suhu Kalorik

Tc = T2 + Fc (T1-T2)

tc = t1 + Fc (t2-t1)

h

C

tt

= 21

12

TTTT

=

12283,2438695

=0,073

Dari Fig.17 Kern, Hal 827, di peroleh Kc = 0,6 dan Fc= 0,3

Tc = 95 + 0, 3 (243,83 -95) = 139,65 oF

tc = 86 + 0,3 (212 – 86 ) = 96,8 oF

4. Trial UD

Dari Tabel 8, Kern Hal, 840 pada kolom Cooler untuk light organik di dapat


A = TU

QD .

= 97,38100

652576x

= 167,455 ft2

Nt = La

A".

= 161963,0

455,167x




t xUN

N

tan

= 68

31,53 x 100

= 78,47 Btuj.ft2 oF





I-312

- n’ = 1 - l = 16 ft

- B = 3 in - Nt = 68 nuah

- C = ¼ in - n = 4

- de = 0,95 in - PT = 1 in

- di = 0,532 in

- a” = 0,1963 ft2

- a’ = 0,223 in2



5. as’ = T

s

PBxCxID

.144' 5’. at’=

144.'

nxaN t

as = 1.144.1

4/112 xx = 0,0625 ft2 at = 144.4

223,060 x = 0,0026 ft2

Gs = sa

M = 0625,0

195,7972 Gt = ta

M = 0026,0

98,41197

= 127555,12 lb/j.ft2 = 15845376,92 lbj.ft2

NRe = 42,2.

.

sGde NRe =

42,2..

tGdi

= 42,2.3,1

12,127555.)12/95,0( =3209,82 = 42,2.3,0

92,15845376).12/532,0(

=5575225,17


7.hc = jH 14,03/142,2..

wkCp

dek

7’. h10 =

jH14,03/142,2..

wkCp

dik

k = 0,143 Btu/j.ft2 (oF/ft) (Table 5, k = 0,26 Btu/j.ft2 (oF/ft) (Tabel 5,

Kern hal 801) 9-45, Perry Hal 9-77)

I-313

hc = 30 3/1

143,042,2.3,1.55,0

)12/95,0(143,0

hc =

1303/1

26,042,2.3,0.44,0

)12/532,0(26,0


8. Uc = oio

oio

hhhh.

= 40,12415,5653

40,124.15,5653

= 121,72 Btu/j.ft2.oF

9. Uc = DC

Dcio

UUUU. =

47,7872,12147,7872,121


I-314

Evaluasi P

Bagian shell (Uap Campuran) Bagian Tube (dowterm A) 1. NRe = 3209,82

f = 0,002 + (Fig 29, Kern Hal 839)

2. Ps = s

ss

sgdeNIDGf

...10.22,5)1.(..

10

2

=1.5,2).12/95,0.(10.22,5

64.12.)12,127555.(002,010

2


1. NRe = 5575225,17 f = 0,001 (Fig,29, Kern Hal 839)

2. Ps = ts

st

sgdinIGf...10.22,5

...10

2

= 1.94,0).12/532,0.(10.22,54.16.)92,15845376.(001,0

10

2

= 7,354 psi

3. Pn = 1442

4 2

g

Vsgn

V = 3600

tG=

5,72.360092,15845376

= 1,37 ft/dt

4. Pn = 144

5,72174,32.2

21,394,04,4 2

Pn = 1,37 psi PTotal = Pt + Pn = 7,354 + 1,37 Ptotal = 8,724 psi < 10 psi(memenuhi)

Kesimpulan:

Spesifikasi Cooler (E-137)

Fungsi :Menurunkan temperature uap campuran yang keluar

dari reboiler (E-135) dari 117,687oC menjadi 35 oC

dengan menggunakan dowterm A.



Jumlah : 1 buah

Dimensi Cooler :


n’ = 1

B = 3 in

C = ¼ in

I-315

De = 0,95 in



l = 16 ft

Nt = 68 buah

n = 4

Pt = 1 in

a’ = 0,223 in2

a” = 0,1963 ft2/ft

di = 0,532 in

25. Tangki Penyimpan Produk (F- 138)


Type : Standart dishead tank

Bahan kontruksi : carbon steel

Jumlah : 1 buah

Data kondisi operasi : Temperatur : 30 oC = 303 oK


Fase : Liquida

Direncanakan:

Tangki berbentuk silinder tegak dengan tutup atas berbentuk standart

dished head dan bagian bawah merupakan plat datar.

Bahan kontruksi yang digunakan Carbon steel SA 240 grade B dengan

f = 17500 (App D, Brownell&Young, Hal 251)



I-316

D = 1,5 H (Pers, 3-10, Brownell & Young, Hal 43)

Perhitungan :


Komponen Massa (kg/j) Xm (Kg/m3) Xm.

C4H8O 232,7668 0,962 804,8 774,21

C4H10 9,1784 0,038 900 34,2

Jumlah 241,9452 1,000 808,41



Dari App A diketahui bawah bahan masuk (m butiraldehida) = 241,9452 Kg/j

Vliquida = liquida

liquidam

x 24 jam x 30 hari

= 3/41,808/9452,241mgkjamkg x 24 jam x 30 hari

= 215,4853 m 3

= 7609,7503 ft3

= 56928,541 gallon



= 7609,7503 ft3 + 20% Vtotal

0,8 Vtotal = 7609,7503 ft3

Vtotal = 9512,1878 ft3

I-317

c. Menentukan diameter tangki

Vliquida = /4 x di2 x H

9512,1878 ft3 = /4 x ( 2,5 H)2 + H

H = 12,4672 ft di3

D = 2,5 H

= 2,5 ft (12,4672)

= 31,168 ft = 374,016 in

d. Menentukan Tebal Tangki

ts = CPiEf

diPi

).6,0.(2.

ts = "16/1)7,14.6,08,0.17500(2

016,374.7,14

= 4, 14/16 in 5/16 in


do = di + 2ts

= 374,016 in + 2(5/16)in

= 374,641 in = 31,22 ft

d baru = do- 2ts

= 384 in – 2 (5/16)

= 383,375 in = 31,94 ft

Dari App, E, Brownell & Young, Hal 346, diperoleh :

do = 32 ft = 384 in

H = 24 ft = 288 in

I-318


e. Menentukan Tebal Tutup

th = CPiEfrPi

).1,0.(

..885,0

= "16/1)7,14.1,08,0.18750(

192.7,14.885,0

= 3,854/16 in 4/16 in

Kesimpulan :


- Diameter dalam = 383,375 psi

- H = 288 in

- Tebal tangki = 5/16

- Tebal tutup = 1/4 in

I-319

APPENDIKS D

PERHITUNGAN UTILITAS

Utilitas pada suatu pabrik adalah unit yang dapat menunjang proses

produksi, sehingga kapasitas produksi semaksimal mungkin dapat dicapai.

Adapun utilitas di dalam Pra Rencana Pabrik Butanol dari Butiraldehida

dan Hydrogen ini meliputi 4 unit yaitu:

4. Unit penyediaan steam

5. Unit penyediaan air

6. Unit pembangkit tenaga listrik

4. Unit penyediaan bahan bakar

1. Unit Penyediaan Steam

Kuantitas steam yang diperlukan dalam proses diperhitungkan menurut

pemakaian setiap harinya dari masing-masing alat.

Table D.1. Kebutuhan Steam No Nama Peralatan Kode Alat Kebutuhan Steam (kg/jam)

1 Destilasi D-130 2891,8091

2 Heat exchanger E-113 84761,8556 3 Vaporizer V-116 118483,3599 4 Heat exchanger E-119 308192,1803

5 Heat exchanger E-125 65035,24592 6 Reboiler E-134 160,4080

Total kebutuhan steam 579524,8588

Direncanakan banyak steam yang disupply adalah 20 % axcess,

Maka kebutuhan steam adalah = 1,2 x 579524,8588 kg/jam

I-320

= 695429,8306 kg/jam

Make up air untuk kebutuhan pemanas direncanakan 10 %,

Maka kebutuhan steam = 10 % x 695429,8306 kg/jam

= 69542,9831 kg/jam

Power Boiler:

Persamaan 172 Saver W.H “Team Air And Power”, Hal 140

Hp = )5,34(

)(

fgFHfHgmsx

Dimana:

ms = Rate steam yang dihasilkan

= 69542,9831 kg/jam = 153314,4605 lb/jam

Hg = Enthalpi steam pada 212 OF =1150,4 btu/lb

Hf = Enthalpi air masuk Boiler (pada 122 OF) = 107,96 btu/lb

Hfg = Enthalpi air pada suhu 212 OF = 180,16 btu/lb

34,5 = Angka penyesuaian pada penguapan 35,5 Hp/lb pada

212 OC menjadi uap kering.

Maka:

Hp = )5,34(

)(

fgFHfHgmsx

= )5,3416,180(

)96,1074,1150(4605,153314

= 66,214

44,10424605,153314

= 66,214

2,159821126

I-321

= 744531,4742 Hp

Kapasitas Boiler:

Q = 1000

)( HfHgxms (Persamaan 171 Savern W.H, Hal 140)

Q = 1000

)44,1042(4605,153314 = 159821,1262 Btu/jam

Dari Persamaan 173 (Savern WIH, Hal 141)

Vaktor Evaporasi = figHHfHg )( =

16,180)96,1074,1150( = 5,7862

Jadi air yang dibutuhkan = 5,7862 x 159821,1262

= 924757,0004 Btu/lb

= 51662,4023 Kg/jam

Sebagai bahan bakar digunakan fuel oil,

Heating Value, HV = 19.200 btu/lb (Perry’s ed.7, Hal 9-62)

Diperkirakan effisiensi boiler 85 %, maka.

Jumlah bahan bakar yang dibutuhkan

= effxHV

HfHgmsx )(

= 1920085,0

)96,1074,1150(4605,153314x

= 9792,9612 lb/j = 4441,9893 kg/jam

Maka jumlah perpindahan panas boiler dan jumlah tube:

Heating volue surface = 10 ft2/Hp boiler

Bila direncanakan panjang tube = 20 ft

Pipa yang digunakan = 1,5 in nominal pipa (IPS)

I-322

Luas permukaan linier feed = 0,498 ft2/ft (Tabel Kern, Hal 844)

Maka jumlah tube (Nt):

Nt = atxL

A

Dimana:

A = Luas perpindahan panas boiler = 10 Hp boiler

= 10 x 744531,4742 = 7445314.742 ft2

Sehingga jumlah pipa yang diperlukan (Nt)

Nt = 20498,0742,7445314

x= 759725,9941 = 121.588 buah

Spesifikasi Alat:

Nama Alat : Boiler

Fungsi : Menghasilkan steam

Jenis : Fire Tube Boiler

Rate steam : 159821,1262 lb/jam

Heating surface : 7445314.742 ft2

Jumlah tube : 121.588 buah

Ukuran tube : 1,5 in ips = 20 ft,

Susunan : Segi Empat

Bahan bakar : Diesel Oil

Rate Diesel Oil : 4441,9893 kg/jam

I-323

2. Unit Penyediaan Air

a. Air Sanitasi

- Kebutuhan Karyawan

Kebutuhan karyawan = 120 L/hari per orang (Standart WHO)

Jumlah karyawan yang menggunakan air sanitasi adalah 174 orang/hari

Jadi kebutuhan air untuk 174 orang karyawan setiap hari adalah:

= 240/3 x 120 L/hari

= 6960 L/hari

= 290 L/jam

Jika air = 995,68 kg/m3.

Maka kebutuhan air karyawan = 0,29 m3/jam x 995,68 kg/m3

= 288,7472 kg/jam.

- Laboratorium, Taman dan Keperluan Lain

Air untuk kebutuhan laboratorium, taman dan pemadam kebakaran

diperkirakan 50 % dari kebutuhan karyawan, Maka:

= 50 % x 288,7472 kg/jam =144,3736 kg/jam

Jadi kebutuhan air untuk karyawan, laboratorium dan pemadam kebakaran

adalah:

= 288,7472 + 144,3736 = 433,1208 kg/jam.

- Untuk pemadam kebakaran dan cadangan air diperkirakan 40 % excess,

sehingga total kebutuhan air sanitasi: = 1,4 x 433,1208 kg/jam

= 606,3691 kg/jam

I-324

b. Air Pendingin

Air pendingin berfungsi sebagai media pendingin pada alat perpindahan panas.

Tabel D.2 Total Kebutuhan Air Pendingin

No. Nama Alat Kode Alat Kebutuhan (kg/jam)

1 Reaktor R-110 938,6549

2 Cooler E – 122A 6644,5836

3 Kondensor E – 122B 9615,1824

4 Cooler E – 137 15641,9971

Total 32840,418

Mengingat kebutuhan air sebagai pendingin cukup besar dan untuk

menghemat pemakaian air, maka air pendingin yang digunakan didinginkan

kembali (disirkulasi) dalam Cooling Tower, sehingga tidak perlu dilakukan

penggantian air pendingin, kecuali bila ada kebocoran atau kehilangan karena

penguapan, maka disediakan penambahan air sebesar 20 % dari kebutuhan air

pendingin.

Kuantitas penambahan air = 1,2 x 32840,418 kg/jam = 39408,5016 kg/jam

Make up air pendingin untuk kebutuhan pendingin direncanakan 10 % dari

kebutuhan air pendingin sebesar = 10 % x 39408,5016 kg/jam = 3940,8502

kg/jam

Table D.3. Total Kebutuhan Air Yang Disupply No Keterangan Kebutuhan(kg/jam)

1 Air umpan boiler 69542,9831

2 Air sanitasi 606,3691

3 Air pendingin 3940,8502 Total 74090,2024

I-325

Pada Pra Rencana Pabrik Butanol dari Butiraldehida dan Hydrogen ini

menggunakan air sungai untuk memenuhi kebutuhan utilitas. Air sungai masih

perlu diproses menjadi kualitas air industri yang dapat dipergunakan dengan aman

oleh peralatan proses sehingga tidak mengalami kerusakan akibat timbulnya kerak

yang disebabkan oleh kotoran atau zat kimia lain yang terkandung dalam air

sungai tersebut.

Oleh karena itu pada unit utilitas diperlukan peralatan pengolahan air yang

khusus untuk mengolah air sungai sehingga dapat digunakan untuk air sanitasi, air

pendingin, maupun air pemanas sebagai umpan boiler.

Peralatan yang digunakan pada bagian pengolahan air adalah sebagai berikut:

1. Pompa Air Sungai (L-208)

Fungsi : Memompa air sungai ke Bak Sedimentasi

Type : Sentrifugal

Bahan : Cast iron

Perhitungan:

Rate aliran = 74090,2024 kg/j =163339,2602 lb/jam = 45,3720 lb/detik

Densitas air = 62,5 lb/ft2

Viskositas = 0,00054 lb/ft detik

Q = liq

W

=5,62

3720,45 = 0,7259 ft/detik

Diasumsikan Aliran Turbulen

ID Optimal = 3,9 x (Q)0,45 x ( )0,13

= 3,9 x (0,7259)0,45x(62,5) 0,13

= 2,5489 in = 0,2124 ft

I-326

Diambil ID Optimal = 4 in Sch 80

Di Tabel 11 Kern diperoleh hal 844:

ID = 3,826 in = 0,3188 ft

OD = 4,5 in = 0,375 ft

a”=11,5 in2 = 0,07986 ft2

menghitung laju fluida dalam pipa

Laju alir fluida (V) = "a

Q = 2

3

07986,0/7259,0ftdtkft = 9,0897 ft/dtk

Pengecekan jenis aliran:

NRe =

IDxVx

=00054,0

5,620897,93188,0 xx

= 335393,0972 >2100 (Turbulen) (Geonkoplis, hal 49)

Jadi asumsi aliran turbulen memenuhi

Ditentukan:

Bahan Pipa : Cast Iron

Dari Geankoplis 2 nd Edition, Hal 99 diperoleh:

€ = 0,00026

€/D = 0,0015

F = 0,009

I-327

Perhitungan friksi:

1.Kontrasi Tangki Ke Pipa

A2/A1 = 0, karena A1>>A2 pipa

Kc = 0,4(1,25-A2/A1)

= 0,4 (1,25-0)

= 0,5

Fc = Kc xgcv

2

2

= 0,5174,322

)0897,9( 2

x

= 0,0169 lbf/lbm

2. Friksi Pada Pipa Lurus

- Panjang pipa lurus (LI) = 150 ft

- Panjang ekivalen hambatan (Lc) berdasarkan Geankoplis 2 nd

Edition, Hal 104 untuk valve fiting

Valve-fiting Jumlah Lc/D Lc(ft) Elbow 90O 3 35 33,4775

Grate valve 2 9 5,7390 Globe valve 1 300 95,65

Total 134,8665 Perkiraan panjang pipa total = L1 + Lc = 150 + 134,8665 = 284,8665 ft

Ff =IDxgcxfxLxv22

= 174,323188,0

)0897,9(8665,284009,02 2

xxx

= 41,3036 lbf/lbm

I-328

3. Friksi Pada 3 Buah Elbow 90O

Dari Geankoplis 2 nd Edition, Hal 104 didapat:

Kf = 0,75,maka:

Fs = gc

xkfxv22

=174,32

)0897,9(75,02 2x

= 3,8519 lbf/lbm

Total friksi (Ft )= Fc + Ff + Fs =0,0169 +41,3036 +3,8519 = 45,1724 lbf/lbm

Menentukan kerja pompa

Berdasarkan persamaan Bernoulli,

Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft

Ditentukan Z = 20 ft

P = 0 lb/ft,

=1

g = 32,174

gc = 32,174 lbf/lbm

Sehingga:

Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft

= 174,3212)0897,9( 2

xx +

174,32174,3220x + 0 +45,1724

= 1,2839 + 20 + 0 + 45,1724

I-329

= 66,4563 ft lbf/lbm

Menentukan tenaga penggerak pompa

WHP = 550

WfxQfx

= 550

5,627259,04563,66 xx

= 5,4819 Hp

Efisiensi pompa = 20 % (Timmerhouse, Gambar 14-37, Hal 520)

BHP =

WHP =20,0

4819,5 = 27,4094 Hp

Efisiensi motor ( m) 80 %

Daya pompa =

BHP =80,04094,27 = 34,2618 ≈ 35 Hp

Spesifikasi peralatan:

Daya pompa : 35 Hp

Type : Centrifuge pump

Bahan : Cash iron

Jumlah : 1 buah

2. Bak Skimer (F-212)

Fungsi : Memisahkan kotoran yang mengapung sekaligus sebagai bak

pengendapan awal

Bahan kontruksi : Beton bertulang

Perencanaan:

Laju alir = 74090,2024 kg/jam

I-330

air pada 30 OC = 995,68 kg/m3

Lama pengendapan = 12 jam

Jumlah = 1 buah

Perhitungan:

Laju alir volumetrik = 3/9095,995/2024,74090mkg

jamkg = 74,3945 m3/jam

Volume air = Laju alir volumetrik x waktu pengendapan

= 74,3945 m3/jam x 12 jam

= 892,734 m3

Direncanakan bak berisi 80 % liquida, maka:

Volume bak = 8,0

734,892 3m = 1115,9175 m3

Bak berbentuk persegi panjang dengan ratio:

Panjang x Lebar x Tinggi = 5 x 4 x 3

Volume bak = 5m x 4m x 3m = 60 m3

Maka:

Volume bak = 60 x3

1115,9175 m3 = 60 x3

18,5986 m3 = x3

x = 2,6495 m

Jadi:

Panjang bak = 5 x 2,6495 = 13,2475 m

Lebar bak = 4x 2,6495 = 10,598 m

Tinggi bak = 3 x 2,6495 = 7,9485 m

I-331


Bahan = Beton bertulang

Jumlah = 1 buah

Panjang bak = 13,2475 m

Lebar bak = 10,598 m

Tinggi bak = 7,9485 m

3. Pompa Skimmer (L-213)

Fungsi : Memompa air dari bak skimer ke bak clarifire

Type : Centrifugal Pump

Bahan : Cast iron

Perhitungan:


air = 62,5 lb/ft3

= 0,9 cp = 0,000605 lb/ft detik

Laju alir volumetrik = massarate

= 35,62det/3720,45

lbftiklb

= 0,7259 ft3/dtk = 43,554 ft3/menit =325,8275 gpm

Diasumsikan aliran turbulen

ID = 3,9 x (Q)0,45 x ( )0,13

= 3,9 x (0,7259)0,45 x (62,5)0,13

= 5,7801 in = 0,4817 ft

I-332

Diambil ID optimal = 4 in, sch 80

Dari Tabel 11 Kern, diperoleh:

ID = 3,826 in = 0,3188 ft

OD = 4,5 in = 0,375 ft

a” = 11,5 in2 = 0,07986 ft2

Menghitung Laju alir fluida dala pipa,

V = Q/a”

= 2

3

07986,0/7259,0ftdtkft

= 9,0897 ft/dtk


NRe =

IDxVx

= 000605,0

5,620897,93188,0 xx

= 299359,1281 >2100


Ditentukan:


Dari Geankoplis 2 nd Edition, Hal 99 deperoleh

€ = 0,00026

€/D = 0,0015

f = 0,009

Perhitungan friksi:

I-333

1. Kontrasi Tangki Ke Pipa


Kc = 0,4(1,25-A2/A1)

= 0,4 (1,25-0)

= 0,5

Fc = Kc xgcv

2

2

= 0,5174,322

)0897,9( 2

x

= 0,5 348,64

6226,82

= 0,6419 lbf/lbm


Panjang pipa lurus (LI) = 50 ft

Panjang ekivalen hambatan(Lc) berdasarkan Geankoplis 2 nd Edition, Hal 104

untuk valve fiting

Valve-fiting Jumlah Lc/D Lc(ft) Elbow 90oc 3 35 33,4775 Grate valve 2 9 5,7390 Globe valve 1 300 95,65 Total 134,8665

Perkiraan panjang pipa total =L1 + Lc = 50 +134,8665 = 184,8665 ft

Ff = IDxgcxfxLxv22

=174,323188,0

)0897,9(8665,184009,02 2

xxx

I-334

= 26,8043 lbf/lbm


Dari Geankoplis, Hal 104 didapat kf = 0,75, maka:

Fs = gc

xkfxv22

=174,32

)0897,9(75,02 2x

= 3,8519 lbf/lbm

Total friksi , Ft= Fc + Ff + Fs = 0,6419 + 26,8043 + 3,8519 = 31,1298 lbf/lbm



Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft


P = 0 lb/ft

=1

g = 32,174

gc = 32,174 lbf/lbm

Sehingga:

Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft

=

174,3212)0897,9( 2

xx+

174,32

174,3220x + 0 + 31,1298 = 52,4138 ft lbf/lbm

I-335


WHP = 550

WfxQfx

= 550

5,627259,04138,52 xx

= 4,3235 Hp


BHP =

WHP =2,0

3235,4 = 21,6177 Hp


Daya pompa =

BHP = 80,0

6177,21 = 27,0221 ≈ 28 Hp

4. Tangki Clarifier (F-212)

Fungsi : Untuk tempat terjadinya koagulasi dan flokulasi dengan penambahan

koagulan alum (Al2(SO4)3 . 18 H2O)

Bahan kontruksi : Beton bertulang

Perencanaan:

Laju alir = 74090,2024 kg/j =163339,2602 lb/jam = 45,3720 lb/detik

air pada 30 OC = 995,68 kg/m3

Waktu tinggal = 4 jam

Jumlah = 1 buah

Rate alir Volumetrik = 3/68,995/2024,74090

mkgjamkg = 74,4117m3/jam

Volume air = Rate Volumetrik x Waktu pengendapan

I-336

= 74,4117m3/jam x 4 jam

= 297,6466 m3

Volume bak = 80 % Volume air

= 8,06466,297 = 372,0583 m3

Alum yang dipakai sebanyak 30 % dari volume total air, dengan konsentrasi 80

ppm (0,08 kg/m3)

Jadi, kebutuhan koagulan = 372,0583 m3 x 30 % x 0,08 kg/m3

= 7,8494 kg/jam

Dalam sehari alum yang dibutuhkan adalah

= 7,8494 x 24 = 188,3856 kg/jam

Perhitungan Dimensi Clarifier.

Volume Bak = 4 x di2 x Ls ; Dimana Ls = 1,5 di

188,3856 = 4/ x d2 x 1,5 d

188,3856 = 1,1775 d3

d = 5,4287 m

Ls = 1,5 x 5,4287 m = 8,1430 m

Volume tutup =

2/1 tg 24

di3

Volume tutup = 60 24

(5,4287) 3

tg

= 38,8266 m3.

Volume clarifier = V bak + V tutup

I-337

= 188,3856 m3 + 38,8266 m3.

= 227,2122 m3.

Tinggi tutup = tgdi 2/1

Tinggi tutup = 60 tg

(5,4287) 2/1

= 1,5671 m

Tinggi clarifier = Tinggi tangki + Tinggi tutup

= 8,1430 m + 1,5671 m

= 9,7102 m.

Perhitungan Power Pengaduk.

Putaran cepat

Jenis pengaduk = flat blode turbine

Diameter pengaduk = 8,0091 m

Da/Dt = 1/3, dimana Da = 5 ft = 1,526 m

Diketahui untuk fluida air, E/Da = 1

Letak pengaduk dari dasar bak, E = Da = 5 ft.

Putaran 100 rpm = 1,6667 Rps.

= 0,538.10-3 lb/ft.det.

= 62,2 lb/ft3.

NRe =

nDa2

(Mc.Cabe, jilid I, pers.9-17, hal 241)

NRe = 3

2

10.538,02,626667,15

I-338

NRe = 4817320,631970

Berdasarkan Coulson, vol. 6, fig. 10-58, hal 421 diperoleh, NP = 1,3.

Power = P = C

53P

gDanN

Power = P = 5502,32

56667,12,623,1 53

= 66,0589 HP

Efisien motor = 90 % (Peter Timmer, fig. 14-38, hal. 521)

Power yang diperlukan = 9,0

0589,66 = 73,3988 HP 74 HP.

Putaran lambat

Jenis pengaduk = flat blode turbine

Diameter pengaduk = 8,0091 m

Da/Dt = 1/3, dimana Da = 5 ft = 1,526 m

Diketahui untuk fluida air, E/Da = 1

Letak pengaduk dari dasar bak, E = Da = 5 ft.

Putaran 40 rpm = 0,6667 Rps.

= 0,538.10-3 lb/ft.det.

= 62,2 lb/ft3.

NRe =

nDa2

(Mc.Cabe, jilid I, pers.9-17, hal 241)

NRe = 3

2

10.538,02,626667,05

NRe = 1926986,05947

I-339

Berdasarkan Coulson, vol. 6, fig. 10-58, hal 421 diperoleh, NP = 1,1.

Power = P = C

53P

gDanN

Power = P = 5502,32

56667,02,621,1 53

= 3,5771 HP

Efisien motor = 90 % (Peter Timmer, fig. 14-38, hal. 521)

Power yang diperlukan = 9,0

3,5771= 3,9752 HP 4 HP.

Spesifikasi Bak clarifier :

Volume clarifier : 372,0583 m3

Tinggi clarifier : 9,7102 m.

Diameter : 5,4287 m

Bahan : Beton Bertulang

Jumlah : 1 buah

5. Pompa Sand Filter (L-216)

Fungsi : Memompa air sungai dari tangki sand filter menuju bak air bersih

Type : Sentrifugal

Bahan : Cast iron

Perhitungan:



Viskositas = 0,9 cp == 0,000605 lb/ft.dt

I-340

Laju alir volumetrik =

Ratemassa

= 35,62det/3720,45

lbftiklb

= 0,7259 ft3/detik

=325,8275 gpm


ID = 3,9 x (Q)0,45 x ( )0,13

= 3,9 x (0,7259)0,45 x (62,5)0,13

= 5,7801 in = 0,4817 ft

Diambil ID optimal = 4 in, sch 80


ID = 3,826 in = 0,3188 ft

OD = 4,5 in = 0,375 ft

a” = 11,5 in2 = 0,07986 ft2

Menghitung Laju alir fluida dala pipa,V = Q/a”

= 2

3

07986,0/7259,0ftdtkft

= 9,0897 ft/dtk


NRe =

IDxVx

= 000605,0

5,620897,93188,0 xx

= 299359,1281 >2100

I-341


Ditentukan:



€ = 0,00026

€/D = 0,0015

f = 0,009

Perhitungan friksi:

1. Kontrasi Tangki Ke Pipa


Kc = 0,4(1,25-A2/A1)

= 0,4 (1,25-0)

= 0,5

Fc = Kc xgcv

2

2

= 0,5174,322

)0897,9( 2

x

= 0,6419 lbf/lbm




untuk valve fiting

I-342

Valve-fiting Jumlah Lc/D Lc(ft) Elbow 90oc 3 35 33,4775 Grate valve 2 9 5,7390 Globe valve 1 300 95,65 Total 134,8665

Perkiraan panjang pipa total =L1 + Lc = 50 +134,8665 = 184,8665 ft

Ff = IDxgcxfxLxv22

=174,323188,0

)0897,9(8665,184009,02 2

xxx

= 26,8043 lbf/lbm


Dari Geankoplis, Hal 104 didapat kf = 0,75, maka:

Fs = gc

xkfxv22

=174,32

)0897,9(75,02 2x

= 3,8519 lbf/lbm

Total friksi , Ft= Fc + Ff + Fs = 0,6419 + 26,8043 + 3,8519 = 31,1298 lbf/lbm



Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft


P = 0 lb/ft

=1

I-343

g = 32,174

gc = 32,174 lbf/lbm

Sehingga:

Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft

=

174,3212)0897,9( 2

xx+

174,32

174,3220x + 0 + 31,1298 = 52,4138 ft lbf/lbm


WHP = 550

WfxQfx

= 550

5,627259,04138,52 xx

= 4,3235 Hp


BHP =

WHP =2,0

3235,4 = 21,6177 Hp


Daya pompa =

BHP = 80,0

6177,21 = 27,0221 ≈ 28 Hp

6. Tangki Sand Filtration (F-215)

Fungsi : Menghilangkan warna, rasa dan bau air sungai

Type : Tangki mendatar

Waktu tinggal : 0,5 jam

Rate aliran : 74090,2024 kg/j =163339,2602 lb/jam = 45,3720 lb/detik

I-344

Densitas air : 995,68 kg/m3

Rate Volumetrik = 3/68,995/2024,74090

mkgjamkg

= 74,4117 m3/jam

Volume air = 74,4117 x 0,5 jam

= 37,2058 m3

Direncanakan air mengisi 80 % Volume tangki

Volume air dalam silinder = 80 % x 37,2058 = 29,7647 m3

Volume tangki = Volume padatan x Volume air

Volume ruang kosong = 0,2 x Volume air dalam silinder

= 0,2 x 29,7647 m3

= 5,9529 m3

Porositas =gkiVpadangVruangkoso

ngVruangkosotan

Asumsi porositas bad = 0,4 maka

0,4 = gkipadaVolume tantan9529,5

9529,5

0,4 (5,9529 m3 + V padatan) = 5,9529 m3

2,3811 m3 + 0,4 V padatan = 5,9529 m3

0,4 V padatan = 3,5718 m3

Vol. Padatan = 8,9295 m3

Volume total tangki = Volume padatan + Volume air

= 8,9295 m3 +29,7647 m3

= 38,6942 m3

I-345

Menentukan dimensi tangki

Bahan mengisi 80 % Volume tangki, maka:

Volume tangki = 80,06942,38 = 48,3678 m3

V = ¼ π x di2 x Ls

Ls = 1,5 di

48,3678 = ¼ π x di2 x 1,5 di

48,3678 m3 = 1,178571 di3

di3 = 41,0383 m3

di = 3,4493 m

tinggi tangki (Ls) = 1,5 x 3,4493 m

= 5,1739 m

Menentukan Tinggi Tutup Atas Dan Bawah (h)

h = 0,196 Di

= 0,196 (3,4493 m)

= 0,6761 m

Jadi tinggi total tangki = Ls + h

= 5,1739 m + 0,6761 m

= 5,8499 m

Speisifikasi Tangki Sand Filter :

Type : Silinder mendatar

Tinggi : 5,8499 m

Diameter : 3,4493 m

I-346

Tutup : standard dishead

Jumlah : 1 buah

7. Bak Air Bersih (F-217)

Fungsi : Menampung air yang berasal dari bak sand filter

Waktu tinggal : 24 jam

Rate aliran : 74090,2024 kg/j =163339,2602 lb/jam = 45,3720 lb/detik

Densitas air : 995,68 kg/m3

Rate Volumetrik = 3/68,995/2024,74090

mkgjamkg

= 74,4117 m3/jam

Volume air = 74,4117 x jam

= 1785,8808 m3

Bak air bersih terbagi menjadi 3 bak, sehingga :

Volume 1 bak = 3

1785,8808 3m = 595,2936 m3

Direncanakan

Volume liquid = 80% volume bak, sehingga :

Volume bak = 8,0

595,2936 3m = 744,117m3

Bak berbentuk empat persegi panjang dengan ratio :

Panjang : lebar : tinggi = 5 : 4 : 3

Volume bak = (5 m) x (4 m) x (3 m) = 60 m3

Sehingga :

Volume bak = 30 x3

I-347

744,117m3 = 30 x3

744,117m3 = x3

x = 2,3147 m.

Jadi ukuran bak clarifer :

Panjang = 5 x (2,3147 m) = 11,5735 m

Lebar = 4 x (2,3147 m) = 9,2588 m

Tinggi = 3 x (2,3147 m) = 6,9441 m

Spesifikasi Bak Air Bersih :

Bentuk : persegi panjang

Panjang : 11,5735 m

Lebar : 9,2588 m

Tinggi : 6,9441 m


Jumlah : 3 buah

8. Pompa Demineralisasi (L-218)

Fungsi : Untuk memompa air dari bak bersih ke kation exchanger (D-210A).


Bahan : Cast iron

Dasar perhitungan :

Air yang dipompa ke anion-kation exchanger adalah air yang akan gunakan

untuk air pemanas (umpan boiler).

Rate aliran = 595,2936 kg/jam = 0,3646 lb/detik.

I-348

air pada 30oC = 995,68 kg/m3 = 62,430266 lb/ft3

Viskositas (µ) air = 0,9 cp = 0,000605 lb/ft.dt

Rate volumetrik (Qf) =3430266,62

0,3646

ftlbdt

lb = 0,0058 ft3/dt

Diasumsikan aliran fluida turbulen, maka diperoleh :

IDopt = 3,9 (Qf)(0,45) x (ρ)0,13

(Peter & Timmerhaus, pers. 15, hlm 892)

IDopt = 3,9 (0,0058)(0,45) x (62,430266)0,13

= 0,6575 in

= 0,0548 ft.

Standarisasi ID = 1 in Sch. 40 (Geankoplis App. 5 hlm 892)

Diperoleh :

OD = 1,315 in

ID = 1,049 in

A = 0,00600 ft2

Laju aliran fluida (V)

Aarealuas

QvolumetrikrateV f

2

3

00600,0

0,0058

ftdt

ftV = 0,9667 ft/dt

Cek jenis aliran fluida

dtftlb

ftlbdtftftVDN

/000605,0

/430266,62/ 0,966712049,1 3

Re

I-349

ReN 8720,1912 > 2100

Karena NRe > 2100, maka jenis aliran fluida adalah turbulen. (Mc. Cabe jilid

II, hlm. 47)

Ditentukan:



€ = 0,00026

€/D = 0,0015

f = 0,0005

Perhitungan friksi:



Kc = 0,4(1,25-A2/A1)

= 0,4 (1,25-0)

= 0,5

Fc = Kc xgcv

2

2

= 0,5174,322

)9667,0( 2

x

= 0,0072 lbf/lbm




untuk valve fiting

I-350

Valve-Fiting Jumlah Lc/D Lc(ft) Elbow 90O 3 35 16,9663 Gate valve 2 9 2,9085 Globe valve 1 300 48,475 Total 68,3498

Perkiraan panjang pipa total = L1 + Lc = 100 + 68,3498 = 168,3498 ft

Ff = IDxgcxfxLxv22

=174,320548,0

)9667,0(3498,1680005,02 2

xxxx

= 0,0892 lbf/lbm


Dari Geankoplis 2 nd Edition, Hal 104 didapat kf = 0,75,maka:

Fs = gc

xkfxv22

=174,32

)9667,0(75,02 2x

= 1,4018lbf/lbm

Total friksi, Ft= Fc + Ff + Fs = 1,4982 lbf/lbm



Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft


P = 0 lb/ft

I-351

=1

g = 32,174

gc = 32,174 lbf/lbm

Sehingga:

Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft

=

174,3212)9667,0( 2

xx+

174,32

174,3220x + 0 + 1,4982



WHP = 550

WfxQfx

= 550

5,620058,05127,21 xx

= 0,0142 Hp


BHP =

WHP =2,0

0142,0 = 0,0709 Hp


Daya pompa =

BHP = 80,0

0709,0 = 0,886 ≈ 1 Hp


Daya : 1 Hp


Bahan : Cash iron

I-352

Jumlah : 1 buah

9.Kation Exchanger (D-210A)

Fungsi : menghilangkan ion-ion positif yang dapat menyebabkan

kesadahan air.

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-240 Grade M type 316.

Resin yang digunakan adalah Hidrogen exchanger (H2Z). Dimana tiap 1 m3

H2Z dapat menghilangkan 6500 – 9000 gram hardness.

Direncanakan H2Z yang digunakan sebanyak 7000 g/m3.

Dasar perhitungan :




Rate volumetrik (Qf) =Rate volumetrik (Qf)=3430266,62

0,3646

ftlbdt

lb

= 0,0058 ft3/dt

= 2,6034 gpm.

Direncanakan :

Tangki berbentuk silinder

Kecepatan air = 2 gpm/ft2

Tinggi bad = 2 m

Luas penampang tangki = airtanKecepa

volumetrikRate = 2 2

2,6034

ftgpm

gpm = 1,3017 ft2

I-353

Volume bad = Luas x tinggi

= 1,3017 ft2x (2 x 3,2808)ft

= 8,5412 ft3 = 0,2419 m3

Diameter bad

Luas = /4 . d2

1,3017 ft2 = (/4) x d2

d = 1,2877m

H/D = 1,5

H = 1,5 x D

= 1,5 x (1,2877 ft)

= 1,9316 m

Volume tangki

V = H . A

= (1,9316) x (0,0369)

= 0,0712 m3

Diasumsikan :

tiap galon air mengandung 10 grain hardness, maka :

Kandungan kation = 2,6034 gpm x 10 grain

= 26,034 grain/menit

= 1562,04 grain/jam.

Dalam 0,24196 m3 H2Z dapat menghilangkan hardness sebanyak :

= 0,2419 x 7000

= 1693,3 gram

I-354

= 1693,3 x (2,2046/1000 lb/gram) x 7000

= 26131,34426 grain

Umur resin =jam

graingrain

04,1562

626131,3442 = 16,7289 jam.

Jadi setelah 16,7289 jam resin harus segera diregenerasi dengan

menambahkan asam sulfat atau asam klorida.

Spesifikasi kation exchanger :

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-240 Grade M type 316

Diameter : 1,2877 m

Tinggi : 1,9316 m

10.Anion Exchanger (D-210B)

Fungsi : Menghilangkan ion-ion negatif yang dapat menyebabkan

kesadahan air.

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-240 Grade M type 316.

Dasar perhitungan :





0,3646

ftlbdt

lb

= 0,0058 ft3/dt

= 2,6034 gpm.

I-355

Direncanakan :

Anion exchanger yang digunakan sebanyak 10000 g/m3

Tangki berbentuk silinder.

Kecepatan air = 2 gpm/ft2

Tinggi bad = 2 m

Luas penampang tangki = airtanKecepa

volumetrikRate

= 2 2

2,6034

ftgpm

gpm

= 1,3017ft2

Volume bad = Luas x tinggi

= (1,3017 ft2) x (2 x 3,2808)ft

= 8,5412 ft3 = 0,2419 m3

Diameter bad

Luas = /4 . d2

1,3017ft2 = (/4) x d2

d = 1,6582 ft

= 0,0469 m.

H/D = 3

H = 3 x D

= 3 x (1,6582 ft)

= 4,9746 ft = 0,1409 m

Volume tangki

I-356

V = H . A

= (4,9746 ft) x (1,3017 ft2)

= 6,4754 ft3

= 0,1834 m3

Diasumsikan :

Tiap galon air mengandung 20 grain hardness, maka :

Kandungan anion = 2,6034 gpm x 20 grain

= 52,068 grain/menit

= 3124,08 grain/jam

Dalam 0,2419 m3 H2Z dapat menghilangkan hardness sebanyak :

= 0,2419 x 10000

= 2419 gram

= 2419 x (2,2046/10000 lb/gram) x 7000

= 3733,0492 grain

Umur resin = jam

graingrain

08,3124

3733,0492 =1,1949 jam

Jadi setelah 1,1949 jam resin harus segera diregenerasi dengan

menambahkan asam sulfat atau asam klorida.

Spesifikasi anion exchanger :

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-240 Grade M type 316

Diameter : 1,6582 m

Tinggi : 4,9746 m

I-357

11. Bak Air Lunak (F-221)

Fungsi : Untuk menampung air bersih untuk umpan boiler

Bahan konstruksi : Beton bertulang

Dasar perhitungan :

Rate aliran = 595,2936 kg/jam

air pada 30oC = 995,68 kg/m3


Rate volumetrik (Qf) =Rate volumetrik =68,995

2936,595 = 0,5979 m3/jam


Volume air = Rate volumetrik x waktu tinggal

= (0,5979m3/jam) x (8 jam)

= 4,7832 m3

Direncanakan


Volume bak =8,0

4,7832 3m = 5,979 m3



Volume bak = (5 m) x (4 m) x ( m) = 60 m3

Sehingga :

Volume bak = 60 x3

5,979 m3 = 60 x3

0,0997 m3 = x3

I-358

x = 0,4637 m

Jadi ukuran bak air lunak :

Panjang = 5 x (0,4637 m) = 2,3185 m

Lebar = 4x (0,4637 m) = 1,8548 m

Tinggi = 3 x (0,4637 m) = 1,3911 m

Spesifikasi bak air lunak :


Panjang : 2,3185 m

Lebar : 1,8548 m

Tinggi : 1,3911 m


Jumlah : 1 buah

12. Pompa Deaerator (L-222)

Fungsi : Memompa air dari bak air lunak ke deaerator

Type : Sentrifugal

Bahan : Cast iron

Perhitungan:





0,3646

ftlbdt

lb

I-359

= 0,0058 ft3/dt

= 2,6034 gpm.


ID optimal = 3,9 x (Q)0,45x(ρ)0,13

= 3,9 x (0,0058)0,45x(62,5)0,13

= 0,6576 in

Diambil ID optimal = 2 in Sch 80


ID = 1,939 in = 0,1616 ft

OD = 2,384 in = 0,1983 ft

a” = 2,95 in2 = 0,0205 ft2

Laju alir fluida (V) = Q/a”

= 2

3

0205,0/0058,0ft

dtkft

= 0,2829 ft/dtk


Nre =

IDxVx

= 410048,65,622829,01616,0

xxx

= 4722,7934 >2100


Ditentukan:


I-360


€ = 0,00026

€/D = 0,0015

f = 0,0005

Perhitungan friksi:



Kc = 0,4(1,25-A2/A1)

= 0,4 (1,25-0)

= 0,5

Fc = Kc xgcv

2

2

= 0,5174,322

)2829,0( 2

x

= 0,00063 lbf/lbm




untuk valve fiting

Valve-Fiting Jumlah Lc/D Lc(ft) Elbow 90O 3 35 16,9663 Gate valve 2 9 2,9085 Globe valve 1 300 48,475 Total 68,3498


I-361

Ff = IDxgcxfxLxv22

=174,321616,0

)2829,0(3498,1680005,02 2

xxxx

= 0,0026 lbf/lbm


Dari Geankoplis 2 nd Edition, Hal 104 didapat kf = 0,75,maka:

Fs = gc

xkfxv22

=174,32

)2829,0(75,02 2x

= 0,0037 lbf/lbm

Total friksi, Ft = Fc + Ff + Fs =0,00063 + 0,0026 + 0,0037 = 0,0069 lbf/lbm



Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft


P = 0 lb/ft

=1

g = 32,174

gc = 32,174 lbf/lbm

Sehingga:

I-362

Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft

=

174,3212)2829,0( 2

xx+

174,32

174,3220x + 0 + 0,0069

= 20,0081ft lbf/lbm


WHP = 550

WfxQfx

= 550

5,620058,00081,20 xx

= 0,0132 Hp


BHP =

WHP =2,0

0132,0 = 0,066 Hp


Daya pompa =

BHP = 80,0066,0 = 0,825 ≈ 1 Hp


Daya : 1 Hp


Bahan : Cash iron

Jumlah : 1 buah

I-363

13. Deaerator (D-223)

Fungsi : Untuk menghilangkan gas impurities dalam air umpan

boiler dengan injeksi steam

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-240 Grade M type 316

Type : Silinder horisontal

Dasar perhitungan :





2936,595

mkg

jamkg

= 0,5879 m3/jam



= (0,5879m3/jam) x (1jam)

= 0,5879 m3

Direncanakan


Volume bak =8,0 0,5879 3m = 0,7349 m3

Menentukan dimensi tangki

Volume tangki = ¼ . Di2 . Ls

Diasumsikan Ls = 1,5 Di

I-364

0,7349 m3 = ¼ . (Di)2 . 1,5 Di

0,7349 m3 = 1,178571 Di3

Di3 = 0,6236 m3

Di = 0,8543 m

Jadi tinggi tangki (Ls) = 1,5 x 0,8543 m

= 1,2815 m

Menentukan tinggi tutup atas dan bawah (h)

h = 0,196 Di

h = 0,196 (1,2815 m)

= 0,2512 m.

Jadi tinggi total tangki = Ls + h

= 1,2815 m + 0,2512 m

= 1,5327m

Speisifikasi deaerator :

Type : Silinder horisontal

Tinggi : 1,5327 m

Diameter : 0,8543 m

Tutup : standard dishead

Jumlah : 1 buah

I-365

14. Pompa Boiler (L–225)

Fungsi : Untuk memompa air deaerator ke boiler


Bahan : Cast iron

Dasar perhitungan :





det 3646,0

ftlb

iklb

= 0,0058 ft3/detik

= 2,6034 gpm


ID optimal = 3,9 x (Q)0,45x(ρ)0,13

= 3,9 x (0,0058)0,45x(62,5)0,13

= 0,6576 in



ID = 1,939 in = 0,1616 ft

OD = 2,384 in = 0,1983 ft

a” = 2,95 in2 = 0,0205 ft2


I-366

= 2

3

0205,0/0058,0ft

dtkft

= 0,2829 ft/dtk


Nre =

IDxVx

= 000605,0

5,622829,01616,0 xx

= 4722,7934 >2100


Ditentukan:


Dari Geankoplis 2 nd Edition, Hal 99 diperoleh

€ = 0,00026

€/D = 0,0015

f = 0,0005

Perhitungan friksi:

1.Kontraksi Tangki Ke Pipa


Kc = 0,4(1,25-A2/A1)

= 0,4 (1,25-0)

= 0,5

Fc = Kc xgcv

2

2

I-367

= 0,5174,322

)2829,0( 2

x

= 0,00062 lbf/lbm

2.Friksi Pada Pipa Lurus



untuk valve dan fiting.

Valve-Fiting Jumlah Lc/D Lc (ft) Elbow 90O 3 35 16,9663 Gate valve 2 9 2,9085 Globe valve 1 300 48,475 Total 68,3498


Ff = IDxgcxfxLxv22

=174,321616,0

)2829,0(3498,1680005,02 2

xxxx

= 0,0026 lbf/lbm


Dari Geankoplis 2 nd Edition, Hal 104 didapat, kf = 0,75,maka:

Fs = gc

xkfxv22

=174,32

)2829,0(75,02 2x

= 0,0037 lbf/lbm

I-368

Total friksi, Ft = Fc + Ff + Fs = 0,00692 lbf/lbm



Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft


P = 0 lb/ft

=1

g = 32,174

gc = 32,174 lbf/lbm

Sehingga:

Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft

=

174,3212)2829,0( 2

xx+

174,32

174,3220x + 0 + 0,00692



WHP = 550

WfxQfx

= 550

5,620058,00082,20 xx

= 0,013 Hp


BHP =

WHP =2,0

013,0 = 0,0659 Hp

I-369


Daya pompa =

BHP = 80,0

0659,0 = 0,1842 ≈ 0,5 Hp


Daya : 0,5 Hp


Bahan : Cash iron

Jumlah : 1 buah

15. Pompa Cooling Tower (L-241)

Fungsi : Untuk memompa air bersih ke bak air pendingin.


Bahan konstruksi : Cast Iron

Dasar Perhitungan :

Air yang dipompa ke dalam bak air pendingin adalah air yang akan

dipergunakan untuk kebutuhan sanitasi.




Aliran Volumetrik =

RateMassa

= 35,62det/3720,45

lbftiklb

= 0,7259 ft3/dtk

= 325,8289 gpm

I-370


ID = 3,9 x (Q)0,45 x ( )0,13

= 3,9 x (0,7259)0,45 x (62,5)0,13

= 5,7798 in



ID = 3,826 in = 0,3188 ft

OD = 4,5 in = 0,375 ft

a” = 11,5 in2 = 0,07986 ft2


Q

= 2

3

07986,0/7259,0ftdtkft

= 9,0897 ft/dtk


NRe =

IDxVx

=00054,0

5,620897,93188,0 xx

= 335393,0972 >2100 (Turbulen)


Ditentukan:

Bahan pipa : Cast Iron


I-371

€ = 0,00026

€/D = 0,0015

f = 0,009

Perhitungan friksi:

1. Kontrasi Tangki ke Pipa


Kc = 0,4(1,25 - A2/A1)

= 0,4 (1,25 - 0)

= 0,5

Fc = Kc xgcv

2

2

= 0,5 174,322

)0897,9( 2

x

= 0,6419 lbf/lbm






Perkiraan panjang pipa total = L1 + Lc = 100 +134,8665 = 234,8665 ft

I-372

Ff = IDxgcxfxLxv22

= 174,323188,0

)0897,9(8665,234009,02 2

xxx

= 34,0539 lbf/lbm


Dari Geankoplis, Hal 104 didapat:

Kf = 0,75,maka:

Fs = gc

xkfxv22

= 174,32

)0897,9(75,02 2x

= 3,8519 lbf/lbm




Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft


P = 0 lb/ft

=1

g = 32,174

gc = 32,174 lbf/lbm

Sehingga:

I-373

Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft

=

174,3212)0897,9( 2

xx+

174,32

174,3220x + 0 + 38,5478



WHP = 550

WfxQfx

= 550

5,627259,08318,59 xx

= 4,9354 Hp


BHP =

WHP =2,0

9354,4 = 24,6772 Hp


Daya pompa =

BHP = 80,06772,24 = 30,8467 ≈ 31 Hp


Daya : 31 Hp


Bahan : Cash iron

16. Bak Cooling Tower (F-224)

Fungsi : Sebagai tempat penampungan air pendingin


I-374

Dasar perhitungan :

Rate aliran = 606,3691 kg/jam

Densitas air = 995,68 kg/m3

Rate volumetrik (Qf) =368,955

606,3691

mkg

jamkg

= 0,6345 ft3/dt



= (0,6345 m3/jam)x (8 jam) = 5,0759 m3

Direncanakan


Volume bak = 8,0

0759,5 3m = 6,3449 m3




Sehingga :

Volume bak = 30 x3

6,3449 m3 = 30 x3

2,1149 m3 = x3

x = 1,2844 m

Jadi ukuran bak air sanitasi :

Panjang = 5 x (1,2844 m) = 6,4220 m

Lebar = 3 x (1,2844 m) = 3,8532m

I-375

Tinggi = 2 x (1,2844 m) = 2,5688 m

Spesifikasi bak cooling tower :


Panjang : 6,4220 m

Lebar : 3,8532m

Tinggi : 2,5688 m


Jumlah : 1 buah

17. Cooling Tower (P-240)

Fungsi : Untuk mendinginkan air pendingin.

Dasar perhitungan :

Rate aliran = 3940,8502 kg/jam=8687,9984 lb/jam = 2,4133 lb/detik



Aliran Volumetrik = MassaRate

= 35,62det/4133,2

lbftiklb

= 0,0386 ft3/dtk

= 17,3261gpm

Suhu wet bulb udara = 25oC = 77oF

Suhu air masuk menara = 60oC = 140oF

Suhu air pendingin = 30oC = 86oF

I-376

Digunakan counter flow encluced draft tower, dari Perry gambar 12-14

hal. 12-17 maka didapatkan konsentrasi air = 2,5 gpm/ft2

Sehingga luas yang dibutuhkan :

A =25,2

17,3261

ftgpm

gpm = 6,9304 ft2

Menghitung diameter

Luas = (/4) . d2

6,9304 ft2 = (/4) . d2

d2 = 8,8285

d = 2,0668 ft

= 0,6299 m

Menghitung volume

Direncanakan tinggi tower (L) = 3 d

L = 3 x 2,0668 ft

= 6,2004 ft

Volume = (/4) . d2 . L

= (/4) x (2,0668 ft)2 x (6,2004 ft)

= 10,0598 ft3

Dari Perry’s edisi 7, gambar 12-15 hal. 12-17, didapatkan :

Standard power performance adalah 100 %, maka :

Hp fan/luas tower area (ft2) = 0,041 HP/ft2

HP fan = 0,041 HP/ft2 x luas tower (ft2)

I-377

= (0,041 HP/ft2) x (10,0598 ft2)

= 0,4125HP 1 Hp

Spesifikasi cooling tower :

Diameter : 2,0668 ft

Tinggi : 6,2004 ft

Daya : 1Hp

Jumlah : 1

18. Pompa Air Ke Alat (L-243)

Fungsi :Untuk memompa air dari bak air pendingin ke peralatan proses


Bahan : Cast Iron

Dasar Perhitungan :

Air yang dipompa ke dalam bak air pendingin adalah air yang akan

dipergunakan untuk kebutuhan sanitasi.





= 35,62det/4133,2

lbftiklb

= 0,0386 ft3/dtk

= 17,3261gpm

I-378


IDopt = 3,9 (Qf)(0,45) x (ρ)0,13


IDopt = 3,9 (0,0386)(0,45) x (62,5)0,13

= 1,5434 in

= 0,1286 ft



ID = 3,826 in = 0,3188 ft

OD = 4,5 in = 0,375 ft

a” = 11,5 in2 = 0,07986 ft2


Q

= 2

3

07986,0/0386,0ftdtkft

= 0,4833 ft/dtk


NRe =

IDxVx

=00054,0

5,624833,03188,0 xx

= 17832 >2100 (Turbulen)


Ditentukan:

I-379

Bahan pipa : Cast Iron


€ = 0,00026

€/D = 0,0015

f = 0,009

Perhitungan friksi:

1. Kontrasi Tangki ke Pipa


Kc = 0,4(1,25 - A2/A1)

= 0,4 (1,25 - 0)

= 0,5

Fc = Kc xgcv

2

2

= 0,5 174,322

)4833,0( 2

x

= 0,0081lbf/lbm




untuk valve dan fiting


I-380

Perkiraan panjang pipa total = L1 + Lc = 100 +134,8665 = 234,8665 ft

Ff = IDxgcxfxLxv22

= 174,323188,0

)4833,0(8665,234009,02 2

xxx

= 0,0927lbf/lbm


Dari Geankoplis, Hal 104 didapat:

Kf = 0,75,maka:

Fs = gc

xkfxv22

= 174,32

)4833,0(75,02 2x

= 1,0891 lbf/lbm




Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft


P = 0 lb/ft

=1

g = 32,174

gc = 32,174 lbf/lbm

I-381

Sehingga:

Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft

=

174,3212)4833,0( 2

xx+

174,32

174,3220x + 0 + 1,1899



WHP = 550

WfxQfx

= 550

5,620386,01935,21 xx

= 0,0093Hp


BHP =

WHP =2,0

0093,0 = 0,0465 Hp


Daya pompa =

BHP = 80,0

0465,0 = 0,581 ≈ 1 Hp


Daya : 1 Hp


Bahan : Cash iron

Jumlah : 1 buah

I-382

19. Pompa Klorinasi (L-231)

Fungsi : Untuk memompa air bak air bersih ke bak klorinasi



Dasar Perhitungan :

Air yang dipompa ke dalam bak klorinasi adalah air yang akan dipergunakan

untuk kebutuhan sanitasi.





= 35,62det/4133,2

lbftiklb

= 0,0386 ft3/dtk

= 17,3261gpm


IDopt = 3,9 (Qf)(0,45) x (ρ)0,13


IDopt = 3,9 (0,0386)(0,45) x (62,5)0,13

= 1,5434 in

= 0,1286 ft

Diambil ID optimal = 3/4 in sch 80


I-383

ID = 0,742 in = 0,0618 ft

OD = 1,50 in = 0,0875 ft

a” = 0,432 in2 = 0,003 ft2


= 2

3

003,0/0386,0

ftdtkft

= 12,8667 ft/dtk


NRe =

IDxVx

= 00054,0

5,628667,120618,0 xx

= 92032,6458 >2100


Ditentukan:



€ = 0,00026

€/D = 0,0015

f = 0,0005

Perhitungan friksi:



Kc = 0,4(1,25-A2/A1)

I-384

= 0,4 (1,25-0)

= 0,5

Fc = Kc xgcv

2

2

= 0,5174,322

)8667,12( 2

x

= 2,5728 lbf/lbm





Valve-fiting Jumlah Lc/D Lc(ft) Elbow 90O 3 35 6,4925 Gate valve 2 9 1,1130 Globe valve 1 300 18,55 Total 26,1555


Ff = IDxgcxfxLxv22

=174,320618,0

)8667,12(1555,760005,02 2

xxxx

= 6,3406 lbf/lbm

3. Friksi pada 3 Buah Elbow 90O


Kf = 0,75,maka:

I-385

Fs = gc

xkfxv22

=174,32

)8667,12(75,02 2xx

= 7,7183 lbf/lbm




Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft


P = 0 lb/ft

=1

g = 32,174

gc = 32,174 lbf/lbm

Sehingga:

Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft

=

174,3212

)8667,12( 2

xx+

174,32

174,3220x + 0 + 16,6317



WHP = 550

WfxQfx

I-386

= 550

5,620386,02045,39 xx

= 0,1719 Hp


BHP =

WHP =2,0

1719,0 = 0,8599 Hp


Daya pompa =

BHP = 80,0

8599,0 = 1,0748 ≈ 1 Hp


Daya : 1 Hp


Bahan : Cash iron

Jumlah : 1 buah

20. Bak Klorinasi (F-230)

Fungsi :Sebagai tempat membersihkan air dari kuman dengan penambahan

gas Cl2 sebanyak 1 ppm.


Dasar perhitungan :


Densitas air = 995,668 kg/m3= 62,5 lb/ft2



I-387

= 3/5,62/8502,3940

mkgjamkg

= 63,0536 m3/jam



= (63,0536 m3/jam)x (24 jam)

= 1513,2865 m3

Direncanakan


Volume bak = 8,0

2865,1513 3m = 1891,0681 m3




Sehingga :

Volume bak = 30 x3

1891,0681 m3 = 30 x3

63,0536 m3 = x3

x = 3,9802 m

Jadi ukuran bak klorinasi :

Panjang = 5 x (3,9802 m) = 19,9009 m

Lebar = 3 x (3,9802 m) = 11,9406 m

Tinggi = 2 x (3,9802 m) = 7,9604 m

I-388

Spesifikasi bak klorinasi :


Panjang : 19,9009 m

Lebar : 11,9406 m

Tinggi : 7,9604 m


Jumlah : 1 buah

I-389

21. Pompa Sanitasi (L-232)

Fungsi :Untuk memompa air bak klorinasi ke bak air sanitasi



Dasar Perhitungan :

Air yang dipompa ke dalam bak klorinasi adalah air yang akan dipergunakan

untuk kebutuhan sanitasi.




Aliran Volumetrik = massaRate

= 35,62det/4133,2

lbftiklb

= 0,0386 ft3/dtk

= 17,3261gpm


IDopt = 3,9 (Qf)(0,45) x (ρ)0,13


IDopt = 3,9 (0,0386)(0,45) x (62,5)0,13

= 1,5434 in

= 0,1286 ft

Diambil ID optimal = 3/4 in sch 80


I-390

ID = 0,742 in = 0,0618 ft

OD = 1,50 in = 0,0875 ft

a” = 0,432 in2 = 0,003 ft2


= 2

3

003,0/0386,0

ftdtkft

= 12,8667 ft/dtk


NRe =

IDxVx

= 00054,0

5,628667,120618,0 xx

= 90604 >2100


Ditentukan:



€ = 0,00026

€/D = 0,0015

f = 0,0005

Perhitungan friksi:



Kc = 0,4(1,25-A2/A1)

I-391

= 0,4 (1,25-0)

= 0,5

Fc = Kc xgcv

2

2

= 0,5174,322

)8867,12( 2

x

= 1,2864 lbf/lbm







Ff = IDxgcxfxLxv22

=174,320618,0

)8867,12(1555,760005,02 2

xxxx

= 6,3406 lbf/lbm



Kf = 0,75,maka:

I-392

Fs = gc

xkfxv22

=174,32

)8667,12(75,02 2xx

= 7,7183 lbf/lbm




Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft


P = 0 lb/ft

=1

g = 32,174

gc = 32,174 lbf/lbm

Sehingga:

Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft

=

174,3212

)8667,12( 2

xx+

174,32

174,3220x + 0 + 15,3453



WHP = 550

WfxQfx

I-393

= 550

5,620386,09181,37 xx

= 0,1663 Hp


BHP =

WHP =2,0

1663,0 = 0,8316Hp


Daya pompa =

BHP = 80,0316,0 = 1,0395 ≈ 1 Hp


Daya : 1 Hp


Bahan : Cash iron

Jumlah : 1 buah

22. Bak Air Sanitasi (F-233)

Fungsi : Sebagai tempat penampungan air sanitasi


Dasar perhitungan :


Densitas air = 995,668 kg/m3= 62,5 lb/ft2



I-394

= 3/5,62/8502,3940

mkgjamkg

= 63,0536 m3/jam



= (63,0536 m3/jam)x (24 jam)

= 1513,2865 m3

Direncanakan


Volume bak = 8,0

2865,1513 3m = 1891,0681 m3




Sehingga :

Volume bak = 30 x3

1891,0681 m3 = 30 x3

63,0536 m3 = x3

x = 3,9802 m

Jadi ukuran bak klorinasi :

Panjang = 5 x (3,9802 m) = 19,9009 m

Lebar = 3 x (3,9802 m) = 11,9406 m

Tinggi = 2 x (3,9802 m) = 7,9604 m

Spesifikasi bak air sanitasi:

I-395

21. Bentuk : Persegi panjang

22. Panjang : 19,9009 m

23. Lebar : 11,9406 m

24. Tinggi : 7,9604 m

25. Bahan : Beton Bertulang

26. Jumlah : 1 buah

23. Pompa Keperluan Sanitasi (L-230)

Fungsi : Memompa air dari bak klorinasi ke bak air sanitasi



Dasar Perhitungan :




Aliran Volumetrik = massaRate

= 35,62det/4133,2

lbftiklb

= 0,0386 ft3/dtk

= 17,3261gpm


IDopt = 3,9 (Qf)(0,45) x (ρ)0,13


I-396

IDopt = 3,9 (0,0386)(0,45) x (62,5)0,13

= 1,5434 in

= 0,1286 ft

Standarisasi ID = 1 in Sch. 40 (Geankoplis App. 5 hlm 892)

Diperoleh :

OD = 1,315 in

ID = 1,049 in

a” = 0,00600 ft2


= 2

3

00600,0/0386,0ftdtkft

= 6,4333 ft/dtk


NRe =

IDxVx

= 00054,0

5,624333,60874,0 xx

=65077,5949>2100


Ditentukan:



€ = 0,00026

€/D = 0,0015

I-397

f = 0,0005

Perhitungan friksi:



Kc = 0,4(1,25-A2/A1)

= 0,4 (1,25-0)

= 0,5

Fc = Kc xgcv

2

2

= 0,5174,322

)4333,6( 2

x

= 3,2159 lbf/lbm







Ff = IDxgcxfxLxv22

I-398

=174,320618,0

)43337,6(1555,760005,02 2

xxxx

= 1,5851 lbf/lbm



Kf = 0,75,maka:

Fs = gc

xkfxv22

=174,32

)4333,6(75,02 2xx

= 1,9295 lbf/lbm




Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft


P = 0 lb/ft

=1

g = 32,174

gc = 32,174 lbf/lbm

Sehingga:

Wf =

gc

V..2

2

+

gc

gZ . +

P + Ft

I-399

=

174,3212)4333,6( 2

xx+

174,32

174,3220x + 0 + 6,7305



WHP = 550

WfxQfx

= 550

5,620386,03737,27 xx

= 0,1201 Hp


BHP =

WHP =2,0

1201,0 = 0,6600 Hp


Daya pompa =

BHP = 80,0

6600,0 = 1,7504 ≈ 2 Hp


Daya : 2 Hp


Bahan : Cash iron

Jumlah : 1 buah

I-400

3. Unit Penyediaan Listrik

Kebutuhan listrik Pra Rencana Pabrik Butanol dari Butiraldehida dan

Hidrogen ini direncanakan disediakan oleh PLN dan generator set. Tenaga listrik

yang disediakan dipergunakan untuk menggerakkan motor, penerangan,

instrumentasi dan lainnya.

Perincian kebutuhan listrik:

- Peralatan proses produksi

- Penerangan pabrik

- Listrik untuk penerangan

a. Peralatan Proses Produksi

Pemakaian listrik pada proses produksi dapat dilihat dalam Tabel D.1

Tabel D.3. Pemakaian daya Peralatan proses

No Kode Alat Nama Alat Daya (HP) 1 N-112 Ekspander gas H2 2

2 L-115A Pompa Butiraldehida 1

3 L-115B Pompa recycle 1

4 G-118 Kompresor dan Flash drum 3

5 N-121 Ekspander dan Reaktor 1

6 G-123 Kompresor recycle gas H2 1

7 L-124 Pompa dan Flash drum 1

8 L-133 Pompa tangki produk 1

9 L-137 Pompa ke tangki produk samping 1

Total 12

I-401

b. Kebutuhan Listrik untuk Utinitas

Tabel D.4. Pengolahan Air (Uitilitas)

No Kode Alat Nama Alat Daya Jumlah Total Daya (HP) 1 L-211 Pompa air sungai 13 1 13

2 L-213 Pompa skimmer 13 1 13

3 L-217 Pompa air bersih 0,5 1 0,5

4 F-214 Motor clarifier 74 1 74

5 L-219 Pompa deaerator 0,5 1 0,5

6 L-222 Pompa boiler 0,5 1 0,5

7 L-226 Pompa bak klorinasi 0,5 1 0,5

8 L-227 Pompa bak air sanitasi 0,5 1 0,5

9 L-223 Pompa bak cooling tower 13 1 13

10 L-225 Pompa peralatan 13 1 13

Jumlah 128,5

Total kebutuhan listrik untuk proses produksi

= (128,5 + 12)

= 140,5 HP

= 140,5 HP x 0,7475 KW/HP

= 105,0238 KW

A. Kebutuhan Listrik untuk Penerangan

Kebutuhan listrik untuk keperluan penerangan dapat diperoleh dengan

mengetahui luas bangunan dan areal tanah dengan menggunakan rumus :

DUFAL

Dimana :

I-402

L = lumen outlet

A = luas daerah (ft2)

F = Foot Candle (ft)

U = Koefisien Utilitas (0,8)

D = Effisiensi rata-rata penerangan ( 0,75)

Tabel D. 5. Kebutuhan daya listrik untuk penerangan

No Lokasi Luas (ft2)

Candle (Ft) Lumen

1. Pos Keamanan 126,04 10 2100,67 2. Taman 2260,37 5 18836,42 3. Mushola 1480,06 10 24667,67 4. Perpustakaan 339,56 5 2829,67 5. Kantin 731,93 10 12198,83 6. Aula 2406,18 15 60154,50 7. Tempat Parkir Khusus Tamu 1076,36 5 8969,67 8. Daerah perkantoran 6401,59 25 266733,08 9. Poliklinik 1431,56 10 23859,33

10. Tempat Parkir utama 683,96 5 5699,67 11. Tempat Parkir karyawan 6458,19 10 107636,50 12. Toilet 699,64 10 11660,6727 13. Ruang control 331,17 5 2759,75 14. Laboratorium 1539,21 10 25653,50 15. Gudang produk 5725,47 10 99424,50 16. Unit proses produksi 22068,19 20 735606,33 17. Timbangan Truk 624,29 5 5202,42 18. Unit pemadam kebakaran 1431,56 10 23859,33 19. Gudang bahan baku 4014,56 10 6909,33 20. Daerah perluasan pabrik 44130,96 5 367758,00 21. Daerah pembangkit listrik 3498,18 5 29151,50 22. Bengkel 1883,64 10 31349,00 23. Gudang bahan baker 1883,64 5 15697,00 24. Unit pengolahan air sanitasi 6054,55 5 50454,58

Total 117280,86 1999216,92

I-403

Untuk utilitas, area proses, area penyimpan bahan baku dan gudang

produk menggunakan lampu mercury vapor light 250 Watt dengan lumen

output sebesar 5000 lumen.

Berdasarkan tabel D3 jumlah lumen untuk tiga area tersebut :

Lumen untuk utilitas : 18836,42

Lumen area proses : 735606,33

Lumen penyimpanan bahan baku : 66909,33

Lumen Gudang produk : 99424,50 +

Total lumen : 920776,58

Jumlah total lampu mercury vapor light 250 Watt yang diperlukan :

= 5000

920776,58 = 184,16 = 185 buah.

Untuk jalan dan taman menggunakan lampu mercury vapor light 40 Watt

dengan lumen output sebesar 500 lumen.

Jumlah lampu TL yang dibutuhkan :

= (1999216,92 – 920776,58) /500

= 2156,88 = 2157 buah

Jadi lampu TL yang dibutuhkan sebanyak 2157 buah

Maka kebutuhan listrik untuk penerangan:

= (185 x 200) + (2157 x 40)

= 123280 watt = 123,28 kW

Maka total kebutuhan listrik untuk penerangan :

= (11,186 + 123,28 )

I-404

= 134,466 kW.

Power faktor untuk generator = 0,80

Power listrik yang dibangkitkan generator

= 80,0

134,466 = 213,9367 kW 220 kW. (0,80 = power factor generator)

Jadi digunakan power generator pembangkit sebesar 220 KW

4. Unit Penyediaan Bahan Bakar

Jenis bahan bakar yang digunakan adala solar (diesel oil)

a. Perhitungan kebutuhan bahan bakar

- Densitas (ρ) = 55 lb/cuft = 0,881 kg/liter

- Heating volue solar = 19000 btu/lb

Bahan bakar untuk boiler = 4441,9893kg/jam

= literkg

jamkg/881,0

/79893,4441

= 5041,9856 liter/jam

= 12007,6544 liter/hari

Bahan bakar untuk generator

- Daya generator = 220 KVA,

Dimana 1 KVA = 3412,154 btu/jam

- Daya generator perhari = 220 x 3412,154 x 24 jam

= 18016173,12 btu/hari

- Efisiensi generator = 80 %

Bahan bakar yang dibutuhkan =%80190012,18016173

x

I-405

=11852,7455 lb/hari

= 5376,2868 Kg/hari

Volume solar yang dibutuhkan =luterkg

harikg/881,0

/2868,5376 = 6102,4822 Liter /hari

Jadi kebituhan total bahan bakar = 12007,6544 Liter /hari + 6102,4822 Liter /hari

= 18110,1366 liter/hari

b. Tangki bahan bakar

Fungsi : Menampung bahan bakar selama 15 hari

Type : Fixed roof vertical tank

Bahan : High alloy stell SA 240 grade A

Waktu tinggal : 15 hari

Volume bahan bakar = 18110,1366 liter/hari

Dalam 15 hari = 18110,1366 liter/hari x15

= 271652,2049 liter

= 271,6520 m3/hari

Tangki dibagi menjadi 2 buah, maka volume tangki = 135,8260 m3/hari

Bahan bakar mengisi 80 % volumetotal tangki, maka:

Volume tangki = %80

8260,135

= 169,7825 m3

V tangki = ¼ x π x d2 x 1,5 d

169,7825 = ¼ x 3,14 x d2 x 1,5 d

169,7825 = 1.1775 d3

d3= 144,1889

I-406

d = 5,2438 m = 17,2038 ft = 677,3125 in

H = 1,5 x 5,2438 = 7,8657m= 25,8058 ft= 1015,9739 in

Standarisasi di (Brownell and young App E, Hal 347)

diperoleh:

di standar = 60 in

H standar = (1,5 x 60) in = 90 in

Menentukan tebal tangki

ts =)6,0(2 xpifxEx

pixdi

+C

Dari (Brownell and young), diperoleh:

- f = 15600 Psi

- E = 0,85

- di = 60 in

- C = 2/16

- Pi = 55 lb/ft2 x 25,8058 ft

= 1419,319 lb/ ft2

= 9,8564 lb/in2

ts = )8564,96,085,015600(2

608564,9xxx

x

+ 162

=)8564,96,085,015600(2

384,591xx

+162

= 16325,0 +

162 in

I-407

= 16325,2 ≈

163 in

Jadi tebal silinder = 163 in

Menentukan tebal tutup:

t =2/1cos)6,0(2 XxpifxEx

pixdi

+ C

=60cos)8564,96,085,015600(2

608564,9xxx

x

+ 162

=16651,0 +

162 in

= 16651,2 ≈

163 in

I-408

APPENDIKS E

ANALISA EKONOMI

A. Metode Penaksiran Harga

Penaksiran harga peralatan tiap tahun mengalami perubahan sesuai dengan

kondisi perekonomian yang ada. Untuk penaksiran harga peralatan, diperlukan

indeks harga yang dapat digunakan untuk mengkonvesi harga peralatan pada

masa lalu, sehingga diperoleh harga alat saat ini, dengan menggunakan

persamaan :

Cx = Ck .

k

x

II ……………(Peters & Timmerhaus, hal 164)

Di mana :

Cx : Tafsiran harga alat saat ini

Ck : Tafsiran harga alat pada tahun k

Ix : Indeks harga saat ini

Ik : Indeks harga saat k

Sedangkan untuk mengestimasi harga alat yang sama dengan kapasitas yang

berbeda digunakan persamaan :

VA = HB n

B

A

CC

………….. (Peters & Timmerhaus edisi IV, hal 169)

Di mana :

VA : Harga alat A

HB : Harga alat B

CA : Kapasitas alat A

I-409

CB : Kapasitas alat B

n : Eksponen harga alat.

Harga alat pada Pra Rencana Pabrik Butanol didasarkan pada harga alat yang

terdapat pada Tabel 3, Peters & Timmerhaus, Hal 163:

Tabel E.1. Indeks Harga Alat Pada Tahun Sebelum Evaluasi No. Tahun (Y) Indeks harga (X) X2 X.Y 1 1975 182 33124 359450 2 1976 192 36864 379392 3 1977 204 41616 403308 4 1978 219 47961 433182 5 1979 239 57121 472981 6 1980 261 68121 516780 7 1981 297 88209 588357 8 1982 314 98596 622348 9 1983 317 100489 628611 10 1984 323 104329 640832 11 1985 325 105625 645125 12 1986 318 101124 631548 13 1987 324 104976 643788 14 1988 343 117649 681884 15 1989 355 126025 706095 16 1990 356 126736 708440 31720 4569 1358565 9062121

Kenaikan harga tiap tahun merupakan fungsi linier tahun dan indeks harga dengan menggunakan Pers, XV(6) dan XV(7), Sudjana, Metode Statika, Hal 315 : Y = a + bX……………………….(Pers, XV (7)

di mana :

a : Intersept

b : gradien

Y : tahun

X : indeks harga

I-410

b = 22

.XiXin

YiXiXiYiXi

………………..(Pers, XV (6))

b = 22

))((.XiXin

YiXiYiXin

……………………….(Pers, XV (6)

Dari data-data indeks harga diatas, dapat dihitung intersept dan gradient

persamaan linearnya :

A = 2)4569()1358565(16)90621221)(4569()4569)(13720(

= 1960,86369

B = 2)4569()1358565(16)4569()31720()9062121(

= 0,07566389

Jadi persamaan harga indeks adalah :

Y = 0,0756566389 X + 1960,86369

Indeks harga (X) pada tahun 2012 (Y = 2012) adalah :

2012 = 0,07566389 X + 1960,86369

X = 583,3206567

B. Harga Peralatan

Dengan menggunakan persamaan-persamaan pada metode penafsiran

harga didapatkan harga peralatan proses seperti terlihat pada tabel E.2 dan

harga peralatan utilitas pada tabel E.2.3.

Contoh perhitungan peralatan :

Nama alat : Tangki penyimpan Bahan baku Butiraldehida (F-114)

Type : Standart dis head tank

Bahan konstruksi : Carbon steel SA 240 grade M type 316

Kapasitas : 4910,2141 Kg/jam

I-411

Jumlah : 1 buah

Dari Fig,. 5-59 Ulrich, Hal 315, diperoleh :

FBM = 1,9

CP = $ 7500

CBM = CP . FBM

= $. 7500 x 1,9

= $. 14250

Sehingga diperoleh harga tangki penyimpanan bahan baku Butiraldehida, jika

di asumsi $. 1 = Rp. 10.000,00

Harga pada tahun 2012 adalah :

= 1982arg 1982arg2012arg tahunalatahx

tahunahIndekstahunahIndeks

= 14250$.3143206567,583 x

= $. 26388,3542 = 26388,31542 x Rp. 10000,00

= Rp. 263.883.154,20

Dengan cara yang sama juga harga peralatan proses pada Pabrik Butanol dapat

dilihat pada tabel berikut :

I-412

Tabel E.2. Harga Peralatan Proses Pada Tahun 2012 No Nama Peralatan Kode Jumlah Harga/unit ($) Total Harga ($)

1 Tangki H2 F-111 1 19000 351.844.205,60 2 Exspander N-112 1 7500 138.885.870,60 3 Heat Exchanger H-113 1 2520 46,665.652,54 4 Tangki Penampung

Butiraldehida F-114 1 14250 263.883.154,20

5 Pompa L-115A 1 2500 46.295.290,21 6 Pompa L-115B 1 2500 46.295.290,21 7 Vaporizer V-116 1 28000 518.507.250,40 8 Flash drum H-117 1 5400 99.997.826,86 9 Kompresor G-118 1 11650 215.736.052,40 10 Heat exchanger E-119 1 2800 51.850.725,04 11 Reaktor R-110 1 45000 833.315.223,80 12 Expander N-121 1 7500 138.885.870,60 13 Cooler E-122A 1 7000 129.626.812,60 14 Condesor F-122B 1 8500 157.403.986,70 15 Flash Drum H-120 1 2250 41,665.761,19 16 Kompresor G-123 1 12500 231.476.451,10 17 Pompa L- 124 1 2500 46.295.290,21 18 Heat exchanger E-125 1 2520 46.295.290,21 19 Kolom Distilasi D-130 1 22500 416.657.611,90 20 Condensor E-131 1 4500 83,331.522,38 21 Akumulator F-132 1 1425 26.388.315,42 22 Pompa F-133 1 2500 46.295.290,21 23 Tangki produk F-134 1 28500 527.766.308,40 24 Reboiler E-135 1 14000 259.253.625,20 25 Pompa L-136 1 2500 46.295.290,21 26 Cooler E-137 1 7000 129.626.812,60 27 Tangki Produk

samping F-138 1 19380 358.881.089,70

Jumlah 5.299.792.233,00

I-413

Tabel E.3. Harga Peralatan Utilitas Pada Tahun 2012

No Nama alat Kode Harga/Unit ($)

Tahun 2010

Jumlah Harga Total

(Rp)

1. Pompa air sungai L-208 6196,085467 1 57.003.986,3

2. Bak skimmer F-212 3304578,916 1 3.040.212.603

3. Pompa skimmer L-213 6196,085467 1 57.003.986,3

4. Tangki clarifier F-214 413072,3645 1 3.800.265.753

5. Pompa sand filter L-216 6196,085467 1 57.003.986,3

6. Tangki sand filtration F-215 3304578,916 1 3.040.212.603

7. Bak air bersih F-127 3304578,916 1 3.040.212.603

8. Pompa demineralisasi L-218 6196,085467 1 57.003.986,3

9. Kation Exchanger D-210 A 18588,2564 1 171.011.958,9

10. Anion Exchanger D-210 B 18588,2564 1 171.011.958,9

11. Bak air lunak F-221 2065361,822 1 1.900.132.876

12. Pompa deaerator L-222 6196,085467 1 57.003.986,3

13. Deaerator D-223 165228,9458 1 1.520.106.301

14. Pompa boiler L-225 6196,085467 1 57.003.986,3

15. Pompa klorinasi L-231 6196,085467 1 57.003.986,3

16. Bak klorinasi F-230 82614,47289 1 760.053.150,6

17. Pompa sanitasi L-232 6196,085467 1 57.003.986,3

18. Bak air sanitasi F-233 82614,47289 1 760.053.150,6

19. Pompa cooling tower L-241 6196,085467 1 57.003.986,3

20. Pompa air ke alat L-243 6196,085467 1 57.003.986,3

I-414

21. Pompa air proses L-226 6196,085467 1 57003986,3

22. Cooling tower P-240 10326,80911 1 95006643,81

Jumlah 18.925.324.513

Dari tabel E.2 dan E.3, maka dapat diketahui total harga peralatan proses dan

utilitas.

Harga total peralatan = harga peralatan proses + harga peralatan utilitas

= Rp 5.299.792.233,00 + Rp 18.925.324.513

= Rp. 6.291.926,429,- Faktor keamanan 20% maka:

Harga perlatan total = 1,2 % x Rp. 6.291.926,429,- = 7.550.311.715,-

C. Utilitas

Bahan bakar boiler:

Pemakaian = 19682,5 L/hari

Harga = Rp 800/L

Biaya = Rp 800/L x 19682,5 L/hari x 300 hari/tahun

= Rp 4.723.800.000 / tahun

Bahan bakar generator:

Pemakaian = 92,5992 L/hari

Harga = Rp 750/L

Biaya = Rp 750/L x 92,5992 /hari x 300 hari/tahun

= Rp 20.834.820 / tahun

Listrik

I-415

Pemakaian listrik dari PLN sebesar = 134,466 kW/j

Harga listrik = 345,-/kW

Total biaya pemakaian listrik : = Rp. 345,-/kW x 134,466 Kw/J x 24 j/hari x 300 hari

= Rp. 367.414.898,40/tahun

Air pengolahan

Kebutuhan air per hari = 12014,7125 kg/jam

Biaya pengolahan rata-rata = Rp 200

Kebutuhan per tahun = 12014,7125 kg/jam x 24 jam/hari x 300 hari /tahun

= 86.505.930 kg/jam

Biaya pengolahan per tahun = Rp 17.301.186.000

D. Harga Tanah Dan Bangunan

Luas tanah = 25.000 m2

Luas bangunan pabrik = 13.519 m2

Luas bangunan gedung = 11.481 m2

Harga tanah per m2 = Rp 300.000

Harga bangunan pabrik per m2 = Rp 500.000

Harga bangunan gedung per m2 = Rp 50.000

Jadi harga total tanah dan bangunan adalah:

= Rp 7.500.000.000 + Rp 5.740.500.000 + Rp 675.950.000

= Rp 13.916.450.000

C. Harga Bahan Baku

H2 (Hidrogen)

I-416

Kebutuhan = 129,0574 Kg/j

Harga = Rp. 6.000,-/Kg Biaya untuk satu tahun operasi :

= 129,0574 Kg/j x 24 j/hari x 6.000,-/Kg x 300 hari/tahun = Rp. 6.132.807.648,-/tahun

C4H8O (Butiraldehida) Kebutuhan = 4900,3937 Kg/j Harga = Rp. 7.125,-/Kg

Biaya untuk satu tahun operasi : = 4900,3937 Kg/j x 24 j/hari x Rp. 7.125,-/Kg x 300 hari/tahun

= Rp. 276.529.216.500,-/tahun

Ni (Nikel) Kebutuhan = 122,5 Kg/j Harga = Rp. 8.000,-/Kg

Biaya untuk satu tahun operasi : = 122,5 Kg/j x 24j/hari x Rp. 8.000,-/Kg x 300 hari/tahun

= Rp. 7.761.600.000,-/tahun Biaya total kebutuhan bahan baku dalam satu tahun operasi :

= Rp. 6.132.807.648,- + Rp. 276.529.216.500,- + Rp. 7.761.600.000,- = Rp. 290.423.624.100,-

D. Gaji Pegawai

Total gaji pegawai pada Pra Rencana Pabrik Butanol dapat dilihat pada tabel E.4.

Tabel E.4. Daftar Upah (Gaji) Karyawan

No. Jabatan (Tugas) Jumlah Gaji/bulan (Rp)

Total (Rp)

1. Direktur 1 9.000.000 9.000.000

2. Manager pabrik 1 6.000.000 6.000.000

3. Manager administrasi 1 6.000.000 6.000.000

4. Sekretaris 1 1.000.000 1.000.000

5. Staff LITBANG (R&D) 2 5.000.000 10.000.000

I-417

6. Kabag. Produksi 1 3.000.000 3.000.000

7. Kabag Teknik 1 3.000.000 3.000.000

8. Kabag Pemasaran 1 3.000.000 3.000.000

9 Kabag Keuangan 1 3.000.000 3.000.000

10. Kabag SDM 1 3.000.000 3.000.000

11. Kasie Proses 1 1.500.000 1.500.000

12. Kasie Humas 1 1.500.000 1.500.000

13. Kasie Laboratorium 1 1.500.000 1.500.000

14. Kasie Utilitas 1 1.500.000 1500.000

15.

16.

Kasie Produksi

Kasie Keamanan

1 1.500.000 1.500.000

1 1.500.000 1.500.000

17. Kasie Administrasi 1 1.500.000 1.500.000

18.

19.

Kasie Keuangan dan pembukuan

Kasie Penjualan

1 1.500.000 1.500.000

1 1.500.000 1.500.000

20. Kasie Bahan Baku 1 1.500.000 1.500.000

21. Kasie Gudang 1 1.500.000 1.500.000

22. Kasie Pelatihan & tenaga kerja 1 1.500.000 1.500.000

23. Staff Proses 100 750.000 75. 000.000

24. Staff Laboratorium 2 850.000 1.700.000

25. Staff Utilitas 4 600.000 2.400.000

26. Staff Pemeliharaan dan perbaikan 4 750.000 3.000.000

27. Staff Humas 1 800.000 800.000

28. Staff Personalia 2 800.000 1.600.000

29.

30.

Staff Keamanan

Staff Adminstrasi

8 500.000 4.000.000

2 700.000 1.400.000

31. Staff Keuangan dan pembukuan 4 600.000 2.400.000

32. Staff Penjualan 4 700.000 2.800.000

33. Staff Bahan Baku 4 900.000 3.600.000

I-418

34. Staff Gudang 5 600.000 3.000.000

35. Staff Pelatihan dan tenaga kerja 1 600.000 600.000

36. Staff Kesahatan 1 800.000 800.000

37. Staff Kebersihan 4 400.000 1.600.000

38. Sopir 4 500.000 2.000.000

39. Staff kantin 2 500.000 1.000.000

Jumlah 174 172.700.000,00

E. Pengemasan

Pengemasan dilakukan setiap 165 Kg dalam Drum

Harga Drum : Rp. 100.000,-/165 Kg

Tiap tahun dibutuhkan sebanyak = 36.000.000 Kg/165 Kg/buah

= 218,182 drum

Biaya pengemasan = Rp. 100.000,- x 218.182

= Rp. 21.818.200.000,-

F. Penjualan

Produk : Butanol.

Kapasitas : 36.000 ton/tahun = 36.000.000 Kg/tahun

Harga : 17.000,-/Kg

Total harga penjualan Butanol = Rp. 17.000,-/Kg x 36.000.000 kg/tahun

= Rp. 612.000.000.000,-/tahun

Pra Rencana Pabrik Butanol Dari Butiraldehida Dan Hidrogen Dengan Proses Hidrogenasi Dengan...

Documents

Transcript of Pra Rencana Pabrik Butanol Dari Butiraldehida Dan Hidrogen Dengan Proses Hidrogenasi Dengan...