lampiran a perhitungan neraca massa - selamat...
Post on 04-Mar-2018
282 Views
Preview:
TRANSCRIPT
LAMPIRAN A
PERHITUNGAN NERACA MASSA
I. Kapasitas Prarancangan
Kapasitas per tahun = 28.000 Ton/Tahun
1 tahun operasi = 330 hari
Kapasitas prarancangan = ton1
kg 1000
jam 24
hari 1
hari 330
tahun1
tahun1
ton000.28xxx
= 3535,35 kg/jam
II. Komposisi Bahan Baku dan Produk
1. Metanol
Metanol = 99,90 % berat
Air = 0,10 % berat
2. Udara
Nitrogen = 79 % mol
Oksigen = 21 % mol
3. Urea
Urea = 99,27 % berat
Air = 0,73 % berat
4. Urea Formaldehid
Urea Formaldehid = 80,00 % berat
Urea = maks 2 % berat
Air = maks 20,00 % berat
II. Reaksi
a. Reaksi di Reaktor 01 (Sintesa Formaldehid)
Umpan yang masuk = Mol Metanol : Mol Oksigen = 9 : 10
Konversi metanol = 99 %
Selektivitas = 94 %
Reaksi utama :
CH3OH(g) + ½ O2(g) HCHO(g) + H2O(g) …(1)
Reaksi samping :
HCHO(g) + ½ O2(g) CO(g) + H2O(g) …(2)
b. Reaksi di Reaktor 02 (Sintesa Urea Formaldehid)
Perbandingan mol umpan = Urea : Formaldehid = 1 : 1,4
Konversi = 97 %
Reaksi yang terjadi :
13 CO(NH2)2 (l) + 18 CH2O (g) 9 HOCH2NHCONH2 (l) +
3NHCONH(CH2OH)2(l)+
NHCON(CH2OH)3 (l)
III. Notasi
CH3OH = Metanol
H2O = Air
O2 = Oksigen
CO2 = Karbondioksida
CO = Karbonmonoksida
N2 = Nitrogen
U rea = CO(NH2)2
Formaldehid = HCHO
UF1 = HOCH2NHCONH2
UF2 = NHCONH (CH2OH)2
UF3 = NHCON(CH2OH)3
IV. Berat Molekul
Metanol = 32,04 kg/kgmol
Air = 18,01 kg/kgmol
Oksigen = 32,00 kg/kgmol
Karbonmonoksida = 28,01 kg/kgmol
Karbondioksida = 44,01 kg/kgmol
Nitrogen = 28,01 kg/kgmol
Urea = 60,06 kg/kgmol
Formaldehid = 30,03 kg/kgmol
UF1 = 90,09 kg/kgmol
UF2 = 120,12 kg/kgmol
UF3 = 150,15 kg/kgmol
V. Basis Perhitungan
Basis = 1 jam operasi
VI. Neraca Massa Tiap Alat
1. REAKTOR 202 (RE-202)
Fungsi : Tempat mereaksikan larutan urea dan gas formaldehid untuk
menghasilkan produk urea formaldehid.
Gambar :
Massa total produk = 3535,35 kg/jam
Kandungan Urea formaldehid dalam produk = 80 %
Berat urea formaldehid total dalam produk = jamkg / 3535,35100
80
= 2828,28 kg/jam
BM rata-rata urea formaldehid =
13
139 321 UFBMUFBMUFBM
=
13
15,150112,120309,909
= 101,64 kg/kmol
Mol Urea formaldehid total = kmolkg
jamkg
/64,101
/28,2828
= 27,83 kmol/jam
Mol UF1 = jamkmol /83,2713
9
= 19,26 kmol/jam
Massa UF1 = 19,26 kmol/jam x 90,09 kg/kmol
= 1735,54 kg/jam
Mol UF2 = jamkmol /83,2713
3
= 6,42 kmol/jam
Massa UF2 = 6,42 kmol/jam x 120,12 kg/kmol
= 771,35 kg/jam
Mol UF3 = jamkmol /83,2713
1
= 2,14 kmol/jam
Massa UF3 = 2,14 kmol/jam x 150,15 kg/kmol
= 321,40 kg/jam
Reaksi yang terjadi di Reaktor 202
13 CO(NH)2 + 18 HCHO
9 UF1 + 3 UF2 + UF3
M 28,69 40,16
R 27,83 38,53 19,26 6,42 2,14
S 0,86 1,63 19,26 6,42 2,14
Massa Umpan HCHO = 40,16 kmol/jam x 30,03 kg/kmol
= 1206,06 kg/jam
Massa Umpan Urea = 28,69 kmol/jam x 60,06 kg/kmol
= 1722,94 kg/jam
Kelarutan urea pada temperatur 70oC = 268,04 gr/100 ml
Jumlah air yang dibutuhkan untuk melarutkan umpan urea :
x
grx
ml
gr 31094,1722
100
04,268
x = 642,80 L = 642,80 kg
Jumlah kandungan air dalam urea = jamkgx /94,1722%100
%73,0
= 12,58 kg/jam
Jumlah total air = 642,80 kg/jam + 12,58 kg/jam
= 655,38 kg/jam
Massa urea sisa = 0,86 kmol/jam x 60,06 kg/kmol
= 51,69 kg/jam
Tabel A.1. Neraca massa pada reaktor 202
Komponen Massa Masuk
(kg/jam)
Massa Keluar
(kg/jam)
Urea 1722,94 51,69
HCHO 1206,06 49,04
H2O 655,38 655,38
UF1 0 1735,54
UF2 0 771,35
UF3 0 321,40
Total 3584,39 3584,39
2. REAKTOR2 201 (RE-201)
Fungsi : Tempat mereaksikan uap metanol dan oksigen untuk membentuk gas
formaldehid sebagai umpan reaktor 02 (sintesa urea formaldehid).
Gambar :
HCHO yang dihasilkan pada reaksi 1 = jamkmol /16,40%94
%100
= 42,73 kmol/jam
HCHO yang bereaksi pada reaksi 2 = jamkmol /73,42100
6
= 2,56 kmol/jam
Reaksi 1 CH3OH + ½ O2
HCHO + H2O
M 43,16 47,95
R 42,73 21,35 42,73 42,73
S 0,43 26,59 42,73 42,73
Reaksi 2 HCHO + ½ O2 CO + H2O
2,56 1,28 2,56 2,56
Massa CH3OH Umpan = 43,16 kmol/jam x 32,04 kg/kmol
= 1382,75 kg/jam
Kandungan air dalam CH3OH = 0,1 %
Massa H2O dalam CH3OH = jamkg /75,1382%9,99
%1,0
= 1,38 kg/jam
Massa O2 Umpan = 47,95 kmol/jam x 32 kg/kmol
= 1534,47 kg/jam
Massa N2 Umpan = kmolkgxjamkmol /01,28/95,47%21
%79
= 5052,77 kg/jam
Massa HCHO terbentuk = (42,73– 2,56) kmol/jam x 30,03 kg/kmol
= 1206,06 kg/jam
Massa CH3OH sisa = 0,43 kmol/jam x 32,04 kg/kmol
= 13,83 kg/jam
Massa O2 sisa = (26,59– 1,28) kmol/jam x 32 kg/kmol
= 809,85 kg/jam
Massa H2O terbentuk = (42,73+ 2,56) kmol/jam x 18,01 kg/kmol
= 815,65 kg/jam
Massa total H2O keluar = ( 815,65 + 1,38 ) kg/jam
= 817,04 kg/jam
Massa CO terbentuk = 2,56 kmol/jam x 28,01 kg/kmol
= 71,80 kg/jam
Massa N2 sisa = 5052,77 kg/jam
Tabel A.2. Neraca massa pada reaktor 201 Komponen Massa Masuk
(kg/jam)
Massa Keluar
(kg/jam)
CH3OH 1382,75 13,83
O2 1534,47 809,85
HCHO 0 1206,06
CO 0 71,80
H2O 1,38 817,04
N2 5052,77 5052,77
Total 7971,37 7971,37
3. MIXING TANK (MT-101)
Fungsi : Tempat pencampuran urea dengan sejumlah air agar terbentuk larutan
urea untuk diumpankan ke reaktor 02 (sintesa urea formaldehid)
Gambar :
Massa urea = 1722,94 kg/jam
Komposisi urea : Urea = 99,27 % berat
H2O = 0,73 % berat
Jumlah kandungan air dalam urea = jamkgx /94,1722%100
%73,0
= 12,58 kg/jam
Kelarutan urea pada temperatur 70oC = 268,04 gr/100 ml
Jumlah air yang dibutuhkan untuk melarutkan umpan urea :
x
grx
ml
gr 31094,1722
100
04,268
x = 642,80 L = 642,80 kg
Jumlah total air = 642,80 kg/jam + 12,58 kg/jam
= 655,38 kg/jam
Tabel A.3. Neraca massa pada Mixing tank
Komponen Massa Masuk (kg/jam) Massa Keluar
(kg/jam) Input 1 Input 2
Urea 1722,94 0 1722,94
H2O 12,58 642,80 655,38
Total 1735,52 642,80 2378,33
2378,33
4. SEPARATOR (SE-201)
Fungsi : Memisahkan H2O liquid dari fraksi gas produk reaktor 201 (sintesa
formaldehid) setelah melewati cooler pada temperatur 70oC
Gambar :
Komponen yang masuk ke dalam separator sama seperti komponen yang
keluar dari reaktor 201.
Pemisahan antara fasa gas dan cairan pada separator dapat dilihat dari perbedaan
titik didihnya.
Tabel A.4. Titik didih produk reaktor 201
Komponen Titik didih (oC)
CH3OH 64,7 O2 -183 HCHO -21 CO -192 H2O 100 N2 -195,8
Berdasarkan data titik didih diatas maka H2O mempunyai fasa liquid karena titik
didihnya lebih besar dari temperatur separator 70oC, sedangkan yang lain masih
dalam fasa gas.
Pemisahan campuran fasa gas dengan fasa cair di dalam separator juga dapat
dilakukan berdasarkan perbedaan tekanan uap. Tekanan uap komponen dapat
dihitung dengan menggunakan persamaan Antoine:
Keterangan : Pi = Tekanan uap komponen i, mmHg
T = Temperatur, K
A, B, dan C = Konstanta Antoine
Tabel A.5 Konstanta Antoine
Komponen A B C
CH3OH 18,5875 3626,55 -34,29
Oksigen 13,6835 780,26 -4,1758
HCHO 7,46432 1078,39 254,377
CO 6,72527 295,228 268,243
Air 16,5362 3985,44 -38,9974
N2 15,3768 1956,25 -2,1117 (Sumber : Reklaitis, 1983, yaws,himelblau)
Untuk HCHO dan CO, persamaan Antoine yang digunakan :
Dengan : Pi = Tekanan uap komponen i, mmHg
T = temperatur, oC
Diketahui temperatur keluaran dari cooler produk reaktor 01 adalah 70oC.
Sehingga diperoleh tekanan uap masing-masing komponen seperti yang tersaji
dalam tabel berikut.
Tabel A.6 Tekanan Uap pada T = 70 oC
Komponen Pi (bar)
CH3OH 1,229673517
O2 115,2767121
HCHO 18,15559674
CO 936,7599031
H2O 0,305650866
N2 129,3074302
Jika Pi > P, maka komponen tersebut dalam fasa gas. Dan sebaliknya, jika Pi < P,
maka komponen tersebut dalam fasa cair. Di mana P = 1bar, sehingga yang
merupakan fasa cair adalah H2O, sedangkan yang lainnya merupakan fasa gas.
Asumsi seluruh komponen fasa gas ke atas, dan seluruh fasa cair ke bawah.
Aliran Masuk :
Massa HCHO = 1206,06 kg/jam
Massa CH3OH = 13,83 kg/jam
Massa O2 = 809,85 kg/jam
Massa total H2O = 817,04 kg/jam
Massa CO = 71,80 kg/jam
Massa N2 = 5052,77 kg/jam
Aliran Keluar :
Bagian atas :
Massa HCHO = 1206,06 kg/jam
Massa CH3OH = 13,83 kg/jam
Massa O2 = 809,85 kg/jam
Massa CO = 71,80 kg/jam
Massa N2 = 5052,77 kg/jam
Bagian bawah :
Massa total H2O = 817,04 kg/jam
Tabel A.7. Neraca massa pada Separator
Komponen Massa Masuk
(kg/jam)
Massa Keluar (kg/jam)
Output Atas Output Bawah
CH3OH 13,83 13,83 0
O2 809,85 809,85 0
HCHO 1206,06 1206,06 0
CO 71,80 71,80 0
H2O 817,04 0 817,04
N2 5052,77 5052,77 0
Total 7971,35 7154,31 817,04
7971,35
LAMPIRAN B
PERHITUNGAN NERACA PANAS
Dari perhitungan neraca massa, selanjutnya dilakukan perhitungan neraca energi.
Perhitungan neraca energi didasarkan pada:
Basis waktu : Jam
Satuan panas : Kilo Joule (kJ)
Temperatur referensi : 25 oC (298,15 K)
Neraca energi:
{(Energi masuk) – (Energi keluar) + (Generasi energi) – (Konsumsi energi)} =
{Akumulasi energi} (Himmelblau,ed.6, 1996:400)
Energi secara umum yang terlibat berupa energi panas (Q) dan kerja (W).
Perhatikan Gambar B.1 dibawah ini.
Gambar B.1. Proses Secara Umum Perpindahan Energi Pada Suatu Sistem
Pada Gambar B.1 terlihat proses perpindahan energi secara pada suatu sistem.
Pada keadaan 1, suatu materi atau bahan memiliki empat buah energi yaitu energi
kinetik (K1), energi potensial (P1), energi dalam (U1), dan energi berupa kerja p1v1
m1
U1
P1
K1
w1
m2
U2
P2
K2
w2Sistem
W Q
-W -Q
1 2
Batas Sistem
(w1) serta memiliki laju alir massa m1. Materi atau bahan tersebut kemudian
melewati sebuah sistem tertentu, dimana materi atau bahan tersebut membutuhkan
energi dari luar berupa panas (-Q) dan kerja (-W) atau sebaliknya, dapat
menghasilkan energi berupa panas (Q) dan kerja (W). Setelah melewati sistem,
bahan atau materi tersebut berada pada keadaan 2, dimana materi tersebut
memiliki energi berupa energi kinetik (K2), energi potensial (P2), energi dalam
(U2), dan energi berupa kerja p2v2 (w2) serta memiliki laju alir massa m2.
Sehingga persamaan neraca energi secara umum menjadi :
(U1 + K1 + P1)m1 - (U2 + K2 + P2)m2 + Q + W + w1 – w2 = ∆E
(U1 + K1 + P1)m1 - (U2 + K2 + P2)m2 + Q + W + (p1v1)m1 - (p2v2)m2 = ∆E
Jika tidak ada perubahan laju alir massa sebesar m1=m2=m dan tidak akumulasi
energi pada sistem, maka persamaan tersebut dapat disederhanakan menjadi,
{(U2-U1) + (K2-K1) + (P2-P1) + (p2v2) - (p1v1)}m = Q + W
{∆U + ∆Ek + ∆P + ∆pv }m = Q + W
Sistem berada pada tekanan tetap sehingga terdapat hubungan ∆H = ∆U + ∆pv
(Smith, J.M., Ed.6th
, 2001, Pers.2.11., hal. 38)
{∆H + ∆Ek + ∆P}m = Q + W
(Himmelblau, D., Ed.6th
, 1996, Pers. 5.13., hal. 404)
Jika pada sistem perubahan energi kinetik dan energi potensial sangat kecil
dibandingkan energi yang timbul akibat adanya reaksi maka nilai ∆Ek dan ∆P
dapat diabaikan (bernilai nol) dan jika tidak ada kerja yang diberikan atau
dihasilkan ke dan dari sistem maka persamaan neraca energi tersebut menjadi,
Q = ∆H
Q = ∆H = Hproduk - Hreaktan
Jika tidak ada panas yang timbul akibat perubahan fasa materi pada suatu sistem
maka, Q = ∆H = (Σ n CP dT)keluar – (Σ n CP dT)masuk
Jika sistem yang ditinjau berada pada keadaan adiabatis maka,
0 = ∆H = (Σ n CP dT)keluar – (Σ n CP dT)masuk
(Σ n CP dT)keluar = (Σ n CP dT)masuk
Keterangan :
∆H = Perubahan Panas (kJ)
n = Kuantitas Materi (kmol)
CP = Kapasitas panas (kJ/kmol.K)
dT = Perbedaan temperatur (K)
(Himmelblau, D., Ed.6th
, 1996, hal. 410)
Perhitungan kapasitas panas (Cp)
T
T
432
T
T refref
dT)ETDTCTBT(AdTCp
)T(T5
E)T(T
4
D)T(T
3
C)T(T
2
B)TA(TdTCp 5
ref
54
ref
43
ref
32
ref
2
ret
T
Tref
Keterangan :
Cp = Kapasitas panas ( kJ/kmol K)
A,B,C,D,E = Konstanta
Tref = Temperatur referensi = 298,15 K
T = Temperatur operasi (K)
Kapasitas Panas Cairan
Tabel B.1. Data konstanta Kapasitas Panas Cairan dalam (J/mol.K)
Sumber : C. L. Yaws, 1999
Kapasitas Panas Gas
Tabel B.2. Data konstanta Kapasitas Panas Gas dalam (J/mol.K)
Komponen A B C D
CH3OH 40.152 0.31046 -0.0010291 1.4598E-06
H2O 92.053 -0.039953 -0.00021103 5.3469E-07
CO(NH)2 (urea) 24.856 0.14437 0.000038088 -1.1007E-07
Urea formaldehid -193.924 1.5238 0.0024738
Sumber : C. L. Yaws, 1999
Komponen A B C D E
HCHO 34.428 -2.9779E-12 0.00015104
-1.2733E-
07 3.3887E-11
CH3OH 40.046 -0.038287 0.00024529
-2.1679E-
07 5.9909E-11
H2O 33.933 -0.0084186 0.000029906
-1.7825E-
08 3.6934E-12
CO 29.556 -0.0065807 0.00002013
-1.2227E-
08 2.2617E-12
O2 29.526 -0.008999 0.000038083
-3.2629E-
08 8.8607E-12
N2 29.342 -0.0035395 0.000010076
-4.3116E-
09 2.5935E-13
Berikut ini adalah perhitungan neraca panas pada masing-masing alat:
1. Neraca panas di sekitar Vaporizer
Fungsi : Menguapkan dan memanaskan campuran CH3OH fasa liquid
menjadi fasa uap pada temperatur 240oC sehingga siap diumpankan ke
reaktor 201.
Gambar B.1 Aliran panas di sekitar Vaporizer
Dimana : ∆H1 = Laju alir panas CH3OH masuk vaporizer (kJ/jam)
∆H2 = Laju alir panas CH3OH keluar vaporizer (kJ/jam)
∆Hsteam in = Laju alir panas steam masuk (kJ/jam)
∆Hsteam out = Laju alir panas steam keluar (kJ/jam)
a. Panas masuk vaporizer (aliran 1)
T bahan = (273.15+30oC) = 303.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.3 Perhitungan ∆H masuk pada aliran 1
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 1
(kJ/jam)
CH3OH 43.15697532 400.7148235 17293.63975
H2O 0.076624098 377.4863816 28.92455339
Total 43.23359942
17322.5643
b. Panas keluar vaporizer (aliran 2)
T out = (273.15+240oC) = 513.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.4 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 2
c. Menghitung laju alir massa dan laju alir panas steam
∆Hsteam = ∆H1 - ∆H2
= 484798.7334 - 17322.5643
= 467476.1691 kJ/jam
Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa:
Hl = 1344 kJ/kg
Hv = 2749 kJ/kg
λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg
Maka massa steam:
Panas steam masuk (∆Hsteam in)
∆Hsteam in = Ws x Hv = (332.723252 kg/jam) . (2749 kJ/kg)
= 914656.2198 kJ/jam
Panas steam keluar (∆Hsteam out)
∆Hsteam out = Ws x Hl = (332.723252 kg/jam) . (1344 kJ/kg)
= 447180.0507 kJ/jam
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen
maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:
Tabel B.5 Neraca panas di sekitar Vaporizer (VP-101)
Komponen Aliran Input (kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 2
(kJ/jam)
CH3OH 43.15697532 11220.25118 484232.1031
H2O 0.076624098 7394.93588 566.6302895
Total 43.23
484798.7334
∆H1 ∆Hsteam in ∆H2 ∆Hsteam out
CH3OH 17293.63975 0,000
484232.1031 0,000
H2O 28.92455339
566.6302895
Steam 0,000 914656.2198 0,000 447180.0507
Sub Total 17322.5643 914656.2198 484798.7334
447180.0507
Total 931978.7841 931978.7841
2. Neraca panas di sekitar Heater (HE-101)
Fungsi : Memanaskan umpan udara pada temperatur 240oC sehingga siap
diumpankan ke reaktor 201.
Gambar B.2 Aliran panas di sekitar Heater
Dimana : ∆H4 = Laju alir panas udara masuk (kJ/jam)
∆H5 = Laju alir panas udara keluar (kJ/jam)
∆Hsteam in = Laju alir panas steam masuk (kJ/jam)
∆Hsteam out = Laju alir panas steam keluar (kJ/jam)
a. Panas masuk heater (aliran 4)
T bahan = (273.15+30oC) = 303.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.6 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 4
b. Panas keluar heater (aliran 5)
T out = (273.15+240oC) = 513.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.7 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 5
c. Menghitung laju alir massa dan laju alir panas steam
∆Hsteam = ∆H5 - ∆H4
= (1448176.147- 33283.74901) kJ/jam
= 1414892.398 kJ/jam
Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa:
Hl = 1344 kJ/kg
Hv = 2749 kJ/kg
λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg
Maka massa steam:
Panas steam masuk (∆Hsteam in)
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 4
(kJ/jam)
O2 47.9521948 147.2424553 7060.598899
N2 180.39159 145.3679194 26223.15011
Total 228.3437847
33283.74901
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 5
(kJ/jam)
O2 47.9521948 6499.833912 311681.3019
N2 180.39159 6300.154265 1136494.845
Total 228.3437847
1448176.147
∆Hsteam in = Ws x Hv = (1007.040852 kg/jam) . (2749 kJ/kg)
= 2768355.304 kJ/jam
Panas steam keluar (∆Hsteam out)
∆Hsteam out = Ws x Hl = (1007.040852 kg/jam). (1344 kJ/kg)
= 1353462.906 kJ/jam
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen
maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:
Tabel B.8. Neraca panas di sekitar Heater (HE-101)
Komponen Aliran Input (kJ/jam)
Aliran Output (kJ/jam)
∆H4 ∆Hsteam in ∆H5 ∆Hsteam out
O2 7060.598899
0,000 311681.3019
0,000
N2 26223.15011
1136494.845
Steam 0,000 914656.2198 0,000 447180.0507
Sub Total 33283.74901 2768355.304 1448176.147
1353462.906
Total 2801639.053 2801639.053
3. Neraca panas di sekitar Reaktor (R-201)
Fungsi : Mereaksikan CH3OH fasa gas dengan gas O2 sehingga akan terbentuk
produk utama berupa HCHO
Gambar B.3 Aliran panas di sekitar Reaktor
Dimana : ∆H3 = Laju alir panas umpan CH3OH dari Vaporizer 101 (kJ/jam)
∆H6 = Laju alir panas umpan udara dari Heater 101 (kJ/jam)
∆H7 = Laju alir panas produk yang keluar Reaktor 201 (kJ/jam)
∆Hpendingin in = Laju alir panas air pendingin masuk (kJ/jam)
∆Hpendingin out = Laju alir panas air pendingin keluar (kJ/jam)
a. Panas masuk pada aliran 3
Panas masuk pada aliran 3 sama dengan panas keluar dari Vaporizer 101
yaitu 484798.7334 kJ/jam.
b. Panas masuk pada aliran 6
Panas masuk pada aliran 6 sama dengan panas keluar dari Heater 101
yaitu 1448176.147 kJ/jam.
c. Panas keluar pada aliran 7
T in = (273.15+240oC) = 513.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Iron Molybdenum
oxide
Tabel B.9 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 7
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 7
(kJ/jam)
CH3OH 0.431569753 10220.03597 4410.658402
O2 25.30772985 5975.158224 151217.6901
HCHO 40.16188123 10148.24956 407572.7935
H2O 45.36578351 6799.57522 308468.0574
N2 180.39159 5800.479015 1046357.632
CO 2.563524334 5831.053867 14948.04848
Total 294.2220786 1932974.88
d. Menghitung panas reaksi
Reaksi yang terjadi di Reaktor:
CH3OH(g) + ½ O2(g) HCHO(g) + H2O(g)
Reaksi samping :
HCHO(g) + ½ O2(g) CO(g) + H2O(g)
(Mc. Ketta, 1988)
Neraca panas umum di Reaktor:
{
}
{
}
{
}
{
}
{
}
(Pers. 8.2, Fogler., H. Scott, 3rd
Ed)
Diasumsikan steady state maka akumulasi = 0 sehingga,
∑
Karena sangat kecil dibandingkan dengan maka dapat
diabaikan.
Reaktor dioperasikan secara isotermal maka { ∑ } = 0
sehingga,
dimana:
∫
∫
Panas pembentukan standar (∆Ho
Rx 298,15 K)
Data ∆HoRx masing-masing komponen pada keadaan standar
(298,15 K):
ΔHfo CH3OH(g) = -48,08 kcal/mol
ΔHfo O2(g) = 0 kcal/mol
ΔHfo HCHO(g) = -28,29 kcal/mol
ΔHfo H2O(g) = -57,7979 kcal/mol
ΔHfo CO (g) = -26,216 kcal/mol
(Perry, 1997)
∆HoRx 298,15 K = ΔHf
o CH3OH(g) x mol CH3OH(g)
= -20116.672 kj/kmol x 42.72 kmol
= -859492.9698 kj
Total ∆HoRx = ∆Hproduk - ∆Hreaktan
= ΔHfo (HCHO(g)+ H2O(g)+CO(g)) - ΔHf
o (CH3OH(g) +
O2(g))
Tabel B.10 Perhitungan ∆HoRx 298,15 K
Komponen ΔHf
o
(kJ/kmol)
∆Ho
Rx 298,15 K
(kJ)
CH3OH -20116.672 -
859492.9698
O2 0 0
HCHO -11836.536 -
505720.8011
H2O -24179.336 -
1033071.937
CO -10968.7744 -
28118.72009
Total
-
707418.4882
∆H reaktan
Perubahan entalpi reaktan dari 513.15 K ke 298,15 K dapat ditentukan
dengan menggunakan persamaan berikut :
∫
Hasil perhitungan perubahan entalpi reaktan dapat dilihat pada tabel
berikut :
Tabel B.11 Perhitungan ∆Horeaktan
Komponen ∆H
oreaktan
(kJ/kmol)
n (kmol) ∆H reaktan
(kJ)
CH3OH 10220.03597 43.15697532 484232.1031
O2 5975.158224 47.9521948 311681.3019
Total 91.10917011
795913.405
∆H produk
Perubahan entalpi produk dari 298,15 K ke 513.15 K dapat ditentukan
dengan menggunakan persamaan berikut:
∫
Hasil perhitungan perubahan entalpi produk dapat dilihat pada tabel
berikut :
Tabel B.12 Perhitungan ∆Hoproduk
Komponen ∆H
oproduk
(kJ/kmol)
n (kmol) ∆H produk
(kJ)
CH3OH 10220.03597 0.431569753 4410.658402
O2 5975.158224 26.58949201 158876.4219
HCHO 10148.24956 42.72540556 433588.0782
H2O 6799.57522 42.72540556 290514.6089
CO 5831.053867 2.563524334 14948.04848
Total 115.0353972
902337.8159
Sehingga :
∆Hreaksi = (∆HoRx 298,15 K + ∆H
oproduk - ∆H
oreaktan)
= (-707418.4882 + 902337.8159 - 795913.405)
= 600994.0773 kj/jam e. Menghitung kebutuhan air pendingin
Panas yang harus diserap = ∆Hreaksi
Kondisi media pendingin :
Jenis pendingin : Air
T in = (273.15+30oC) = 303.15 K
T out = (273.15+60oC) = 333.15 K (Kern,594)
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Sehingga didapat,
ſCP dT = 2256.67 9 kj/kmol
mol pendingin =
=
= 266.317 kmol/jam
massapendingin = mol pendingin x mr
= 266.317 kmol/jam x 18 kmol/kg
= 4793.72 kg/jam
Menghitung Q pendingin :
∆H pendingin in = n ſCP dT
= 100531.347 kj/jam
∆H pendingin out = n ſCP dT
= 701525.4242 kj/jam
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen
maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:
Tabel B.13 Neraca panas di sekitar Reaktor (RE-201)
Komponen Aliran Input (kJ/jam)
Aliran Generasi
(kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)
∆H3 ∆H6 ∆Hpendingin in ∆Hreaksi ∆H7 ∆Hpendingin out
CH3OH 484232.1031 0 0
600994.0773
4410.658402 0
O2 0 311681.3019 0 151217.6901 0
HCHO 0 0 0 407572.7935 0
H2O 566.6302895 0 0 308468.0574 0
N2 0 1136494.845 0 1046357.632 0
CO 0 0 0 14948.04848 0
air 0
0 100531.347 0 701525.4242
Sub Total 484798.7334 1448176.147
100531.347 600994.0773 1932974.88 701525.4242
1932974.88
Total 2634500.304 2634500.304
4. Neraca panas di sekitar cooler (CO-201)
Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor 201 dari temperatur 240 oC
menjadi 70oC
Gambar B.4 Aliran panas di sekitar cooler
Dimana : ∆H7 = Laju alir panas masuk cooler (kJ/jam)
∆H8 = Laju alir panas keluar cooler (kJ/jam)
∆Hpendingin in = Laju alir panas pendingin masuk (kJ/jam)
∆Hpendingin out = Laju alir panas pendingin keluar (kJ/jam)
a. Panas masuk cooler (aliran 7)
Panas masuk ke dalam cooler 201 adalah panas keluaran reaktor 201.
T bahan = (273.15+240oC) = 513.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.14.Perhitungan ∆H keluar pada aliran 7
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 7
(kJ/jam)
CH3OH 0.431569753 10220.03597 4410.658402
O2 25.30772985 5975.158224 151217.6901
HCHO 40.16188123 10148.24956 407572.7935
H2O 45.36578351 6799.57522 308468.0574
N2 180.39159 5800.479015 1046357.632
CO 2.563524334 5831.053867 14948.04848 Total
294.2220786
1932974.88
b. Panas keluar cooler (aliran 8)
T out = (273.15+70oC) = 343.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.15 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 8
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 8
(kJ/jam)
CH3OH 0.431569753 2091.947151 902.8211158
O2 25.30772985 1330.921526 33682.60243
HCHO 40.16188123 2075.676344 83363.06679
H2O 45.36578351 3385.062502 153566.0127
N2 180.39159 1309.709767 236260.6272
CO 2.563524334 1311.212204 3361.324391
Total 294.2220786
511136.4546
c. Menghitung kebutuhan pendingin
Panas yang harus diserap = ∆H7 - ∆H8
= (1932974,88-511136,4546) kg/jam
= 1421838,43 kg/jam
Kondisi media pendingin :
Jenis pendingin : Air
T in = (273.15+30oC) = 303.15 K
T out = (273.15+45oC) = 323.15 K (Kern,594)
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Sehingga didapat,
ſCP dT = 1881,178293 kj/kmol
mol pendingin =
=
= 755,8233 kmol/jam
massapendingin = mol pendingin x mr
= 755,8233 kmol/jam x 18 kmol/kg
= 13604,81973 kg/jam
Menghitung Q pendingin :
∆H pendingin in = n ſCP dT
= 302869,608 kj/jam ∆H pendingin out = n ſCP dT
= 1707151,436 kj/jam
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing
komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai
berikut:
Tabel B.16. Neraca panas di sekitar Cooler (CO-201)
Komponen Aliran Input (kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)
∆H7 ∆Hpendingin in ∆H8 ∆Hpendingin out
CH3OH 4410.658402 0,000 902.8211158 0,000
O2 151217.6901 33682.60243
HCHO 407572.7935 83363.06679
H2O 308468.0574 153566.0127
N2 1046357.632 236260.6272
CO 14948.04848 3361.324391
Air 0,000 302869,61 0,000 1707151,44
Sub Total 1932974.88 302869,61 511136.4546 1707151,44
Total 2235844,489 2235844,489
5. Neraca panas di sekitar separator (SE-201)
Fungsi : Memisahkan fasa liquid dan fasa gas produk keluaran cooler 201
Gambar B.5 Aliran panas di sekitar separator
Dimana : ∆H8 = Laju alir panas masuk separator (kJ/jam)
∆H9 = Laju alir panas keluar bagian bawah separator (kJ/jam)
∆H10 = Laju alir panas keluar bagian atas separator (kJ/jam)
a. Panas masuk separator (aliran 8)
Panas masuk ke dalam separator 201 adalah panas keluaran cooler
201.
T in = (273.15+70oC) = 343.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.17 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 8
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 8
(kJ/jam)
CH3OH 0.431569753 2091.947151 902.8211158
O2 25.30772985 1330.921526 33682.60243
HCHO 40.16188123 2075.676344 83363.06679
H2O 45.36578351 3385.062502 153566.0127
N2 180.39159 1309.709767 236260.6272
CO 2.563524334 1311.212204 3361.324391
Total 294.2220786
511136.4546
b. Panas keluar cooler (aliran 9)
T out (trial) = (273.15+70oC) = 343.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.18 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 9
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 9
(kJ/jam)
H2O 45.36578351 3385.062502 153566.0127
Total 45.36578351 3385.062502 153566.0127
c. Panas keluar cooler (aliran 10)
T out (trial) = (273.15+70oC) = 343.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.19 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 10
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 10
(kJ/jam)
CH3OH 0.431569753 2091.947151 902.8211158
O2 25.30772985 1330.921526 33682.60243
HCHO 40.16188123 2075.676344 83363.06679
N2 180.39159 1309.709767 236260.6272
CO 2.563524334 1311.212204 3361.324391
Total 248.8562951 357570.4419
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing
komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai
berikut:
Tabel B.20. Neraca panas di sekitar Separator (SE-201)
Komponen
Aliran Input
(kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)
∆H8 ∆H9 ∆H10
CH3OH 902.8211158 0,000
902.8211158
O2 33682.60243 0,000
33682.60243
HCHO 83363.06679 0,000
83363.06679
H2O 153566.0127 153566.0127 0,000
N2 236260.6272 0,000
236260.6272
CO 3361.324391 0,000
3361.324391
Sub Total 511136.4546
153566.0127 357570.4419
Total 511136.4546 511136.4546
6. Neraca panas di sekitar Heater (HE-102)
Fungsi : Memanaskan air umpan untuk pelarut urea pada temperatur 42oC
Gambar B.6 Aliran panas di sekitar Heater
Dimana : ∆H13 = Laju alir panas air masuk (kJ/jam)
∆H14 = Laju alir panas air keluar (kJ/jam)
∆Hsteam in = Laju alir panas steam masuk (kJ/jam)
∆Hsteam out = Laju alir panas steam keluar (kJ/jam)
a. Panas masuk heater (aliran 13)
T bahan = (273.15+30oC) = 303.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.21 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 13
b. Panas keluar heater (aliran 14)
T out = (273.15+84oC) = 357.15 K
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 13
(kJ/jam)
H2O 35.69151374
377.4863816
13473.06038
Total 35.69151374
13473.06038
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.22 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 14
c. Menghitung laju alir massa dan laju alir panas steam
∆Hsteam = ∆H14 - ∆H13
= (45738.60543- 13473.06038) kJ/jam
= 32265.54505 kJ/jam
Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa:
Hl = 1344 kJ/kg
Hv = 2749 kJ/kg
λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg
Maka massa steam:
Panas steam masuk (∆Hsteam in)
∆Hsteam in = Ws x Hv = (22.96480075 kg/jam) . (2749 kJ/kg)
= 63130.23726 kJ/jam Panas steam keluar (∆Hsteam out)
∆Hsteam out = Ws x Hl = (22.96480075 kg/jam). (1344 kJ/kg)
= 30864.69221 kJ/jam
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen
maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 14
(kJ/jam)
H2O 35.69151374
1281.498055
45738.60543
Total 35.69151374
45738.60543
Tabel B.23. Neraca panas di sekitar Heater (HE-102)
Komponen Aliran Input (kJ/jam)
Aliran Output (kJ/jam)
∆H13 ∆Hsteam in ∆H14 ∆Hsteam out
H2O 13473.06038 0,000
45738.60543 0,000
Steam 0,000 63130.23726 0,000 30864.69221
Sub Total 13473.06038 63130.23726 45738.60543 30864.69221
Total 76603.29763 76603.29763
7. Neraca panas di sekitar Mixing Tank (MT-101)
Fungsi : Melarutkan urea ( CO(NH)2 )menggunakan air sebagai umpan reaktor
202
Gambar B.7 Aliran panas di sekitar Mixing Tank
Dimana : ∆H12 = Laju alir panas CO(NH)2 (kJ/jam)
∆H14 = Laju alir panas air (kJ/jam)
∆H15 = Laju alir panas CO(NH)2 solution (kJ/jam)
Neraca Energi di Mixing Tank:
{(∆H12 + ∆H14) – (∆H15) + (∆Hpengenceran) – (0)} = {0}
(∆H12 + ∆H14 + ∆Hpengenceran) – ∆H3 = 0
1) Panas masuk pada aliran 12
T in = (273.15+30oC) = 303.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.24 Perhitungan ∆H masuk pada aliran 12
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 12
(kJ/jam)
CO(NH)2 0.698361818 377.4863816 263.6220758
H2O 28.68705802 343.5612713 9855.762124
Total 29.38541984
10119.3842
2) Panas masuk pada aliran 14
T in = (273.15+84oC) = 357.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.25 Perhitungan ∆H masuk pada aliran 14
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 14
(kJ/jam)
H2O 35.69151374 1281.498055 45738.60543
Total 35.69151374 45738.60543
3) Panas pengenceran
Diketahui : Panas pelarutan CO(NH)2 = 0.32 kkal/kgr.C (Sumber: Perry
ed.8, Tabel 2-182)
Massa CO(NH)2 yang akan dilarutkan sebanyak = 1722.94
kg/jam
Maka panas pengenceran :
∆Hpengenceran = Panas pelarutan CO(NH)2 x massa CO(NH)2 x Temperatur
pelarutan
∆Hpengenceran = (0.32 kkal/kg.C).(1722.94 kg/jam).(70oC)
∆Hpengenceran = (39013.58135 kkal/jam . 4.184 ) = 163232.8244 kj/jam
4) Menghitung panas dan temperatur pada aliran 15
Untuk mendapatkan temperatur keluaran dari Mixing Tank maka perlu
dilakukan perhitungan trial and error dimana ∆Hhitung harus sama dengan
∆H15. Dengan bantuan solver Excel maka didapatkan hasil sebagai berikut:
Neraca energi:
(∆H12 + ∆H14 + ∆Hpengenceran) – ∆H15 = 0
∆H15 = ∆H12 + ∆H14 + ∆Hpengenceran
∆H15 = 219090.18 kJ/jam
T in (trial) = (273.15+84oC) = 357.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.26 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 15
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 12
(kJ/jam)
CO(NH)2 36.38987556 3442.220627 125261.9803
H2O 28.68705802 3270.772264 93828.83372
Total 65.07693358 219090.814
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen
maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:
Tabel B.27 Neraca panas di sekitar Mixing Tank (MT-101)
Komponen Aliran Input (kJ/jam)
Aliran
Generasi
(kJ/jam)
Aliran Output
(kJ/jam)
∆H12 ∆H14 ∆H15
CO(NH)2 263.6220758 0,000 0,000 125261.9803
H2O 9855.762124 45738.60543 0,000 93828.83372
Qpengenceran 0,000 0,000 163232.8244 0,000
Sub Total 10119.3842 45738.60543 163232.8244 219090.814
Total 219090.814 219090.814
8. Neraca panas di sekitar Reaktor (R-202)
Fungsi : Mereaksikan gas HCHO dengan CO(NH)2 solution sehingga akan
terbentuk produk utama berupa urea formaldehid
Gambar B.8 Aliran panas di sekitar Reaktor
Dimana : ∆H11 = Laju alir panas umpan HCHO dari separator 101 (kJ/jam)
∆H16= Laju alir panas umpan CO(NH)2 solution dari
mixing tank 101 (kJ/jam)
∆H17 = Laju alir panas gas buang yang keluar Reaktor 202 (kJ/jam)
∆H18 = Laju alir panas produk yang keluar Reaktor 202 (kJ/jam)
∆Hpendingin in = Laju alir panas air pendingin masuk (kJ/jam)
∆Hpendingin out = Laju alir panas air pendingin keluar (kJ/jam)
a. Panas masuk pada aliran 11
Panas masuk pada aliran 11 sama dengan panas keluar dari bagian atas
separator 101 yaitu 357570.4419 kJ/jam.
b. Panas masuk pada aliran 16
Panas masuk pada aliran 16 sama dengan panas keluar dari mixing tank
101 yaitu 219090.814 kJ/jam.
c. Panas keluar pada aliran 17
T out = (273.15+70oC) = 343.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.28 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 17
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 17
(kJ/jam)
CH3OH 0.431569753 1131.895275 488.4917643
O2 25.30772985 728.0767291 18425.96917
HCHO 1.63295561 1122.476318 1832.954001
CO 2.563524334 718.1914824 1841.101342
N2 180.39159 717.6769064 129462.8782
Total 210.3273695 152051.3945
d. Panas keluar pada aliran 18
T out = (273.15+70oC) = 343.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.29 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 18
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 17
(kJ/jam)
H2O 36.38987556 1858.413618 67627.44028
CO(NH)2 0.860611741 1728.432663 1487.509443
UF1 19.26446281 12775.43342 246111.8619
UF2 6.421487603 12775.43342 82037.28731
UF3 2.140495868 12775.43342 27345.76244
Total 65.07693358 424609.8614
e. Menghitung panas reaksi
Reaksi yang terjadi di Reaktor:
)(22(g)2)(22 NHCONHHOCH 9 OCH 18 )CO(NH 13ll
3(l)2(l)22 OH)NHCON(CH OH)NHCONH(CH 3
(Kirk – Othmer, 1955).
Neraca panas umum di Reaktor:
{
}
{
}
{
}
{
}
{
}
(Pers. 8.2, Fogler., H. Scott, 3rd
Ed)
Diasumsikan steady state maka akumulasi = 0 sehingga,
∑
Karena sangat kecil dibandingkan dengan maka dapat
diabaikan. Reaktor dioperasikan secara isotermal maka { ∑
} = 0 sehingga,
dimana:
∫
∫
Panas pembentukan standar (∆Ho
Rx 298,15 K)
Data ∆HoRx masing-masing komponen pada keadaan standar
(298,15K):
ΔHfo CO(NH2)2 = -26,0045 kcal/mol
ΔHfo CH2O(g) = -26,880 kcal/mol
ΔHfo UF 1 = -62,658 kcal/mol
ΔHfo UF 2 = -99,271 kcal/mol
ΔHfo UF 3 = -137,706 kcal/mol
(Perry, 1997)
∆HoRx 298,15 K = ΔHf
o CO(NH2)2 (g) x mol CO(NH2)2 (g)
= -112465.92 kj/kmol x 27.82 kmol
= -4333191.066 kj
Total ∆HoRx = ∆Hproduk - ∆Hreaktan
= ΔHfo (UF 1+ UF 2 + UF 3) - ΔHf
o (CO(NH2)2+ CH2O)
Tabel B.30 Perhitungan ∆HoRx 298,15 K
Komponen ΔHf
o
(kJ/kmol)
∆Ho
Rx 298,15 K
(kJ)
HCHO -112465.92 -
4333191.066
CO(NH)2 -108802.828 -
3027596.049
UF1 -262161.072 -
5050392.222
UF2 -415349.864 -
2667164.003
UF3 -576161.904 -
1233272.175
Total
-
1590041.284
∆H reaktan
Perubahan entalpi reaktan dari 343.15 K ke 298,15 K dapat ditentukan
dengan menggunakan persamaan berikut :
∫
Hasil perhitungan perubahan entalpi reaktan dapat dilihat pada tabel
berikut :
Tabel B.31 Perhitungan ∆Horeaktan
Komponen ∆H
oreaktan
(kJ/kmol)
n (kmol) ∆H reaktan
(kJ)
HCHO 2075.676344 40.16188123 83363.06679
CO(NH)2 3214.083374 28.68705802 92202.59624
Total 68.84893925
175565.663
∆H produk
Perubahan entalpi produk dari 298,15 K ke 343.15 K dapat ditentukan
dengan menggunakan persamaan berikut:
∫
Hasil perhitungan perubahan entalpi produk dapat dilihat pada tabel
berikut :
Tabel B.32 Perhitungan ∆Hoproduk
Komponen ∆H
oproduk
(kJ/kmol) n (kmol)
∆H produk
(kJ)
HCHO 1122.476318 1.63295561 1832.954001
CO(NH)2 1728.432663 0.860611741 1487.509443
UF1 12775.43342 19.26446281 246111.8619
UF2 12775.43342 6.421487603 82037.28731
UF3 12775.43342 2.140495868 27345.76244
Total 30.32001363
358815.3751
Sehingga :
∆Hreaksi = ∆HoRx 298,15 K + ∆H
oproduk - ∆H
oreaktan
= -1590041.284 + 358815.3751 - 175565.663
= 1406791.572 kj/jam
f. Menghitung kebutuhan pendingin
Panas yang harus diserap = ∆Hreaksi
Kondisi media pendingin :
Jenis pendingin : Air
T in = (273.15+30oC) = 303.15 K
T out = (273.15+60oC) = 333.15 K (Kern,594)
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Sehingga didapat,
ſCP dT = 2256.67 9 kj/kmol
mol pendingin =
=
= 623.389 kmol/jam
massapendingin = mol pendingin x mr
= 623.389 kmol/jam x 18 kmol/kg
= 11221.018 kg/jam
Menghitung Q pendingin :
∆H pendingin in = n ſCP dT
= 235321.207 kj/jam ∆H pendingin out = n ſCP dT
= 1642112.779 kj/jam
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen
maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:
Tabel B.33 Neraca panas di sekitar Reaktor (RE-202)
Komponen Aliran Input (kJ/jam)
Aliran Generasi
(kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)
∆H11 ∆H16 ∆Hpendingin in ∆Hreaksi ∆H17 ∆H18 ∆Hpendingin out
CH3OH 902.8211158 0 0
1406791.572
488.4917643 0 0
O2 33682.60243 0 0 18425.96917 0 0
HCHO 83363.06679 0 0 1832.954001 0 0
CO 3361.324391 0 0 1841.101342 0 0
N2 236260.6272 0 0 129462.8782 0 0
H2O 0 125261.9803 0 67627.44028
CO(NH)2 0 93828.83372 0 1487.509443
UF1 0 0 0 246111.8619
UF2 0 0 0 82037.28731
UF3 0 0 0 0 27345.76244 0
Amonia 0
0 235321.207 0 1642112.779
Sub Total 357570.4419 219090.814
235321.207 1406791.572
152051.3945 424609.8614 1642112.779
576661.2559 576661.2559
Total 2218774.035 2218774.035
9. Neraca panas di sekitar cooler (CO-301)
Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari temperatur 70 oC
menjadi 30oC
Gambar B.9 Aliran panas di sekitar cooler
Dimana : ∆H18 = Laju alir panas keluaran reaktor 202 masuk (kJ/jam)
∆H19 = Laju alir panas keluaran reaktor 202 keluar (kJ/jam)
∆Hpendingin in = Laju alir panas pendingin masuk (kJ/jam)
∆Hpendingin out = Laju alir panas pendingin keluar (kJ/jam)
a. Panas masuk cooler (aliran 18)
Panas masuk ke dalam cooler 301 adalah panas keluaran reaktor 202.
T in = (273.15+70oC) = 343.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.34 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 18
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 18
(kJ/jam)
H2O 36.38987556 1858.413618 67627.44028
CO(NH)2 0.860611741 1728.432663 1487.509443
UF1 19.26446281 12775.43342 246111.8619
UF2 6.421487603 12775.43342 82037.28731
UF3 2.140495868 12775.43342 27345.76244
Total 65.07693358
424609.8614
b. Panas keluar cooler (aliran 19)
T out = (273.15+30oC) = 303.15 K
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.35 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 19
Komponen n (kmol) ſCP dT
(kJ/kmol)
∆H 19
(kJ/jam)
H2O 36.38987556 377.4863816 13736.68245
CO(NH)2 0.860611741 343.5612713 295.6728637
UF1 19.26446281 2439.097255 46987.89835
UF2 6.421487603 2439.097255 15662.63278
UF3 2.140495868 2439.097255 5220.877595
Total 65.07693358
81903.76405
c. Menghitung kebutuhan pendingin
Panas yang harus diserap = ∆H18 - ∆H19
= (424609.8614-81903.76405) kg/jam
= 342706.0974 kg/jam
Kondisi media pendingin :
Jenis pendingin : Air
T in = (273.15+30oC) = 303.15 K
T out = (273.15+45oC) = 323.15 K (Kern,594)
T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K
Sehingga didapat,
ſCP dT = 1505.533 kj/kmol
mol pendingin =
=
= 227.63 kmol/jam
massapendingin = mol pendingin x mr
= 227.63 kmol/jam x 18 kmol/kg
= 4097.35 kg/jam
Menghitung Q pendingin :
∆H pendingin in = n ſCP dT
= 85927.59 kj/jam ∆H pendingin out = n ſCP dT
= 428633.68 kj/jam
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing
komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai
berikut:
Tabel B.36. Neraca panas di sekitar Cooler (CO-301)
Komponen
Aliran Input (kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)
∆H18 ∆Hpendingin in ∆H19 ∆Hpendingin out
H2O 67627.44028 0,000
13736.68245 0,000
CO(NH)2 1487.509443
295.6728637
UF1 246111.8619
46987.89835
UF2 82037.28731
15662.63278
UF3 27345.76244
5220.877595
Amonia 0,000 85927.59 0,000 428633.68
Sub Total 424609.8614 85927.59 81903.76405 428633.68
Total 510537.45 510537.45
LAMPIRAN C
PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN PROSES
1. Tangki Penyimpan Metanol (TP-101)
Fungsi : Menyimpan metanol dalam keadaan cair dengan
kapasitas 232.533,754 m3 selama 7 hari
Tipe Tangki : Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan
Atap (head) berbentuk Torispherical Roof
Bahan : Carbon Steel SA-283 Grade C
Pertimbangan : Mempunyai allowable stress cukup besar
Harganya relatif murah
Tahan terhadap korosi
Kondisi Operasi : Temperatur design : 50 oC
Temperatur fluida : 30 oC
Tekanan : 1 atm
Gambar C.1. Tangki penyimpanan metanol
a. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan
Siang hari, diperkirakan temperatur dinding tangki mencapai 50 oC.
Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk
menjaga temperatur fluida di dalam tangki. Yaitu untuk menghindari adanya
transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Oleh karena temperatur dinding
tangki pada siang hari diperkirakan mencapai 50 oC, dan apabila dinding
tangki tidak dirancang sesuai kondisi tersebut, maka akan terjadi transfer
panas dari dinding tangki ke fluida yang menyebabkan tekanan uap fluida
semakin besar. Semakin tinggi tekanan uap, maka perancangan dinding
tangki akan semakin tebal. Dimana semakin tebal dinding tangki, maka
transfer panas dari dinding ke fluida akan semakin kecil, sehingga dapat
diabaikan.
Berikut adalah perhitungan tekanan fluida pada temperatur 50 oC.
Dengan cara trial tekanan pada temperatur 50 oC, maka diperoleh hasil
sebagai berikut:
Tabel C.1. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki
Komponen kg/jam kmol/jam zf Pi, (Pa) Ki = Pi/P yf = Ki . zf
metanol 1.382,75 43,150 0,998 55.477,684 83,803 83,655
H2O 1,380 0,077 0,002 12.305,487 18,588 0,033
TOTAL 1.384,130 43,227 1,000 83,688
T = 50 oC
P = 0,546 atm
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:
T = 50 oC
P = 1 atm + 0,546 atm
= 1,546 atm
= 22,726 psi
b. Menghitung densitas campuran
Tabel.C.2. Densitas campuran
Komponen Kg/jam wi ρ (kg/m3) wi/ρ
metanol 1.382,75 0,999 763,728 1,31E-03
H2O 1,380 0,001 982,729 1,01E-06
TOTAL 1.384,130 1,000 1,31E-03
liquid =
wi
wi
= 0,00131
1
= 763,898 kg/m3
= 47,688 lb/ft3
c. Menghitung Kapasitas Tangki
Waktu tinggal = 7 hari
Jumlah = 1384,13 kg/jam x 24 jam x 7 hari
= 232.533,754 kg
Volume liquid = liqud
liquid
ρ
m
= 3kg/m 763,898
kg 4 232.533,75
= 304,404 m3
= 10.749,540 ft3
Over Design = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991)
Vtangki = (100/80) x Vliquid
= (100/80) x 304,404 m3
= 380,505 m3
= 13.436,926 ft3
d. Menentukan Rasio Hs/D
Vtangki = Vshell + Vtutup
= ¼ π D2 H + 0,000049 D
3 + ¼ π D
2 sf
Atangki = Ashell + Atutup
= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D
2
Keterangan :
D = diameter tangki, in
sf = straight flange, in (dipilih sf = 3 in)
Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :
D
H s < 2 (Ulrich, 1984)
Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang
paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada
Tabel C.3. berikut.
Tabel C.3. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki
Trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2) Vsilinder , ft
3 Vhead, ft
3 Vsf, ft
3 Vtotal (ft
3)
1 0,50 30,287 15,143 2.932,609 10.904,528 2.352,378 180,020 13.436,926
2 0,60 28,800 17,280 2.912,211 11.251,462 2.022,683 162,780 13.436,926
3 0,70 27,569 19,298 2.907,110 11.513,643 1.774,128 149,156 13.436,926
4 0,72 27,346 19,689 2.907,406 11.558,586 1.731,579 146,761 13.436,926
5 0,73 27,238 19,884 2.907,690 11.580,264 1.711,062 145,600 13.436,926
6 0,74 27,131 20,077 2.908,060 11.601,439 1.691,026 144,461 13.436,926
7 0,80 26,524 21,219 2.911,914 11.718,831 1.580,027 138,068 13.436,926
8 0,90 25,622 23,060 2.923,362 11.883,845 1.424,245 128,837 13.436,926
9 1,00 24,832 24,832 2.939,379 12.019,467 1.296,449 121,010 13.436,926
10 1,10 24,131 26,544 2.958,591 12.132,936 1.189,716 114,273 13.436,926
11 1,20 23,503 28,203 2.980,060 12.229,289 1.099,234 108,403 13.436,926
12 1,30 22,935 29,816 3.003,127 12.312,140 1.021,552 103,234 13.436,926
13 1,40 22,419 31,387 3.027,322 12.384,153 954,132 98,641 13.436,926
14 1,50 21,947 32,920 3.052,301 12.447,333 895,066 94,526 13.436,926
Gambar C.2. Rasio Hs/D Optimum
Terlihat bahwa rasio Hs/D yang memberikan luas tangki yang paling kecil
yaitu 0,7-0,72.
Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7.
D = 27,569 ft
= 330,823 in
= 8,403 m
Dstandar = 28 ft (336 in)
H = 19,298 ft
= 231,576 in
= 5,882 m
Hstandar = 20 ft (240 in)
Cek rasio H/D :
Hs/D = 20/28
= 0,714 memenuhi (0,7-0,72)
2,850.000
2,900.000
2,950.000
3,000.000
3,050.000
3,100.000
3,150.000
3,200.000
0.00 0.50 1.00 1.50 2.00
Rasio H/D Optimum
Luas
, A
H/D
e. Menentukan Jumlah Courses
Lebar plat standar yang digunakan :
L = 72 in (Appendix E, item 1, B & Y)
= 6 ft
Jumlah courses = ft6
ft20
= 3,33 buah = 4 buah
f. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki
Vshell = ¼ π D2 H
= ¼ π (28 ft)2. 20 ft
= 12.308,8 ft3
Vdh = 0,000049 D3
= 0,000049 (28 ft)3
= 1,076 ft3
Vsf = ¼ π D2 sf
= ¼ π.(336 in)2.3
= 265.870,08 in3
= 153,86 ft3
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf
= 12.308,8 + 1,076 + 153,86
= 12.463,736 ft3
= 352,936 m3
Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid
= 12.463,736 – 10.749,54
= 1.714,195 ft3
Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)
= 1.714,195 – (1,076 + 153,86)
= 1.559,26 ft3
Hshell kosong = 2.
.4
D
V kosongshell
= 228
1.559,264
= 2,534 ft
Hliquid = Hshell – Hshell kosong
= 20 ft – 2,534 ft
= 17,466 ft
g. Menenetukan Tekanan desain
Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini karena
tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak titik dari
permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan paling besar
adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung dengan persamaan :
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
Untuk menentukan tekanan hidrostatis, jika densitas fluida lebih kecil dari
densitas air, maka densitas yang digunakan adalah densitas air (Brownell &
Young,1959: 46).
Maka untuk selajutnya digunakan densitas air pada suhu 60 oF:
air = 999,074 kg/m3
= 62,370 lb/ft3
Phidrostatis = 144
Lc
Hg
g
= 144
ft17,4669,81
9,81lb/ft 62,370 3
= 7,565 psi
Poperasi = 22,726 psi
Pabs = 7,565 psi + 22,726 psi
= 30,291 psi
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, vol 6,
hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan desain pada
courses ke-1 (plat paling bawah) adalah:
Pdesain = 1,1 x Pabs
= 1,1 x 30,291 psi = 33,320 psi
Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses :
Tabel C.4. Tekanan Desain Masing-masing Courses
Courses H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolut(psi) Pdesain (psi)
1 20 17,466 7,565 30,291 33,320
2 14 11,466 4,966 27,693 30,462
3 8 5,466 2,368 25,094 27,603
4 2 -0,534 -0,231 22,495 24,745
h. Menentukan Tebal dan Panjang Shell
Tebal Shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
c0,6.P - f.E
.rP t id
s (pers. 13.1 Brownell & Young,1959,hal.254)
cPEf
dPts
)6,0..(2
.
keterangan :
ts = ketebalan dinding shell, in
Pd = tekanan desain, psi
D = diameter tangki, in
f = nilai tegangan material, psi
Carbon Steel SA-283 Grade C
12.650 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:251)
E = efisiensi sambungan = 80% (Tabel 13.2, B & Y, hal 254)
jenis sambungan las (single-welded butt joint without
backing strip, no radiographed)
C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance)
0,25 in/20 th (Timmerhaus, 1991)
Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1:
ts = ))320,336.0(-)0,8 x psi x((12.6502
in336 x psi33,320
+ 0,250 in
= 0,804 in (1,000 in)
Tabel C.5. Ketebalan shell masing-masing courses
Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar (in)
1 20 33,320 0,804 1,000
2 14 30,462 0,757 1,000
3 8 27,603 0,709 1,000
4 2 24,745 0,661 1,000
Panjang Shell
Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :
L =n
weldDo
12.
length) (-π.
(Brownell and Young,1959:55)
keterangan :
L = Panjang shell, in
Do = Diameter luar shell, in
n = Jumlah plat pada keliling shell
weld length = Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan banyak
sambungan pengelasan vertikal yang diizinkan.
= n x butt welding
Menghitung panjang shell (L) pada courses ke-1 :
ts = 1,000 in
Do = Di + 2.ts
= 336 + (2 x 1,000)
= 338,000 in
n = 10 buah
butt welding = 5/32 in (Brownell and Young,1959,hal. 55)
L = 10 x 12
in) (1,563-in) 8 (3,14).(33
= 8,831 in
Tabel C.6. Panjang shell masing-masing courses
Plat ts, (in) do (in) L (in)
1 1,000 338,000 8,831
2 1,000 338,000 8,831
3 1,000 338,000 8,831
4 1,000 338,000 8,831
i. Desain Head (Desain Atap)
Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head.
Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di
dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena
naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk torispherical
flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable pressuse antara 15
psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm) (Brownell and
Young, 1959).
OD
ID
AB
icr
b = tinngi
dish
a
t
r
OA
sf
C
Gambar C.3. Torispherical flanged and dished head.
Menghitung tebal head minimum
Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head
dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959):
w =
icr
rc3
4
1 (Brownell and Young,1959.hal.258)
Diketahui :
rc = 336 in
icr = 20,160 in
s
Maka :
w =
160,20
3363.
4
1
= 1,771 in
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and
Young,1959: 258):
th = C0,2P2fE
.wP.rc
= 25,0)320,332,0()8,0650.122(
771,133633,320
= 1,230 in (dipakai plat standar 1 1/2 in)
Untuk th = 1 1/2 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh:
sf = 1,5 – 4,5 in
Direkomendasikan nilai sf = 3 in
Keterangan :
th = Tebal head (in)
P = Tekanan desain (psi)
rc = Radius knuckle, in
icr = Inside corner radius ( in)
w = stress-intensitication factor
E = Effisiensi pengelasan
C = Faktor korosi (in)
Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87)
b =
2
2
2)(
icr
IDicrrcrc
=
2
2 160,202
336)160,20336(336
= 56,897 in
Tinggi Head (OA)
OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959:87)
OA = 1,5 + 56,897 + 3
= 61,397 in = 5,116 ft
j. Menentukan Tinggi Total Tangki
Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:
Htotal = Hshell + Hhead
= 240 + 61,397 in
= 301,397 in = 25,116 ft
k. Desain Lantai
Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi,
maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in. Tegangan
yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar
diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak
(Brownell and Young, 1959).
Tegangan kerja pada bottom :
Compressive stress yang dihasilkan oleh metanol
S1 = 2
41
iD
w
(Brownell and Young,1959:156)
Keterangan :
S1 = Compressive stress (psi)
w = Jumlah metanol (lbm)
Di = Diameter dalam shell (in)
= konstanta (= 3,14)
S1 = 2)in 336)(14,3(
41
lb853,651.512
= 5,785 psi
Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell
S2 144
ρX s (Brownell and Young,1959:156)
Keterangan :
S2 = Compressive stress (psi)
X = Tinggi tangki
s = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel
= konstanta (= 3,14)
S2 = 144
490 25,116
= 85,465 psi
Tegangan total yang bekerja pada lantai :
St = S1 + S2
= 5,785 psi + 85,465 psi
= 91,249 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E)
91,249 psi < (12.650 psi) x (0,75)
91,249 psi < 9.487,5000 psi (memenuhi)
Tabel. C.7. Spesifikasi Tangki Penyimpanan Metanol (TP-101)
Alat Tangki Penyimpanan metanol
Kode TP-101
Fungsi Menyimpan metanol dengan kapasitas
232.533,754 kg selama 7 hari
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.
Kapasitas 352,936 m3
Dimensi Diameter shell (D) = 28 ft
Tinggi shell (Hs) = 20 ft
Tebal shell (ts) = 1 in
Tinggi atap = 5,116 ft
Tebal head = 1 1/2 in
Tinggi total = 25,116 ft
Tekanan Desain 33,320 psi
Bahan
Jumlah
Carbon Steel SA-283 Grade C
1 Buah
2. Pompa (PP-101)
Fungsi : Mengalirkan metanol dari Tangki Penyimpanan (TP-101)
menuju Vaporizer (VP-101)
Tipe Pompa : Centrifugal pump
Bahan konstruksi : Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Alasan Pemilihan
Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi
Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah
Kecepatan putarannya stabil
Tidak memerlukan area yang luas
T1
P1
z1
FV
1
2
T2
P2
z2
FV
Gambar C.4. Skema Aliran pada Pompa
Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain :
Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa
Friksi pada pipa lurus
Friksi pada elbow
Friksi karena ekspansi
Friksi pada valve
Asumsi :
Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap
Fluida incompressible
Data-data perhitungan :
feed = 763,898 kg/m3
feed = 0,5534 cp = 0,0006 kg/m.s
Suction : Discharge :
T1 = 30 oC T2 = 30
oC
P1 = 1 atm P2 = 1 atm
GV = 1384,129489 kg/jam GV = 1384,129489 kg/jam
a. Menghitung Debit Cairan
Diambil over design = 10%
FV design = 1,1 x 1384,129489 kg/jam
= 1522,5424 kg/jam
= 0,4229 kg/detik
GvQ
763,898
91384,12948
= 1,8119 m3/jam = 7,9786 gal/min
b. Menghitung Diameter Pipa
Diameter pipa optimum untuk material stainless steel dihitung dengan
persamaan (Coulson, 1983, pers. 5.14):
Dopt = 226 × G0,5
× -0,35
Keterangan :
Dopt = Diameter pipa optimum (mm)
G = Laju alir massa (kg/s)
= Densitas larutan (kg/m3)
Dopt = 226 × (0,4229 kg/s)0,5
× (763,898 kg/m3)-0,35
= 14,3939 mm
= 0,5667 in
Dari Tabel 13 App. D Peters and Timmerhaus, 1980, diperoleh
ukuran comersial pipe :
Tabel C.8. Ukuran Comersial Pipe
c. Menentukan Bilangan Reynold (NRe)
Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan (Geankoplis,
1993, pers.4.5-5) :
NRe = μ
x ID x ρ v
Keterangan :
NRe = Bilangan Reynold
Karakteristik In M
NPS ¾ 0,0191
Sch. 40,0000
ID 0,8420 0,0214
OD 1,0500 0,0267
A 0,5570 0,0004
= Densitas larutan (kg/m3)
ID = Diameter dalam pipa (m)
v = Kecepatan aliran (m/s)
= Viskositas larutan (kg/m.s)
Dimana : Kecepatan aliran,2
tan4
D
Qv
gki
= ) (0,0214 3,14
0,0005 42
= 1,4018 m/det
NRe =
skg/m. 0,0006
m 0,0214m/s 1,4018kg/m 763,898 3
= 41379,9182 (turbulent, NRe > 4000)
d. Menghitung Panjang Equivalent
Faktor koreksi, = 1
Diameter pipa = 0,8420 in = 0,0214 m
Roughness, ε = 0,000046 (untuk pipa comercial steel)
ε /D = 0,0022
Dari gambar. 2.10-3, Geankoplis, 1993, diperoleh f = 0,0070
Untuk panjang equivalent, dari gambar 127 Brown, 1950, diperoleh :
Tabel C.9. Panjang equivalent
Komponen Jumlah Le (Feet) Le (m) Total
Pipa lurus 1,0000 98,4240 30,000 30,000
Standard elbow 3,000 4,5000 1,3716 4,1149
Globe valve 1,0000 40,0000 12,1921 12,1921
Gate valve fully open 1,0000 1,0000 0,3048 0,3048
Total Panjang Equivalent 46,6118
e. Menghitung Friction loss
a. Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa.
hc =
2
1
2155,0
A
A
2
2V=
2
2VK c
Keterangan :
hc = friction loss
V = kecepatan pada bagian downstream
= faktor koreksi, aliran turbulen =1
A2 = luas penampang yang lebih kecil
A1 = luas penampang yang lebih besar
A2/A1 = 0
Kc = 0,55000
hc = 2
2VKc (Pers.2.10-16, Geankoplis, 1993)
= 12
) (1,40180,55
2
= 0,5404 J/kg
b. Friksi pada pipa lurus
NRe = 41379,9182
/ID = 0,0022
f = 0,0070 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
Ff = 2
42V
ID
Lf
= 1) (2 ) 0,0214(
(1,4018) ) (46,61180,007 x 4
2
= 59,9555 J/kg
c. Friksi pada sambungan (elbow)
Jumlah elbow = 3
Kf = 0,75000 (tabel 2.10-1, Geankoplis)
hf =
2
2VK f =
1) (2
(1,4018) 0,75 3
2
= 2,2106 J/kg
d. Friksi karena ekspansi
Kex =
2
2
1155,0
A
A
A2 = luas penampang yang lebih kecil
A1 = luas penampang yang lebih besar
A2/A1 = 0
Kex = 0,55
he = 2
2VKex =
)12(
(1,4018) 0,55
2
= 0,5404 J/kg
e. Friksi pada valve
Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5 (tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)
Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17 (tabel 2.10-15, Geankoplis, 1983)
hf =
2
2VK f
= )12(
(1,4018) 0,17)) (1 9,5) ((1
2
= 9,5005 J/kg
Total friksi, ΣF = hC + Ff + hf, elbow + he + hf, valve
= 0,5404 + 59,9555 + 2,2106 + 0,5404 + 9,5005
= 72,7473 J/kg
f. Menghitung tenaga pompa yang digunakan
Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan Bernaulli
(pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983) :
-Ws.η =
Fpp
ZZgVV
12
12
2
1
2
2
2
= 72,7473 101,325-101,3250,38,912
0 1,4018 22
= 102,1653 J/kg
-Wp =
J/kg 102,1653
Dimana η = 29 % dari Gambar.3.3-2, Geankoplis, 1983 Hal: 146, maka :
-WP = 29,0
102,1653 = 352,2942 J/kg
Power, P = G. -WP
= 0,4229 kg/s . 352,2942 J/kg
= 148,99 J/s = 0,149 kW
= 0,1998 hp
Jadi digunakan pompa dengan daya 0,5 hp.
Menghitung NPSH
Cek Kavitasi:
Pv = 0,0263 atm
NPSH (Net Positive Suction Head) available :
suctionsuctionV FH
g
PPNPSH
1A
NPSH A = 13,1654 m
NPSH (Net Positive Suction Head) Required :
Dari gambar 7.2 b Walas :
CQ = 0,035
S = 7900 (single suction)
Putaran spesifik pompa, n = 3.500 rpm (Fig. 5.6 Coulson, 1983)
Q = 7,9786 gal/min
NPSH required =
3/45,0
S
Qn (pers. 7.15 Walas, 1988)
= 1,3486 ft = 0,4110 m
Kalau (NPSH)r lebih kecil maka pompa dibawah sehingga suction mengalami
tekanan lebih besar.
Diperoleh : (NPSH)available > (NPSH)required
Pompa aman dari kavitasi.
Tabel C.10. Spesifikasi Pompa (PP-101)
Alat Feed Pump
Fungsi Mengalirkan metanol dari TP-101 menuju ke
VP-101
Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage
Bahan Konstruksi Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Kapasitas 7,9786 gpm
Efisiensi Pompa 29 %
Dimensi NPS = 0,75 in
Sch = 40 in
Power motor 0,5 hp
NPSH 0,4110 m
Jumlah 1 buah
3. Vaporizer (VP – 201)
Fungsi : Menguapkan dan memanaskan campuran CH3OH fasa liquid
menjadi fasa uap
Kode : VP-201
Bentuk : silinder, alas ellipsoidal, dan tutup ellipsoidal
Bahan konstruksi : Carbon steel, SA-283 Grade C
Kondisi operasi : P = 1 atm ; T = 240 C
Gambar :
Gambar C.5. Long Tube Vertical Vaporizer
1. Komposisi Input VP – 201
CH3OH = 1382,7 kg/jam
H2O = 1,38 kg/jam
Total = 1384,13 kg/jam
Pada komposisi input, umpan berada dalam fase cair.
2. Komposisi output VP – 201
CH3OH = 1382,7 kg/jam
H2O = 1,38 kg/jam
Total = 1384,13 kg/jam
Pada komposisi output, metanol dan air berada dalam fase uap.
Tabel C.11. Neraca Massa di Vaporizer (VP – 201)
KOMPONEN Input (Kg/jam) Output (Kg/jam)
Aliran 1 Aliran 2
CH3OH 1382,75 1382,75
H2O 1,38 1,38
Total 1384,13 1384,13
Dari perhitungan neraca panas
Panas Aliran Umpan Masuk (aliran 1)
Qumpan = m 363,15
298,15
dTCp
Tref = 298,15 K
T = 303,15 K
Tabel C.12. Panas aliran masuk Vaporizer (VP-201)
Komponen kg/jam ſCP dT
(kJ/kmol) ∆H 1 (kJ/jam)
CH3OH 1382,75 400.7148235 17293.63975
H2O 1,38 377.4863816 28.92455339
Total 1384,13
17322.5643
Panas Aliran Keluar
Panas aliran liquid keluar (aliran 2)
Qproduk = m 513,15
298,15
dTCp
Tref = 298,15 K
T = 513,15 K
Tabel C.13. Panas aliran keluar Vaporizer (VP-201)
Kebutuhan steam
∆Hsteam = ∆H1 - ∆H2
= 484798.7334 - 17322.5643
= 467476.1691 kJ/jam
Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa:
Hl = 1344 kJ/kg
Hv = 2749 kJ/kg
λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg
Maka massa steam:
Panas steam masuk (∆Hsteam in)
∆Hsteam in = Ws x Hv = (332.723252 kg/jam) . (2749 kJ/kg)
Komponen kg/jam ſCP dT
(kJ/kmol) ∆H 2 (kJ/jam)
CH3OH 1382,75 11220.25118 484232.1031
H2O 1,38 7394.93588 566.6302895
Total 1384,13
484798.7334
= 914656.2198 kJ/jam
Panas steam keluar (∆Hsteam out)
∆Hsteam out = Ws x Hl = (332.723252 kg/jam) . (1344 kJ/kg)
= 447180.0507 kJ/jam
Tabel C.14. Neraca Energi Vaporizer
Komponen Aliran Input (kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)
∆H1 ∆Hsteam in ∆H2 ∆Hsteam out
CH3OH 17293.63975 0,000
484232.1031 0,000
H2O 28.92455339
566.6302895
Steam 0,000 914656.2198 0,000 447180.0507
Sub Total 17322.5643 914656.2198 484798.7334 447180.0507
Total 931978.7841 931978.7841
Pemilihan tube
Untuk Vaporizer jenis standard vertical tube, koefisien transfer panas UD
= 200 – 700 Btu/hr.ft2.oF
Dipilih :
UD = 350 Btu/hr.ft2.oF
Fluida panas (shell)
Tin = 300 oC
Tout = 300 oC
W = 332,72 kg/jam
= 733,52 lb/jam
Fluida dingin (tube)
tin = 30 oC
tout = 240 oC
W = 1384,13 kg/jam
= 3051,5 lb/jam
Menghitung ∆TLMTD
∆TLMTD =
)(
)(
)()(
12
21
1221
tT
tTLn
tTtT
= 251,3158 oF
Pemanasan dari suhu umpan ke titik didihnya 64,7 °C jumlah panas yang
harus disuplai atau yang dibutuhkan oleh fluida dingin adalah
= 467476,1691 kJ/jam.
Q = 467476,1691 kj/jam
= 443080,1747 Btu/jam
Luas perpindahan panas :
A = TU
Q
D .
= 5,0372 ft2
Menentukan dimensi tube :
Vertical tube vaporizer :
OD = 0,75 in
L = 10 ft (4-10 ft) (Minton, 1986, Hal 78)
Dipilih tube : Table 10. Kern 1965
OD = 0,75 in (0,0625 ft)
BWG = 16
ID = 0,62 in (0,0517 ft)
Surface per lin ft a" = 0,1963 ft
Flow area per tube (at’) = 0,3020 in2
Menghitung jumlah tube (Nt)
Nt = L.a"
A
= 10.0,1963
5,0372
= 2,56 tube = 3 tube
Koreksi UD
A = Nt.L.a”
= 3 x 10 x 0,1963
= 5,889 ft2
UD = TA
Q
.
= 251,3158889,5
7443080,174
= 299,3775 Btu/hr.ft2.oF
Pemilihan pitch (Pt)
Dari Fig. 8-69 Ludwig Vol.II :
OD/Pt = 0,2-0,5
Dipilih:
OD/Pt = 0,25
Sehingga:
Pt = 0,75/0,25
= 3 in
Cross sectional area tube bundle A’
Tiap Tube memerlukan 2 x luas PQR
Luas
P Q
R
PT
t
Gambar C.6. Cross sectional area tube bundle
PQR = ½ alas. tinggi
= ½ Pt.t
t = Pt sin(60)
Luas PQR = ½ 2
tP . Sin (60)
= ½ (3)2.sin (60)
= 3,8971 in2
= 0,0271 ft2
A’ = Nt . 2 luas PQR
= 3 x 2 x 0,0271
= 0,1626 ft2
Diameter bundle :
Dbl =
'.4 A
= 0,46 ft
Diameter down take :
Dari Mc.Cabe and Smith
Ddt = 0,2-0,4 Dbl
Dipilih :
Ddt = 0,4 Dbl
= 0,6964 ft
Volume tube total :
Vt = ¼ . π (ODt)2. L. Nt
= ¼ . 3,14 .(0,0625)2. 10. 3
= 0,092 ft3
Perhitungan diameter vaporizer
Jumlah umpan = 1384,13 kg/jam
= 3051,5 lb/jam
ρav = 121,91 lb/ft3
Vcairan = 3051,5 / 121,91
= 25,03 ft3
Cairan akan menempati tube dan tutup bawah
Volume vaporizer bawah :
Vbawah = Vcairan + Vt
= 25,03 + 0,092
= 25,122 ft3
Dipilih vaporizer long tube dengan D : H = 1 :1
Vbawah = ¼ π D2 + π/24 D
3
25,122 = ¼ π D3 + π/24 D
3
D = 4,5718 ft = 48 in
= 1.2192 m < 4 m, memenuhi (Tabel 4-7 Ulrich, 1984)
H = 4,5718 ft
= 1.2192 m
Jadi tinggi cairan dalam vaporizer, yaitu 4,5718 ft dan diameter vaporizer,
yaitu 4,5718 ft
Ruang uap
Cairan teruapkan = 1384,13 kg/jam
= 3051,5 lb/jam
Volume spesifik = 42,62 ft3/lb
Volumetrik uap = 3051,5 x 42,62
= 130.054,93 ft3/jam
= 36,126 ft3/s
Waktu tinggal diambil = 10 menit (Geankoplis, 1995)
Volume uap = 36,126 x 10
= 361,26 ft3
Uap akan menempati shell dan tutup bagian atas.
Volume uap = ¼ π D2 H + π/24 D
3
361,26 = ¼ π (4,5718)2.Hv + π/24 (4,5718)
3
Hv = 21,2562 ft
= 6,4 m
Tinggi vaporizer
HVP = HL + Hv
= 4,5718 + 21,2562
= 25,828 ft
= 7,62 m < 12 m (Tabel 4-7 Ulrich, 1984)
Cek geometri
Nilai (Hl + Hv) / D antara 3 – 6. (Evans, 1974, hal 155)
D
HH vL = 32,179 /3,389
= 5,649 (memenuhi)
Menghitung tekanan desain
Poperasi = 20,574 psi
Pdesain = 1,5.Poerasi (Megyesy, hal 16)
= 30,86 psi
Menghitung tebal shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
Ketebalan shell minimum:
ts = CpEf
dp
d
id ).6,0.(2
.
keterangan :
ts = ketebalan minimum dinding shell, in
pd = tekanan desain, psi
di = diameter shell bagian dalam , in
f = nilai tegangan material, psi
digunakan material stainless steel SA 167 Grade 11 type 316
(18,750 psi).
(App.D.Item 4. Brownell and Young, 1959, Hal 342)
E = efisiensi sambungan (single-welded butt joint with backing strip,
no radiographed ) = 0,85
(Tabel 13.2 Brownell and Young,1959,Hal 254).
C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance) = 0,25 in/20 tahun
ts = in0,25psi) 86,03x0,60,85xpsi(18.7502.
in 70,7687xpsi 30,86
= 0,31 in (digunakan plat standar 0,3125 in)
Tabel C.15. Spesifikasi Vaporizer (VP-201)
Fungsi Menguapkan dan memanaskan metanol
sebagai umpan masuk Reaktor
Kode Alat VP-201
Tipe silinder, alas ellipsoidal, dan tutup ellipsoidal
Volume 25,03 ft3
Bahan konstruksi Carbon steel, SA-283 Grade C
Diameter vaporizer 1,8605 4,571 4,5718 ft
Tinggi vaporizer 2,7908 mjhi 4,5718 ft
OD tube 1/4 in
Jumlah pipa pemanas 3 buah
Jumlah 1 Unit
4. Blower (BL-103)
Fungsi : Mengalirkan bahan baku gas Metanol dari vaporizer ke Reaktor
(RE-201)
Tipe : Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Pemilihan :
Cocok untuk mengalirkan gas dan udara (Perry’s : 10-45)
Harganya lebih murah (Tabel 4-9, Ulrich : 120)
Efisiensinya tinggi (Banchero : 112)
Gambar C.7. Blower
Jumlah udara masuk (GG) = 1384,1295 jam
kg
a. Menentukan densitas (ρ)
Densitas gas methanol adalah 421,9073 kg/m3
b. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU)
QU digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, fig 14-50 : 531)
G
U
GQ
=
39073,421
jam
kg 1384,1295
m
kg = 3,2806
jam
m3
c. Menentukan daya blower (P)
hp = 1,57 x 10-4
Q.P
Keterangan :
Q : Laju alir (ft3/menit)
P : Tekanan (inH2O)
Konversi :
1 ft3 = 0.02831685 m
3
1 atm = 406,79 inH2O
hp = 1,57 x 10-4
x 1,930916 ft3/menit x 569,51 inH2O
hp = 0,1726 hp
Nilai efisiensi diambil 80%, maka daya aktual blower adalah:
Paktual =
teoritisP
= 8,0
0,1726 = 0,2158 hp
Daya standar 1 hp.
Tabel C.16. Spesifikasi Blower (BL– 103)
Fungsi Mengalirkan bahan baku gas Metanol dari
vaporizer ke Reaktor (RE-201)
Kode Alat BL – 103
Tipe Centrifugal Multiblade Backward Curved
Blower
Power Motor 1 Hp
5. Blower (BL-101)
Fungsi : Mengalirkan bahan baku udara dari lingkungan ke heater
(HE-101)
Tipe : Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Pemilihan :
Cocok untuk mengalirkan udara (Perry’s : 10-45)
Harganya lebih murah (Tabel 4-9, Ulrich : 120)
Efisiensinya tinggi (Banchero : 112)
Gambar C.8. Blower
Jumlah udara masuk (GG) = 6587,2387 jam
kg
d. Menentukan densitas (ρ)
Densitas klorin adalah 1,3964 kg/m3
e. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU)
QU digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, fig 14-50 : 531)
G
U
GQ
=
33964,1
jam
kg 6587,2387
m
kg = 4717,2430
jam
m3
f. Menentukan daya blower (P)
hp = 1,57 x 10-4
Q.P
Keterangan :
Q : Laju alir (ft3/menit)
P : Tekanan (inH2O)
Konversi :
1 ft3 = 0.02831685 m
3
1 atm = 406,79 inH2O
hp = 1,57 x 10-4
x 2776,46408 ft3/menit x 406,79 inH2O
hp = 177,3217 hp
Nilai efisiensi diambil 80%, maka daya aktual blower adalah:
Paktual =
teoritisP
= 8,0
177,3217 = 221,6522 hp
Daya standar 225 hp.
Tabel C.17. Spesifikasi Blower (BL– 101)
Fungsi Mengalirkan bahan baku udara dari lingkungan
ke heater (HE-101)
Kode Alat BL – 101
Tipe Centrifugal Multiblade Backward Curved
Blower
Power Motor 225 Hp
6. Heater (HE-101)
Jenis : Double Pipe Heat Exchanger
Fungsi : Menaikkan temperatur udara dari 30 oC menjadi 240
oC
Pemilihan : Sesuai untuk HE dengan luas perpindahan panas kurang 200 ft2
Gland Gland
Gland
Return
Bend
Return
Head
Tee
Gambar C.9. Double Pipe Heat Exchanger (Kern, 1965, Hal.102)
Data perhitungan :
Fluida panas : Steam
Laju alir, W = 1007,04 kg/jam = 2220,12 lb/jam
T masuk, T1 = 300 oC = 572
oF
T keluar, T2 = 300 oC = 572
oF
Fluida dingin : Udara
Laju alir, w = 6587,238 kg/jam = 14522,22 lb/jam
T masuk, t1 = 30 oC = 86
oF
T keluar, t2 = 240 oC = 464
oF
a. Neraca panas
Beban panas, Q = 1414892,398 kJ/jam = 1341053,966 Btu/jam
b. Menghitung ∆TLMTD
Driving force dari proses perpindahan panas adalah perbedaan temperatur
antara fluida panas (hot fluid) dengan fluida dingin (cold fluid). Perbedaan
temperatur yang terjadi di setiap titik di sepanjang heat exchanger
ditunjukkan melalui nilai ∆TLMTD (Log Mean Temperature Difference).
Karena nilai ∆TLMTD pada jenis aliran countercurrent lebih besar daripada
jenis aliran paralel maka luas area perpindahan panas (surface area) yang
dibutuhkan akan lebih kecil sehingga dipilih jenis aliran countercurrent
(Kern, 1965, Hal: 90).
Tabel C.18. Temperatur aliran panas dan dingin
Hot fluid Cold fluid Differences
572 Higher temp. (F) 464 108 ∆t2
572 Lower temp. (F) 86 486 ∆t1
0 Differences (F) 378 378 (∆t2 - ∆t1)
(T1 - T2) (t2 - t1) (T1- t1)
AH-301
T1 T2
t1t2
Gambar C.10. Aliran countercurrent pada heat exchanger
LMTD =
12
21
1221
tT
tTln
tTtT
(Pers. 5.14, Kern
1965)
= 251,316 oF
c. Menghitung Temperatur Kalorik, Tc dan tc
Tavg = 2
TT 21
= 2
572572
= 572 oF
tavg = 2
tt 21
= 2
46486
= 275 oF
Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida
Annulus :
Pada T = 572 oF
µ = 0,013 cp (Fig.15, Kern 1965)
Pipa :
Pada t = 86 oF
µ = 0,018 cp (Fig.15, Kern 1965)
Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cp (Kern, 1965, Hal:
111), maka:
Tc = Tavg
tc = tavg
d. Pemilihan Jenis Alat Perpindahan Panas
Hot fluid = steam di annulus
Cold fluid = udara di pipa
Dari Tabel 8 (Kern, 1965) range Ud = 5 - 50 Btu/hr.ft2 °F dan dipilh Ud
= 15 Btu/hr.ft2.°F.
Area perpindahan panas (surface area) :
A = Δt.U
Q
D
= 318,25115
61341053,96
= 182,78 ft2
Karena A < 200 ft2, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran
standar yang digunakan (Kern, 1965, Hal: 103):
Tabel C.19. Spesifikasi double pipe yang digunakan (Kern, Tabel 6.2 dan
11)
Annulus : Pipa :
IPS = 4 In IPS = 3 in
Sch. No = 40 Sch. No = 40
OD = 4,5 In OD = 3,5 in
ID = 4,026 In ID = 3,068 in
a'' = 1,178 ft2/ft a'' = 0,917 ft
2/ft
e. Menghitung Flow Area (a)
Annulus :
D2 = 4,026/12
= 0,336 ft
D1 = 45/12
= 0,292 ft
aa = 4
)DD(2
1
2
2 (Pers.6.3 Kern, 1965)
= 0,0216 ft2
Diameter equivalent, De :
De = 1
2
1
2
2
D
)DD( (Pers.6.3 Kern, 1965)
= 0,094 ft
Pipa :
D = 3,068/12
= 0,256 ft
ap = 4
D2
= 0,051 ft2
f. Menghitung Mass Velocity (G)
Annulus :
Ga = aa
W
= 022,0
2220,12
= 3.378,368 lb/hr.ft2
Pipa :
Gp = pa
w
= 0,051
14522,22
= 93.426,730 lb/hr.ft2
g. Menghitung Bilangan Reynold (Re)
Annulus :
Tavg = 572 oF
µ = 0,013 cp × 2,42 (Kern, Fig. 15)
= 0,0314 lb/jam ft
Rea = De.Ga/µ (Pers. 7.3)
= 10.125,360
Pipa :
Pada tavg = 275 oF
µ = 0,019 cp × 2,42 (Kern, Fig. 15)
= 0,046 lb/jam ft
D = 3,068/12 = 0,256 ft (Kern, Tabel 10)
Rep = D.Gp/µ (Pers. 3.6)
= 519.682,194
h. Menentukan JH (Heat Transfer Factor)
Pipa :
Nilai JH untuk annulus didapat dari Figure 24, Kern 1965 :
JH = 930
i. Menentukan Termal Function
Pipa :
Pada Tavg = 275 oF
k = 0,0156 Btu/jam ft2 (F/ft) [Kern, Tabel 5]
c = 0,25 Btu/lb.F [Kern, Fig. 4]
= 0,902
j. Menghitung Outside Film Coefficient (ho) dan Inside Film Coefficient
(hi)
Annulus:
ho = 1.500 Btu/hr.ft2.oF [Kern, Hal: 164]
Pipa:
p
ih =
31
e k
μ c
D
kJ
H [Pers. 6.15]
31
k
μ.c
= 51,36 Btu/hr.ft2.oF
(
)
= 58,59 Btu/hr.ft2.oF
k. Menghitung Pipe Wall Temperature (tw)
)t(Thh
htt aa
oio
o
cw
= 343,284 oF
l. Menghitung Inside Film Coefficient (hio) pada tw (tw = 243,284 oF)
Pipa:
µw = 0,022 cp × 2,42 [Kern, Fig. 15]
= 0,053 lb/hr.ft
Φp = (µ/µw)0,14
= 0,929
hio = (hio/фp)фp [Pers. 6.36]
= 54,43 Btu/hr.ft2.oF
m. Menghitung Clean Overall Coefficient (UC)
UC =oio
oio
hh
h h
[Pers. 6.38]
= 52,52 Btu/jam.ft2.oF
n. Menghitung Design Overall Coefficient (UD)
Rd = 0,002 hr.ft2.oF/Btu (Kern, Tabel 8)
DU
1= Rd
Uc
1
= 002,052,52
1
= 0,021
UD = 47,53 Btu/hr.ft2.oF
o. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Panas Yang Dibutuhkan
A = t.U
Q
D
= 316,25153,47
61341053,96
= 57,68 ft2
a” = 0,917 ft2/ft (Kern, Tabel 11)
Panjang pipa :
L = a"
A
= 62,90 ft linier
Panjang hairpin = 12, 15, 20 ft (Kern, Hal: 103)
Diambil Lh = 20 ft
Hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2) , maka jumlah hairpin yang diperlukan :
Hairpin = h2.L
L
= 022
62,90
= 1,57
= 2 buah
Koreksi panjang pipa:
Lkor = 2.Lh x hairpin
= 2 x 20 x 2
= 80 ft linier
p. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Yang Tersedia
Sebenarnya
A = Lkor x a”
= 80 x 0,917
= 73,36 ft2
q. Menghitung Actual Design Overall Coefficient (UDaktual)
UDaktual = tA.
Q
= 31,25136,73
61341053,96
= 37,37 Btu/hr.ft2.oF
r. Menghitung Dirt Factor (Rd)
Rd = dc
dc
UU
UU
= 37,3752,52
37,3752,52
= 0,0077 hr.ft2.oF/ Btu
Rd yang diperlukan = 0,002 hr.ft2.oF/Btu (Kern, Tabel 12)
Rdhitung > Rddiperlukan (memenuhi)
s. Menghitung Pressure Drops (ΔP)
Annulus :
De’ = D2 – D1
= 0,336 – 0,292
= 0,044 ft
Rea’ = μ
'.GDe aa
= 0,0314
368,378.3044,0
= 3.221,840
(
) (Kern, Pers. 3.47b)
Densitas steam :
ρ = 0,03518 lb/ft3 (Appendix A.2-12, Geankoplis)
Fa = De'ρg2
LGaf42
2
(Pers.6.14 Kern, 1965)
= 044,00,0351810.18,42
80)368,378.3(012,0428
2
= 996,620 ft
Va = 3600
Ga
= 360003518,0
368,378.3
= 26,68 ft/s
iΔF =
g2
Vx2
2
=
2,322
68,262
2
= 22,098 ft
Untuk kondensasi steam di annulus :
Pa =
144
ρΔFiΔFa
2
1
=
144
03518,0098,22620,996
2
1 x
= 0,124 psi
ΔPa untuk steam < 1 psi (memenuhi)
Pipa :
Rep = 10.125,360
(
) (Kern, Pers. 3.47b)
ρ = 0,0662 lb/ft3 (Appendix A.3-3, Geankoplis)
Fp = Dg2
LGf42
2
= 256,00662,010.18,42
80)730,426.93(0089,0428
2
= 1.785,412 ft
Pp = 144
Fp
= 144
0662,0412,785.1
= 0,821 psi
ΔPp untuk udara < 2 psi (memenuhi)
Tabel C.20. Spesifikasi HE–101
Alat Heater
Kode HE-101
Fungsi Menaikan temperatur udara dari 30 oC menjadi 240
oC sebagai udara umpan reactor (RE-201)
Bentuk Double Pipe Heat Exchanger
Dimensi pipa Annulus:
IPS = 4 in
Sch. No. 40
OD = 4,5 in
ID = 4,026 in
Inner pipe:
IPS = 3 in
Sch. No. 40
OD = 3,5 in
ID = 3,068 in
Jumlah hairpin = 2 buah
Panjang 1 pipa = 20 ft
∆P, annulus = 0,124 psi
∆P, inner pipe = 0,821 psi
7. BLOWER (BL-102)
Fungsi : Mengalirkan bahan baku udara dari heater (HE-201) ke Reaktor
(RE-101)
Tipe : Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Pemilihan :
Cocok untuk mengalirkan udara (Perry’s : 10-45)
Harganya lebih murah (Tabel 4-9, Ulrich : 120)
Efisiensinya tinggi (Banchero : 112)
Gambar C.11. Blower
Jumlah udara masuk (GG) = 6587,2387 jam
kg
g. Menentukan densitas (ρ)
Densitas udara adalah 1,3964 kg/m3
h. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU)
QU digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, fig 14-50 : 531)
G
U
GQ
=
33964,1
jam
kg 6587,2387
m
kg = 4717,2430
jam
m3
i. Menentukan daya blower (P)
hp = 1,57 x 10-4
Q.P
Keterangan :
Q : Laju alir (ft3/menit)
P : Tekanan (inH2O)
Konversi :
1 ft3 = 0.02831685 m
3
1 atm = 406,79 inH2O
hp = 1,57 x 10-4
x 2776,46408 ft3/menit x 569,51 inH2O
hp = 248,2504 hp
Nilai efisiensi diambil 80%, maka daya aktual blower adalah:
Paktual =
teoritisP
= 8,0
248,2504 = 310,3130 hp
Daya standar 325 hp.
Tabel C.21. Spesifikasi Blower (BL– 102)
Fungsi Mengalirkan bahan baku udara dari heater (HE-
201) ke Reaktor (RE-101)
Kode Alat BL – 102
Tipe Centrifugal Multiblade Backward Curved
Blower
Power Motor 325 Hp
8. Reaktor (RE – 201)
Fungsi : Mereaksikan metanol dengan oksigen untuk membentuk
formaldehid
Jenis : Reaktor Fixed Bed Multitubular
Kondisi operasi : Isotermal pada suhu (T) 240 oC dan tekanan (P) 1,4 atm
Katalisator : Iron molybdenum oxide
Konversi : 99%
Medium Pendingin : Air Pendingin
Iron Molybdenum
oxide
Gambar C.12. Aliran Reaktor
Reaksi yang terjadi adalah :
CH3OH(g) + ½ O2(g) HCHO(g) + H2O(g) .............(1)
Dengan Reaksi Samping
HCHO(g) + ½ O2(g) CO(g) + H2O(g) .............(2)
Berikut ini adalah neraca massa dan neraca energi reaktor (RE-201),
perhitungannya dapat dilihat pada Lampiran A dan Lampiran B.
Tabel C.22. Neraca Massa di Reaktor (RE – 201)
Komponen Massa Masuk
(kg/jam)
Massa Keluar
(kg/jam)
CH3OH 1382,75 13,83
O2 1534,47 809,85
HCHO 0 1206,06
CO 0 71,80
H2O 1,38 817,04
N2 5052,77 5052,77
Total 7971,37 7971,37
Tabel C.23. Neraca Panas di reaktor (RE-201)
Komponen Aliran Input (kJ/jam)
Aliran Generasi
(kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)
∆H3 ∆H6 ∆Hpendingin in ∆Hreaksi ∆H7 ∆Hpendingin out
CH3OH 484232.1031 0 0
600994.0773
4410.658402 0
O2 0 311681.3019 0 151217.6901 0
HCHO 0 0 0 407572.7935 0
H2O 566.6302895 0 0 308468.0574 0
N2 0 1136494.845 0 1046357.632 0
CO 0 0 0 14948.04848 0
Amonia 0 0 -400735.88 0 200258.20
Sub Total 484798.7334 1448176.147
-400735.88 600994.0773 1932974.88 200258.20
1932974.88
Total 2133233.078 2133233.078
Massa medium pendingin yang digunakan untuk menjaga temperatur operasi
reaktor tetap (isothermal) yaitu sebesar 438.97 kg/jam.
1. Menghitung Berat Katalis (W)
a. Spesifikasi katalis
Nama katalis : Iron molybdenum oxide
Bentuk : silinder
Ukuran : ¼ in x ¼ in
Densitas : 665,66 kg/m3
b. Menghitung Konstanta Kecepatan Reaksi (k)
Persamaan kinetika reaksi untuk metanol adalah sebagai berikut:
- rA = k. CA.CB .............(3)
Keterangan :
rA = kecepatan reaksi (kmol/kgcat.j)
k = konstanta kecepatan reaksi (m6/kmol.j.kgcat)
T = suhu (K)
CA = konsentrasi metanol (kmol/m3)
CB = konsentrasi oksigen (kmol/m3)
Dengan nilai k sebagai berikut :
c. Neraca massa pada 1 tube
Persamaan neraca massa dengan tinjauan pada satu tube adalah sebagai berikut :
ΔW
ID
WAF
F ΔW W A
Gambar C. 13. Persamaan neraca massa pada satu tube
Neraca massa pada elemen volume : V =
(Rate of mass input) - (Rate of mass output) - (Rate of mass reaction) = (Rate
of mass accumulation)
ρ
ρ
FA = FA0 (1- XA)
dFA = - FA0 dXA
Sehingga,
A0
AA
F
)(-r
dW
dX .............(4)
Substitusi persamaan 4 ke persamaan 3, menjadi :
A0
BAA
F
CCk
dW
dX
.............(5)
Dengan menggunakan persamaan aliran yang masuk dan keluar dari tabel
neraca massa di atas, dapat diketahui persamaan umum untuk konsetrasi
umpan, yaitu:
Laju volumetrik umpan reaktor
/jamm 18,9035 687,421
3723,971.7
FV 3
mix
in tot
0
= 0,3151 m3/menit
= 0,0053 m3/s
Konsentrasi umpan reaktor
CA = [CH3OH]
CA0 =
⁄
Maka diperoleh persamaan :
A0
A0B0A0A
F
)1/2C-C))(X1((Ck
dW
dX
A0
A
F
)) 2,2859(2/15367,2)(1( (2,2859 63578,248
dW
dX X
.............(7)
d. Pressure Drop
Pressure drop dalam tube
Pressure drop pada pipa berisi katalisator dapat didekati dengan persamaan
Ergun (Fogler, 1999).
'75,111501'
GDDg
G
dz
dP
PP
.............(8)
Keterangan :
ΔP = penurunan tekanan dalam tube, lb/ft2
Z = panjang pipa, ft
G’ = kecepatan aliran massa perluas penampang, lb/jam/ft2
ρ = densitas fluida, lb/ft3
Dp = diameter partikel katalis, ft
ε = porositas partikel katalis
µ = viskositas fluida, lb/jam/ft
gc = faktor konversi, 4,18.108 ft/jam
2
e. Menentukan spesifikasi tube yang digunakan
Dalam menetukan diameter tube, Colburn (Smith, P.571) menyatakan
hubungan pengaruh rasio (Dp/Dt) atau perbandingan diameter katalis dengan
diameter pipa dengan koefisien transfer panas pipa berisi katalis dibanding
koefsien transfer panas konveksi pada dinding kosong.
Dp/Dt 0,05 0,1 0,15 0,2 0,25
hw/h 5,5 7,0 7,8 7,5 7,0
Dimana :
Dp/Dt = rasio diameter katalis per diameter pipa
hw/h = rasio koefisien transfer panas pipa berisi katalis terhadap
koefisien transfer panas pada pipa kosong
Dari data diatas dipilih (hw/h) 7,8 pada (Dp/Dt) = 0,15
Dt =
=
= 3,3333 cm = 0,0333 m
Untuk pipa komersial: (Kern, 1983)
NPS = 1,5 in
ID = 1,610 in
OD = 1,90 in
a’ = 2,04 in2
f. Data fisis dan termal
o Densitas
Pada T = 513,15 K
ρ = 421,6870 kg/m3
o Viskositas
Log μ = A +
+ C.T + D.
Pada T = 513,15 K
μ = 0,0160 cP
= 0,0387 lb/ft.hr
o Kapasitas Panas
Kapasitas panas dihitung dengan persamaan sebagai berikut :
Cpi = A + B.T + C.T2 + D.T
3
Keterangan :
Cp = kapasitas panas, kJ/kmol.K
T = suhu, K
Cp = 34,6942
o Konduktivitas Panas
Konduktivitas termal beberapa komponen dalam campuran dihitung
dengan persamaan Weber (Pers. 8.12 Coulson)
Konduktivitas campuran dihitung dengan metode Bretsnajder (1971)
(
)
⁄
Keterangan :
k = Konduktivitas panas, W/(m.K)
M = Berat molekul
CP = Kapasitas panas spesifik temperatur
ρ = densitas cairan pada temperature
n
C)
TT(1
A.Bρ
Konduktivitas panas :
k = 63,076 W/m.K
= 36,445 Btu/ft.hr.F
g. Menghitung Berat Katalis
Metode Runge-Kutta untuk menghitung berat tumpukan katalis (w) dan
Pressure Drop di tube (ΔPt). Penyelesaian Persamaan Diferensial untuk
menghitung berat tumpukan katalis (w) dan pressure drop (ΔPt) di tube setiap
inkremen z (Δw) dengan Metode Numeris Runge Kutta dihitung dengan
menggunakan Microsoft Excell. Adapun langkah-langkah perhitungannya
sebagai berikut cara sebagai berikut :
Persamaan-persamaan diferensial yang ada :
a).
A0
A
F
)) 2,2859(2/15367,2)(1( (2,2859 63578,248
dW
dX X
b).
'75,111501'
3G
DDg
G
dz
dP
PPc
Kondisi batasnya adalah :
Zo = 0 m
XO = 0
PO = 2 atm
Δw = 0,099
Penyelesaian persamaan difrensial menggunakan metode Runge Kutta orde 4:
Xi+1 = xi + 1/6. (k1 + 2k2 + 2k3 + k4)
Pi+1 = Pi + 1/6. (l1 + 2l2 + 2l3 + l4)
Dengan:
k1 = f1 (wi, Xi) ∆w
l1 = f2 (wi, Pi) ∆w
k2 = f1 (wi +2
w, Xi +
2
1k ) ∆w
l2 = f2 (wi +2
w, Pi +
2
1l ) ∆w
k3 = f1 (wi +2
w, Xi +
2
2k) ∆w
l3 = f2 (wi +2
w, Pi +
2
2l ) ∆w
k4 = f1 (wi+ ∆w, Xi + k3) ∆w
l4 = f2 (wi +∆w, Pi + l3) ∆
Tabel C.24. Berat Tumpukan Katalis
W (Berat Tumpukan Katalis, kg) X (Konversi) 78,4442042 0,001
79,01642142 0,006 79,71179146 0,012 80,41683607 0,018 81,25186686 0,025
81,61392241 0,028 82,59192193 0,036 82,96343799 0,039 83,08786201 0,04 83,96712417 0,047 84,86114299 0,054
85,37876942 0,058 86,2966824 0,065
86,82821606 0,069 87,49993457 0,074 88,04323696 0,078 89,56511253 0,089 90,55534508 0,096 91,70839981 0,104 92,29366197 0,108
93,48206975 0,116
94,0853855 0,12 97,03721669 0,139 97,67737413 0,143 99,14247296 0,152 99,97155118 0,157 100,6427714 0,161 102,0068849 0,169 102,5260183 0,172 103,5769741 0,178 105,1858618 0,187
106,6496514 0,195 107,3937529 0,199 108,5255228 0,205 109,8701389 0,212 110,8469284 0,217
111,8376514 0,222 113,8620285 0,232 115,1049165 0,238 115,7345154 0,241 117,4406486 0,249 117,6567435 0,25 117,8734755 0,251 118,7468287 0,255 120,3003495 0,262
122,3461081 0,271 125,1618628 0,283 125,8820761 0,286 127,3426307 0,292 129,332831 0,3
130,3467612 0,304 132,4134111 0,312
133,7320054 0,317 135,6139114 0,324 136,9844232 0,329 139,5083643 0,338
141,8155442 0,346 142,9923553 0,35 145,6986888 0,359 148,4889327 0,368 149,7569445 0,372 152,3462738 0,38 154,0017206 0,385 159,8547909 0,402 163,1015497 0,411 164,9520087 0,416
166,4571581 0,42 171,1097772 0,432 175,1516234 0,442
177,2314826 0,447 179,7812108 0,453 184,1666326 0,463 186,4255998 0,468 190,6082598 0,477 194,4574217 0,485 197,9316409 0,492
200,4763696 0,497 203,0755458 0,502 207,8966928 0,511 219,3153002 0,531
224,1771993 0,539 228,5801887 0,546 231,1612193 0,55 237,1494281 0,559 243,4010264 0,568 244,112633 0,569
244,8277245 0,57 250,6769221 0,578 258,3245727 0,588
264,7291246 0,596 274,8502787 0,608 312,7264755 0,647 319,3420614 0,653 328,5414636 0,661 340,6939171 0,671 350,9810461 0,679
352,3043703 0,68 361,8125309 0,687 374,702438 0,696
388,4043558 0,705
402,9953047 0,714 415,0137684 0,721 441,0091548 0,735 469,981133 0,749
500,0093165 0,762 520,2123471 0,77 553,3533625 0,782 587,1709634 0,793 624,8481928 0,804 647,2659367 0,81
683,7176851 0,819 743,3519884 0,832 795,9749545 0,842
875,33516 0,855 962,4620826 0,867 1020,993116 0,874 1127,426921 0,885 1218,617396 0,893 1384,236811 0,905 1577,606878 0,916
1777,916687 0,925 2065,279127 0,935 2206,46597 0,939
2325,057132 0,942
2503,532116 0,946 2655,618129 0,949 2826,552084 0,952 3090,373003 0,956 3321,661472 0,959 3406,381693 0,96 3495,396597 0,961 3589,04092 0,962
4017,965828 0,966
4411,221877 0,969 4559,514721 0,97 5069,161394 0,973 5264,708298 0,974 6220,871523 0,978 7590,92115 0,982
9083,038488 0,985
9717,790691 0,986 12285,55551 0,989 13468,23066 0,99
Perhitungan nilai wi, Xi, dan Pi di setiap inkeremen w (Δw) adalah :
wi+1 = wi + Δw
Diperoleh berat katalis yang dibutuhkan = 13468,23 kg.
2. Menghitung volume total tumpukan katalis
katalis
W V
m 0113,12kg/m 1211
kg 13468,23 V 3
3
3. Menghitung tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan
Dipilih pipa dengan ukuran standar (Kern, table 11)
NPS : 1,5 in
Sch. No. : 40
Diameter luar (OD) : 1,90 in = 0,0483m = 0,1583 ft
Diameter dalam (ID) : 1,61 in = 0,0409 m = 0,1342 ft
Perhitungan tinggi katalis dengan volume 1 buah tube adalah :
V = W / ρkatalis
katalis
2ID
W4 Z
Dengan :
Z = tinggi tumpukan katalis (m)
V = volume katalis dalam tube (m3)
w = berat katalis (kg)
ρkatalis = densitas katalis (kg/m3)
ID = diameter dalam tube (m)
Maka tinggi katalis keseluruhan :
m 6153,914911210409,0
13468,234 Z
2
Dipilih tinggi tube standar 24 ft = 7,3152 m
Sehingga didapat tinggi tumpukan katalis :
Z = 80% dari tinggi tube yang dipilih
= 80% x 24 ft
= 19,2 ft = 5,8522 m
4. Menghitung jumlah tube (Nt)
Jumlah tube yang dibutuhkan :
Nt =
Nt =
per tube katalis tinggi
nkeseluruha katalis tinggi
tube564.15,8522
6153,9149
5. Mechanical design reaktor
a. Tube
Ukuran tube (Kern,1983):
Susunan tube = Triangular pitch
Bahan = Stainless steel
Diameter nominal (NPS) = 1,50 in
Diameter luar (OD) = 1,90 in = 0,0483m = 0,1583 ft
Diameter dalam (ID) = 1,61 in = 0,0409 m = 0,1342 ft
Schedule number = 40
Luas penampang = 2,04 in2 = 0,0013 m
2
Tinggi tumpukan katalis = 5,8522 meter
Panjang pipa (L) = 7,3152 meter
Susunan pipa yang digunakan adalah triangular pitch (segitiga sama sisi) dengan
tujuan agar memberikan turbulensi yang lebih baik, sehingga akan memperbesar
koefisien transfer panas konveksi (ho). Sehingga transfer panasnya lebih baik
daripada square pitch (Kern, 1983).
Gambar C.14. Susunan pipa model triangular pitch
Tebal pipa = (OD-ID)/2
= (1,90 - 1,61)/2
= 0,145 in = 0,0037 m
Jarak antar pusat pipa (PT)
PT = 1,25 x OD
PT
C'
60o
60o
60o A B
C
D
= 1,25 x 1,90
= 2,375 inchi = 0,0603 m
Jarak antar pipa (Clearance)
C’ = PT-OD
= 2,375 – 1,900
= 0,475 inchi = 0,0121 cm
Menghitung koefisien transfer panas dalam tube
Tube side bundle :
a’t = 2,04 in2 = 0,0013 m2
at =
564.1
0013,0
= 2,9187 m2
= 22,1490 ft2
Wt (laju alir massa reaktan) = 7.971,3723 kg/jam
= 17.573,8665 lb/jam
G t
t
t
a
W
22,1490
517.573,866
= 793,4380 lb/jam.ft2
Vo t
liq
tW
ρ
ρ
ρ
ρ
Batas kecepatan supervisial pada tube reaktor fixed bed katalitik adalah
(0,0005 m/s u 0,1 m/s)
Sehingga diperoleh nilai u sebesar :
0,0005 m/s 0,0016 0,1 m/s
(
⁄ )
(Wallas, 1959)
Dimana :
Pr =
Cp = kapasitas panas liquid, Btu/lb.F
kf = konduktivitas liquid, Btu/ft.hr.F
ID = diameter dalam tube
Re = 345,1167
μ/ μw = 1 ,karena non viskos
Pr = (0,8485 x 0,6028)/ 5,1604
Pr = 0,0441
Maka,
b. Shell
Bahan yang digunakan adalah stainless steel SA 167 grade 11 type 316
Ukuran Shell
Diameter dalam shell (IDs)
IDs = (
)
(Brownell & Young, 1979)
= (
)
= 98,6350 in
= 8,2196 ft
= 2,5053 m
Jarak Buffle
Bs = IDs x 0,3
= 0,7516 m
= 29,5905 in
= 2,4659 ft
Koefisien transfer panas dalam shell
Shell Side atau Bundle Crossflow Area (as)
P
B ID OD) P( a
t
st s
375,2
35,2416 117,4719 475,0 a s
as = 583,7318 in2
= 4,0537 ft2
Mass Velocity (Gs)
'
G s
sa
W
Dimana
W = 967,7634 lb/jam
Gs = 967,7634 / 4,0537
Gs = 238,7362 lb/jam.ft2
Equivalent Diameter (De)
` ( )
De = 1,3734 in = 0,1145 ft = 0,0349 m
Reynold Number (Re)
GD
Rependingin
se
Re =
Re = 3.575,55
Maka,
(
)
(
)
⁄
(Kern, hal 137)
Dengan :
Kp = konduktivitas panas pendingin = 0,3623 Btu/hr.ft.oF
Cpp = kapasitas panas pendingin = 1 Btu/lb.oF
p = viskositas pendingin = 1,8143 lb/ft jam
Dirt Factor (Rd)
- Liquid organik = 0,001 hr.ft2.F/Btu
- Pendingin = 0,003 hr.ft2.F/Btu
- Rd total = 0,004 hr.ft2.F/Btu
Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design
Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus :
=
= 44,0638 Btu/h.ft2.F
Harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus :
⁄ (Kern,1950)
=
⁄
= 37,4611 Btu/hr.ft2.F
= 212,71153 J/s. m2.K
Pressure drop di shell
dimana
Ds = diameter shell (IDs) = 9,7893 ft
Mass velocity (Gs) = 6.938,5358 lb/jam.ft2
Equivalent diameter (De) = 0,1145 ft
= 1,0 (hal.121 Kern, 1950)
untuk Re = 437,6981 maka diperoleh
s = specific gravity = 1
f = shell side friction factor = 0,0018 ft2/in2 (Fig.29 Kern, 1950)
Tebal Shell
Spesifikasi bahan Stainless steel SA 167 Grade 11 type 316
Tekanan yang diijinkan (f) = 18.750 psi
soefficientcorrectedcs
Efisiensi sambungan (ε) = 0,8 (double welded joint)
Corrosion allowanced = 0,25 in
Tebal shell dihitung dengan persamaan
( Brownell & Young)
dengan
ts = tebal shell, inchi
P = tekanan dalam reaktor, psi
ε = efisiensi sambungan
ri = jari-jari dalam shell, inchi
f = tekanan maksimum yang diijinkan, psi
C = Corrosion allowance = 0,25
Tekanan dalam shell
Tekanan desain diambil 20% diatasnya, maka:
Pd = 1,2 x P
= 1,2 x 15 atm
= 16,5 atm
Pd = 242,4837 psi
maka,
= 1,2458 in
diambil tebal standar 1,25 inchi
Diameter luar shell (ODs)
ODs = IDs + 2 ts
= 117,4719 + (2 x 1,25)
= 119,9719 in
c. Head dan Bottom
Bentuk head dan bottom yang digunakan adalah Torispherical (flanged & dished
head) yang sesuai dengan kisaran tekanan sistem yaitu 15 – 200 psi. Bahan yang
digunakan untuk membuat head dan bottom sama dengan bahan shell yaitu Low
alloy Steell SA 240.
Tebal head dapat dihitung dari persamaan :
Diambil ODs standar menjadi 120 in untuk menentukan icr dan rc
Maka berdasarkan table 5.7 Brownell & Young :
icr = 7,125 in
rc = 114 in
maka:
( √
) (Pers. 7.76, Brownel&Young)
w = 1,75
Tebal head minimum dihitung dengan persamaan berikut:
(Pers. 7.77, Brownell&Young)
= 1,8651 in
dari tabel 5.6 Brownell & Young untuk
th = 2 in
sf = 3 in
= 0,25 ft
Spesifikasi head :
t
a
ID
r
sf
OA
icr B
b=depth
of dish A
OD
Gambar C.15. Desain head pada reaktor
Keterangan :
th = Tebal head (in)
icr = Inside corner radius ( in)
r = Radius of dish( in)
sf = Straight flange (in)
OD = Diameter luar (in)
ID = Diameter dalam (in)
b = Depth of dish (in)
OA = Tinggi head (in)
o Depth of dish (b)
√ (
)
(Brownell and Young,1959.hal.87)
b = 20,4127 in
o Tinggi Head (OA)
OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959)
= (2 + 20,4127 + 3) in
= 25,4127 in
= 0,6455 m
Jadi tinggi head = 25,4127 in = 0,6455 m
d. Tinggi Reaktor
Dari hasil perhitungan diperoleh tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan
yaitu 5,8522 m.
Tinggi shell = Tinggi pipa standar yang digunakan
= 24 ft
= 7,3152 m
Tinggi reaktor = tinggi shell + 2.(tinggi head)
= 7,3152 + (2 x 0,6632)
= 8,5815 m
= 28,1532 ft
e. Luas Permukaan Reaktor
o Luas reaktor bagian dalam
- luas shell bagian dalam
Ashi = π x IDs x tinggi shell
= 3,14 x 9,7893 x 24
= 738,0993 ft2
- luas head dan bottom bagian dalam
Ahbi = 2 x (π x IDs x sf + π/4 x IDs2)
= 2 x (3,14 x 9,7893 x 0,25 + ((3,14/4) x 9,78932))
= 165,8322 ft2
Jadi luas reaktor bagian dalam :
= 738,0993 ft2 + 165,8322 ft
2
= 903,9316 ft2
o Luas reaktor bagian luar
- luas shell bagian luar
Asho = π x ODs x tinggi shell
= 3,14 x 9,9977 x 24
= 753,8058 ft2
- luas head dan bottom bagian luar
Ahbo = 2 x(π x ODs x sf + ((π/4) x ODs2))
= 2 x(3,14 x 9,9977 x 0,25 + ((3,14/4) x 9,99772))
= 172,6308 ft2
Jadi luas reaktor bagian luar :
= 753,8058 ft2 + 172,6308 ft
2
= 926,4366 ft2
Algoritma perancangan reaktor multitubular
1. Mengumpulkan data dari hasil perhitungan neraca massa dan panas
2. Menentukan spesifikasi katalis yang digunakan
3. Membuat neraca massa pada 1 tube
4. Menghitung massa katalis berdasarkan neraca massa elemen volum katalis
dengan menggunakan persamaan :
4
AwA0
2
AA
)C 2,58 C 4,22 (1F
Ck
dW
dX
5. Menghitung volum total tumpukan katalis
6. Menghitung tinggi katalis keseluruhan menggunakan persamaan
7. Menentukan spesifikasi tube yang digunakan dan menghitung tinggi katalis per
tube
8. Menghitung jumlah tube yang dibutuhkan menggunakan peersamaan :
9. Menghitung koefisien transfer panas dalam tube dan shell
10. Menghitung kecepatan superficial dan mean overall heat transfer coefficient.
Batas kecepatan supervisial pada tube reaktor fixed bed katalitik adalah (0,0005
m/s u 0,1 m/s)
11. Menghitung pressure drop dalam shell
12. Menghitung ketebalan shell
13. Menentukan head(tutup) reaktor yang akan digunakan berdasarkan keadaan
tekanan operasinya
14. Menghitung ketebalan dan tinggi head reaktor
15. Menghitung tinggi reaktor
16. Menghitung luas permukaan reaktor bagian luar dan dalam
Tabel C.25. Spesifikasi reaktor (RE-201)
Fungsi Mereaksikan metanol dengan oksigen untuk
membentuk formaldehid
Kode RE – 201
Jenis Reaktor Fixed Bed Multitubular
Kondisi Operasi T = 240 oC
P = 1,4 atm
Dimensi Diameter = 2,988 m
Tinggi = 8,5815 m
Jumlah tube = 2.218 tube
Tinggi bed = 5,8522 m
Diameter tube = 0,0409 m
Rancangan Alat Material = Stainless steel 316 (SA-240)
Tebal dinding = 1,25 in
Posisi alat = vertikal
Jumlah 1 Buah
9. Cooler – 201 (CO-201)
Fungsi : Menurunkan temperatur aliran keluar reaktor 201 dari 240 0C
menjadi 70 0C untuk diumpankan ke dalam separator.
Jenis : Shell and Tube Exchanger
Data design
Tube
Fluida panas = Aliran F7 dari RE-201
Laju alir, W = 7971,35 kg/jam (17.573,8185 lb/jam) (Lampiran B)
T1 = 240 oC (464
oF) (Lampiran B)
T2 = 70 oC (158
oF) (Lampiran B)
Shell
Fluida dingin = Cooling water
Laju alir, w = 13.604,819 kg/jam (29.993,493 lb/jam) (Lampiran A)
t1 = 30 oC (86
oF) (Lampiran B)
t2 = 45oC (113
oF) (Lampiran B)
a. Menghitung Luas Perpindahan Panas
A = LMTDt Ud
Q
1. Beban panas Cooler–201
Q = 1.421.838,425 kJ/jam (Lampiran B)
= 1.347.637,5 Btu/jam
2. Menghitung Δt LMTD
Tabel C.26. Suhu Fluida panas dan dingin
Fluida Panas (oF) Fluida Dingin(
oF) Δt (
oF)
464 Temperatur Tinggi 113 351 158 Temperatur Rendah 86 72 306 Difference 27 279
Δt LMTD =
12
21
1221
tT
tTln
tTtT
= 176,123 oF
3. Memilih Ud trial
Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih Ud untuk
hot fluid = light organic
cold fluid = water
Range Ud = 75-150 BTU/j ft2 °F
dipilih Ud = 80 BTU/j ft2 °F
Maka, luas perpindahan panas (surface area) adalah :
A = LMTDt Ud
Q
= F123,176Fft BTU/j 80
Btu/j 51.347.637,
oo2
= 255,234 ft2
b. Pemilihan jenis HE
Karena A > 200 ft2, maka digunakan tipe shell and tube exchanger
Sehingga dalam perancangan ini digunakan klasifikasi sebagai berikut,
(Tabel 10, Kern)
L = 20 ft
BWG = 16
OD tube = 0,75 in
ID tube = 0,62 in
a” = 0,1963 ft2/ft
Jumlah tube :
Nt =A
aL
= 65,0112 tube
Pemilihan pola tube
Berdasarkan data jumlah tube yang tersedia secara komersial, dipilih
jumlah tube = 76 buah tube dengan OD tube 0,75 in, 1 in Square pitch
untuk 2 passes (Kern, Tabel. 9, hal. 841 – 842, 1965).
Adapun data selengkapnya adalah sebagai berikut :
- Susunan tube = square pitch
- Jumlah aliran, n = 2 aliran (passes)
- Pitch, PT = 1 in
- Diamater shell, ID = 10 in
- Baffle space = ID = 10 in
- C = Pitch, PT – OD tube = 0,25 in
- A terkoreksi = Nt x L x a”
= 76 x 20 ft x 0,1963 ft
= 298,376 ft2
- UD terkoreksi
Ud = Q
LMTDTA
= 77,6176 Btu/hr ft2 °
F
c. Analisa Kinerja HE
Analisa kinerja HE meliputi :
1) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas (U)
2) Menghitung Rd
3) Menghitung ∆P
1) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas
- Menghitung Flow Area
Shell :
as = TxP
xBIDxC
144
,
= 1144
1025,010
= 0,1736 ft
2
Tube :
at = 6144
0,3020 25
144
'
n
aN tt
= 0,0545 ft2
- Menghitung Mass Velocity
Shell :
Gs = sa
W
= 2ft1736,0
lb/hr 517.573,818
= 101.231,673 lb/hr ft2
Tube :
Gt = ta
w
= 2ft0545,0
lb/hr 29.993,493
= 550.339,321 lb/hr ft2
- Menghitung Reynold Number
Karena viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida < 1 cP
maka Tc = Tavg dan tc = tavg
Tavg = 2
TT 21 = 2
158464 = 311
oF
tavg = 2
tt 21 = 2
86113 = 99,5
oF
Tube :
Viskositas pada Ta = 311 oF :
µ liquid = 0,2496 cP
= 0,5591 lb/hr.ft
D = 0,0517 ft
Ret =
GtD
= 5591,0
78,1531660517,0
= 14154,090
Shell :
Viskositas pada ta = 99,5 oF :
µ liquid = 0,6743 cP
= 1,5105 lb/hr.ft
De = 0,0792 ft
Res =
GsDe
= 5105,1
7760,1567060792,0
= 8213,1270
- Menentukan Nilai JH (Heat Transfer Factor)
Tube :
Nilai JH untuk pipa didapat dari figure 24 Kern
JH = 55
Shell :
Nilai JH untuk pipa didapat dari figure 24 Kern
JH = 40
- Menentukan Termal Function
Tube :
Viskositas pada Ta = 172,4975 oF :
μ = 0,5591 lb/hr.ft
Kapasitas panas, Cp :
Cp = 0,0933 Btu/lb.oF
k = 0,8597 Btu/hr.ft2.oF.ft
31
k
μ.c
= 0,4719
Shell :
Pada ta = 99,50 oF
μ = 1,5105 lb/hr.ft
Kapasitas panas, Cp :
Cp = 0,6938 Btu/lb.oF
k = 0,8106 Btu/hr.ft2.oF.ft
31
k
μ.c
= 1,0894
- Menghitung Nilai outside film coefficient (ho) dan inside film coefficient
(hi).
Tube :
ih = 3
1
k
μc
D
kjH
= 4719,0.0517,0
0,8597.55
= 249,5067 Btu/hr.ft2.oF
Shell:
oh = 3
1
e k
μc
D
kjH
= 0894,1.0792,0
0,8106.40
= 446,1743 Btu/hr.ft2.oF
- Menghitung corrected coefficient hio
Tube :
ioh = OD
IDh i
= 75,0
6200,05067,249
= 206,2589 Btu/hr.ft2.oF
- Menghitung Clean Overall Coefficient, Uc
UC = oio
oio
hh
hh
= 1743,446206,2589
1743,446 206,2589
= 141,0526 Btu/hr.ft2.oF
2) Menghitung Dirt Factor, Rd
Ud
1 = Rd
Uc
1
Rd = 3693,810526,141
3693,810526,141
DC
D
UU
Uc
U
=
Rd = 0,0052 Btu/hr.ft2.oF
Rd yang diperlukan = 0,003 hr.ft2.oF/btu (Tabel 12. Kern, 1965).
Rdhitung > Rddiperlukan (memenuhi)
3) Menghitung Pressure Drops (ΔP)
Shell :
Res = 8.213,1270
f = 0,0015 (Fig 29, hal 839, Kern)
s = 1,000
No. of crosses, N+1 = 12L/B = 12 × 20/10 = 24,000
se
s
ssD
NDsfGP
10
2
1055,5
1
0141,0
110792,01055,5
240792,0)776,156706(0015,010
2
psi
∆Ps < 10 psi (memenuhi)
Tube:
Ret = 14154,090
f = 0,0003 (fig 26, hal 836, Kern)
ρ larutan = 844,0784 kg/m3 (pada Tc)
ρ air = 977,3974 kg/m3 (pada Tc)
s = air
laru
tan = 0,8636
t
tDs
LnfGP
10
2
1022.52
1
=18636,00517,01022,5
62078,1531660003.0
2
110
2
= 6,839 × 10-7
psi
Gt = 153.166,7800 lb/hr.ft2
003,02
2
g
V (Fig.27, Kern)
g
V
s
nPr
2
4 2
= 0278,0003,08636,0
24
psi
∆Ptotal = ∆Pt + ∆Pr
= 0,0278 psi
∆Pt < 10 psi (memenuhi)
Tabel C.27. Spesifikasi Cooler –201 (CO – 101)
Alat Cooler - 201
Kode CO-201
Fungsi Menurunkan temperatur aliran keluar reaktor 201 dari
240 0C menjadi 70
0C untuk diumpankan ke dalam
separator.
Jenis Shell and Tube Exchanger
Dimensi Tube
OD = 0,75 in
ID = 1 in
BWG = 16
Panjang Tube (L) = 20 ft
Flow area per tube (a') = 0,3020 in2
Surface per lin ft (a") = 0,1963 ft2
Pitch = 1,0000 in
Passes = 2
Shell
ID = 10 in
Baffle Spaces = 10 in
Surface area 255,234 ft2
Pressure drop Tube (ΔPt) = 0,0278 psi
Shell (ΔPs) = 0,0141 psi
Fouling factor 0,0052 (hr)(ft2)(
oF)/Btu
Bahan konstruksi Carbon steel SA 285 Grade C
Jumlah 1 buah
10. Separator (SE-201).
Fungsi : Memisahkan campuran gas dan liquid yang berasal dari CO-201
Jenis : Tangki silinder vertikal.
Kondisi operasi :
Tekanan : 1 atm
Suhu : 70oC
a. Menghitung densitas uap dan liquid.
Densitas liquid adalah 885,48 kg/m3 atau 55,276 lb/ft3.
Densitas gas adalah 1,64 kg/m3 atau 0,102 lb/ft
3.
b. Menghitung laju alir gas dan liquid.
WV = 7154,3089 kg/jam atau 4,3773 lb/s.
WL = 817,0378 kg/jam atau 0,4999 lb/s.
c. Menghitung faktor pemisahan uap cair (FLV)
FLV = L
V
V
L
ρ
ρ
W
W
Keterangan :
WL : Laju alir liquid (Lb/s)
WV : laju alir uap (Lb/s)
ρV : Densitas uap (Lb/ft3)
ρL : Densitas liquid (Lb/ft3)
Sehingga FLV = 0,03299, dengan menggunakan Gambar. 18.5b (Couper,
2005). Nilai KV didapat nilai KV = 0,32
Dimana :
KV = faktor kecepatan uap vertikal.
d. Menghitung kecepatan uap maksimum (Uv maks)
(Uv)maks = V
VLV
ρ
ρ - ρ K (Couper, 2005)
= 3
3
lb/ft 0,102
lb/ft ) 102,0 (55,276 0,32
= 5 ft/s
e. Menghitung debit uap
Qv = V
V
ρ
W
QV = 24,697 ft3/s
f. Menghitung luas penampang minimum vessel
AVmin = maxV
V
)(U
Q
AVmin = 4,9315 ft3
g. Menghitung diameter minimum
Dmin =
mintotalA . 4
Dmin = π
)ft 4,93154( 2
Dmin = 2,5 ft (30 in)
Diameter dipilih dari D = Dmin sampai Dmin + 6 in (Couper, 2005),
sehingga diambil diameter dalam vessel, maka ID yang dipilih adalah 30
in.
h. Menghitung debit cairan
QL = L
L
ρ
W
QL = 0,051959 ft3/s
i. Menghitung volume cairan dalam tangki
Dengan thold (holding time) = 5 menit (300 s) (Ulrich, 1982), maka :
VL = QL.thold (Evans, 1979)
= 0,051959 ft3/s x 3 00 s
= 15,587 ft3
j. Menghitung tinggi cairan didalam tangki
Pada tangki vertikal tinggi liquid maksimum ditambah 18 in dari nosel,
sedangkan tinggi ruang kosong adalah 48 in (Evans, hal 155).
Gambar C.16. Dimensi tangki Vertikal
k. Menghitung Tinggi maksimum liquid dan tinggi ruang kosong.
Volume liquid (VL) = 15,587 ft3
HL =
HL = 3,1608 ft atau 37,92 in
HL = 37,92+18
HL = 55,92 in
HV = 48 in
l. Menghitung tinggi seperator
Tinggi seperator dihitung
L = HL + HV
L = 55,92 + 48
L = 103.9299 in (8,66 ft)
Diameter
Tinggi Liquid
18 in
HV
HL
m. Cek geometri
Untuk seperator vertikal nilai (HL + HV)/D, harus terletak diantara 3 dan 5,
sehingga
(HL + HV)/D =
(HL + HV)/D = 3,464
n. Menghitung Tebal Dinding Shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
ts = C)P.6,0E.f(2
D.P
d
id
(Brownell & Young, 1959)
dimana : ts = tebal shell (in)
Pd = tekanan desain (psi); safety factor = 20 %
= 1,2 x Pops = 1,2 x (33,81) = 40,572 psia
f = allowable stress (psi), (material yang digunakan adalah
Carbon Steel SA-516 Grade 70
= 17.500 psi (Megyesy)
Di = diameter dalam shell (in) = 30 in
E = Efisiensi pengelasan
ts adalah 0,168546 tebal standar yang digunakan adalah ¼ in.
o. Desain head dan bottom
Bentuk head dan bottom yang digunakan adalah torispherical flanged and
dished head.
Gambar C.17. Tutup Seperator Drum (SD-301)
Keterangan :
th = Tebal head, in
icr = Inside corner radius, in
rc = Radius of dish, in
sf = Straight flange,in
OD = Diameter luar, in
ID = Diameter dalam, in
b = Depth of dish, in
OA = Tinggi head, in
p. Menghitung tebal head dan bottom (th)
th = CP0.2.f.ε 2
W.rP
d
cd
(Pers. 7.77 Brownell and Young, 1959)
dimana,
W =
5,0
c
icr
r3
4
1 (Pers. 7.76 Brownell and Young, 1959)
Dari Tabel 5.7 Brownell untuk :
OD shell = IDs + 2ts
= 30 in + 2(1/4) = 30,5 in
Didapat icr = 1,875; r = 30; sf = 1,5
Sehingga, 75,1875,1
303
4
1W
5,0
th = CP0.2.f.ε 2
W.rP
d
cd
th = 0,201 in
th standar yang digunakan adalah ¼ in.
q. Menghitung tinggi head
OA = b + th + sf (Brownell and Young,1959)
dimana,
b = 2
h2
cc icr2
IDicrrr
b = 5,12 in
Straight flange (sf) untuk torispherical head adalah 1,5 in atau 0,125 ft
(Megyesy, 1983).
Jadi total tinggi head (OA) = 5,12 + 0,25 + 1,5 = 6,875 in
r. Menghitung volume head
= 0,000049.Di3 + ¼..Di.sf 2
= 54,5 in3
Tabel C.28. Spesifikasi SEPERATOR (SE-201)
Fungsi Memisahkan uap dari cairan yang keluar dari Cooler
(CO-201)
Bentuk Silinder vertikal dengan bentuk head dan bottom
torispherical head
Dimensi Shell
IDs = 30 in (2,5 ft atau 0,762 m)
Tinggi liquid (HL) = 55,92 in = 1,42 m
Tinggi ruang kosomg = 48 in = 1,21 m
Tinggi vessel = 103,92 in = 2,639 m
Tebal = 1/4 in
Dimensi Head
dan Bottom
Tinggi = 6,875 in (0,174 m)
Tebal = 1/4 in
Holding Time 5 menit
Tekanan Desain 40,572 psia
Bahan
konstruksi
Carbon Steel SA-516 Grade 70
Jumlah 1 Buah
11. Blower (BL-201)
Fungsi : Mengalirkan gas produk atas Separator (SE-201) ke Reaktor
(RE-202)
Tipe : Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Pemilihan :
Cocok untuk mengalirkan gas dan udara (Perry’s : 10-45)
Harganya lebih murah (Tabel 4-9, Ulrich : 120)
Efisiensinya tinggi (Banchero : 112)
Gambar C.18. Blower
Jumlah udara masuk (GG) = 7154,3089 jam
kg
j. Menentukan densitas (ρ)
Densitas campuran gas adalah 1,6417 kg/m3
k. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU)
QU digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, fig 14-50 : 531)
G
U
GQ
=
36417,1
jam
kg 7154,3089
m
kg = 4357,9107
jam
m3
l. Menentukan daya blower (P)
hp = 1,57 x 10-4
Q.P
Keterangan :
Q : Laju alir (ft3/menit)
P : Tekanan (inH2O)
Konversi :
1 ft3 = 0.02831685 m
3
1 atm = 406,79 inH2O
hp = 1,57 x 10-4
x 2564,969 ft3/menit x 488,15 inH2O
hp = 196,5773 hp
Nilai efisiensi diambil 80%, maka daya aktual blower adalah:
Paktual =
teoritisP
= 8,0
196,5773 = 245,7216 hp
Daya standar 250 hp.
Tabel C.29. Spesifikasi Blower (BL– 201)
Fungsi Mengalirkan gas produk atas Separator (SE-
201) ke Reaktor (RE-202)
Kode Alat BL – 201
Tipe Centrifugal Multiblade Backward Curved
Blower
Power Motor 250 Hp
12. Gudang Penyimpanan / Warehouse (W-101)
Fungsi : Tempat untuk menyimpan bahan baku Urea. selama 30
hari
Tipe : Bangunan Tertutup berbentuk persegi panjang dengan
tutup konis (kerucut)
Jumlah : Satu Buah
Kondisi : Temperatur : 30°C
Tekanan : 1 atm = 101,325 kPa = 14,69 psia
Bahan Konstruksi : Bata yang dilapisi Semen
P
H
h
Gambar C.19. Gudang Penyimpanan Urea
A. Menentukan Kapasitas
Kebutuhan Urea. = 1735,52 kg/jam
Kebutuhan selama 30 hari = 1249575,985 kg
Densitas Urea = 1039,1706 kg/m3
Volume Urea = 3kg/m 1039,1706
kg 51249575,981202,4742 m
3
Over design factor = 20 % (Peter, Timmerhaus, 2002, Tabel. 3-1, hal. 82)
Volume design = 1,2 x 1202,4742 m3
= 1442,9691 m3
B. Menentukan Dimensi Gudang Penyimpanan Urea
Gudang penyimpanan direncanakan berukuran :
Panjang = Lebar = 1,5H
Volume gudang = P x L x T = P x L x 1,5H
1442,9691 m3 = 1,5H
3 → H = 12,324 m = 40,433 ft
Panjang Gudang = Lebar Gudang = 18,487 m = 60,652 ft
B. Menentukan Tinggi Head (Desain Atap)
Bentuk atap yang digunakan adalah conical (konis). Diameter tangki 15 ft (≤
60 ft), oleh karena itu dapat digunakan atap tanpa penyangga (self supporting
conical roof). Untuk self supporting conical roof , digunakan plat dengan tebal
5/16 in dengan pengelasan jenis double weld full- fillet joint. Selanjutnya
diperiksa besar sudut elemen konis dengan horizontal.
Gambar C.20. Jari-jari Lekukan untuk Atap Konis
(Sumber : Brownell, Young, 1959, hal. 63)
Tinggi head dapat dihitung dengan korelasi sudut pada gambar C.7.
Pada Gambar C.7. diameter gudang = lebar gudang, dengan mengambil sudut
θ = 10 0 , maka tinggi atap dapat dihitung dengan korelasi sudut pada Gambar
C.7.
tan θ =
o90
r
2
D
90
sin
6D
horizontaldengan
koniselemensudut
D = diameter tangki,ft
r = jari-jari, in
h
2/warehouseLebar
h
tan 10 0 = 2/487,18
h → h = 1,629 m = 5,344 ft
Tinggi Total Gudang, HT = Tinggi Head (h)+ Tinggi Gudang (H)
=1,629 m + 12,324 m = 13,953 m = 45,777 ft
Tabel C.30. Spesifikasi Gudang Penyimpanan / Warehouse (W-101)
Alat Warehouse
Kode W-101
Fungsi Tempat untuk menyimpan bahan baku Urea. selama 30
Hari
Tipe Bangunan Tertutup berbentuk persegi panjang dengan
tutup konis (kerucut)
Bahan Konstruksi Bata yang dilapisi Semen
Kondisi Temperatur : 30°C
Tekanan : 1 atm
Kapasitas 1249575,985 m
3
Dimensi Wall Panjang : 60,652 ft (18,487 m)
Lebar : 60,652 ft (18,487 m)
Tinggi : 45,777 ft (13,953 m)
Dimensi Head Tinggi : 5,344 ft (1,629 m)
Tebal : 5/16 inchi
Jumlah 1 Buah
13. Belt Conveyor (BC-101)
Fungsi : Untuk mengangkut bahan baku Urea dari Warehouse (W-
101) ke Bucket Elevator (BE-101)
Tipe : Troughed Belt on 20o Idlers
Dasar Pemilihan :
Mampu membawa ukuran material yang kuantitasnya besar
Membutuhkan tenaga yang relatif kecil dan dapat membawa
atau mengangkut material pada jarak yang cukup jauh
Membawa material dengan cara memikul atau menyangkut
Gambar C.21. Troughed Belt on 20o Idlers (Sumber : Perry’s, Ed.7
th, hal. 21-11)
Data operasi :
Laju alir = 1735,52 kg/jam
Over design factor = 20 % (Walas, M., 1990, Tabel 1.4, hal 7)
Sehingga kapasitas belt = 1,2 x (1735,52 kg/jam x 1 ton/1000 kg)
= 2,08262 ton/jam
Gambar C.22. Spesifikasi Belt Conveyor
Berdasarkan kapasitas Belt Conveyor sebesar 2,08262 ton/jam serta menurut
Tabel. 21-7, hal. 21-11, Perry’s, Ed.7th
, 1999, didapatkan spesifikasi Belt
Conveyor sebagai berikut :
Belt width : 14 in (35 cm)
Cross sectional area of load : Luas permukaan belt untuk menampung
material adalah 0,11 ft2 (0,010 m
2)
Belt plies : Jumlah lapisan dalam konstruksi belt untuk
lebar 14 in adalah 3-5 lapis
Maximum lump size : - Size material 80 % under 2 in (51 mm). Ukuran
material yang seragam minimal 80 % dari total
material yang masuk ke dalam belt.
- Unsize material, not over 20 %: 3 in (76 mm).
Ukuran material yang tidak seragam tidak lebih dari
20 %.
Belt speed : Kecepatan belt untuk mengangkut material adalah 200 ft/min
(normal) s.d. 300 ft/min (maksimum)
Berdasarkan Peters, Timmerhaus, 2002, Fig. 12-60, hal. 573 diperoleh:
Horse power : Daya yang diperlukan untuk menggerakkan belt conveyor
adalah 0,75 kW atau 2 hp
Panjang belt : 7 m
Tabel C.31. Spesifikasi Belt Conveyor (BC-101)
Alat Belt Conveyor
Kode BC-101
Fungsi Untuk mengangkut bahan baku Urea dari Warehouse (W-101)
ke Bucket Elevator (BE-101)
Tipe Troughed Belt on 20o Idlers
Power 2 hp
Luas permukaan belt 0,11 ft2 (0,010 m
2)
Lebar belt
Panjang belt
35 cm
7 m
Kecepatan belt 200 ft/min (61 m/min)
Jumlah 1 Buah
14. Bucket Elevator (BE-101)
Fungsi : Untuk membawa padatan Urea menuju Mixing Tank (MT-101)
Tipe : Continous Bucket Elevator
Dasar Pemilihan : Jumlah bucket lebih banyak dan lebih rapat serta
membentuk susunan bucket yang kontinyu
: Memiliki sudut kemiringan 45°
: Dapat digunakan untuk material-material dengan berbagai
bentuk dan ukuran
Gambar C.23. Continous Bucket Elevator (Sumber : Perry’s, Ed.7th
, hal. 21-13)
Data Operasi :
Laju alir massa = 1735,52 kg/jam
Over design factor = 20 % (Walas, M., 1990, Tabel 1.4, hal 7)
Sehingga kapasitas Bucket Elevator = 1,2 x (1735,52 kg/jam x 1 ton/1000 kg)
= 2,08262 ton/jam
Gambar C.24. Spesifikasi Belt Elevator
Berdasarkan kapasitas sebesar 2,08262 ton/jam serta menurut Tabel. 21-9, hal.
21-16, Perry’s, Ed.7th
, 1999, didapatkan spesifikasi Bucket Elevator sebagai
berikut :
Ukuran bucket = 8 x 5,5 x 7,75 in (203 x 140 x 197 mm)
Kapasitas = 35 ton/jam
Bucket spacing = 8 in (203 mm)
Elevator center = 25 ft
Putaran poros = 28 rpm
Power poros = 1,8 Hp
Rasio daya/ tinggi = 0,06
Power yang digunakan (P) :
P = ( Tinggi Elevator x Rasio Daya/Tinggi ) + Power poros
(Brown, G., 1950, hal. 61)
= (25 ft x 0,06) + 1,8
= 3,3 hp
Berdasarkan power motor sebesar 3,3 hp didapatkan efisiensi motor sebesar
84 % (Peter, Timmerhaus, 2002, Fig. 12-18, hal. 516)
Power motor = 3,3/0,84 = 3,928 Hp (4 Hp)
Tabel C.32. Spesifikasi Alat BE-101
Alat Bucket Elevator
Kode BE-101
Fungsi Untuk membawa padatan Urea menuju Mixing Tank
(MT-101)
Tipe Continous Bucket Elevator
Power 4 Hp
Dimensi Bucket Ukuran bucket : 8 x 5,5 x 7,75 in (203 x 140 x 197 mm)
Jarak antar bucket : 8 in (203 mm)
Tinggi elevator : 25 ft (7,620 m)
Kapasitas : 35 ton/jam
Jumlah 1 buah
15. Feeder (FE-101)
Fungsi : Menampung sementara dan mengumpankan CO(NH)2
padat menuju MT-101
Jenis : Feeder
Bahan Konstruksi : Carbon Steel SA 283 grade C
(0,1 % Carbon, 0,25 % Mo, 1,85 % Ni, 0,8 % Cr)
Pertimbangan : - Mempunyai allowable stress cukup besar (12.650psi)
- Tahan terhadap korosi (< 0,05 % Sulfur Acid)
- Temperatur Operasi -28°C – 343,33°C
(Brownell, Young, 1959)
Kondisi Operasi : Temperatur : 308,15 K
Tekanan : 1 atm
d
D
h
H
Gambar C.25. Feeder CO(NH)2
a. Menentukan Kapasitas Storage
Tabel C.33. Komponen bahan di dalam storage
Komponen Massa (kg) kmol Wi ρi (kg/m3) wi/ρi
CO(NH)2 1722,94 28,68 0,99 1022,18 9.71E-04
H2O 12,58 0,698 0,01 885,45 8.18E-06
Total 1735,522 1 9.79E-04
i
wi
1 (Coulson, 1983:238)
ρ = 04-9.79E
1
= 1021,040 kg/m3
= 63,7413 lb/ft3
Waktu tinggal = 0,25 jam
W = kapasitas x waktu tinggal
= 1735,522 kg/jam x 0,25 jam
= 433,88 kg
Volume padatan =
W
=
3 1021.040
433,88
mkg
kg
= 0,4249 m3
= 15,01 ft3
Over design : 20 %
V = 1,2 x 0,4249 m3
= 0,510 m3
= 18,01 ft3
b. Menentukan Dimensi Storage
Vtot = V shell + V konis terpancung
Vshell = ¼ π D2 H
Vkonis = π h/12 (D2 + D.d + d
2 ) (Wallas, 1988: 627)
Dimana :
D = diameter shell, ft
d = diameter ujung konis, ft
H = tinggi shell, ft
H = tinggi konis, ft
θ = sudut konis
h = 2
)dD(tg (Hesse, Pers 4-17: 92)
Diketahui angle of repose (sudut gelinding) zat = 40o (Tabel 5.3, Hal: 79,
Walas, 1988). Angle of repose akan mempengaruhi kemiringan (θ) pada
bagian conical. Pada perhitungan ini diambil nilai θ = 40o, karena pada
kemiringan tersebut, padatan masih bisa menggelinding.
h = 2
)(40 dDtg
= )(419,0 dD
maka
V konis = 0,262h (D2 + D.d + d
2 )
V konis = 0,262 x (0,419(D - d) (D2 + D.d + d
2 ))
V konis = 0,131 x (D3 – d
3)
Diketahui bahwa : 4d
D (Ludwig,
Hal.165)
d = D/4
maka,
Vtot = V konis terpancung + Vshell
Diambil H/D = 2 (Tabel 4.27. Ulrich, 1984:248)
Vtot = 0,110 x (D3 - (D/4)
3) + ¼ x π x D
2 x 2D
Vtot ={0,110 x (D3-(D/4)
3)}+ 0,25 x π x 2D
3
18,01 ft3 = 0,110 x (D
3-(D/4)
3) + 1,5714 D
3
18,01 ft3= 1,686 D
3
D3 = 8,299 ft
D = 2,02 ft = 24,29 in = 0,62 m
H = 4,05 ft = 48,59 in = 1,24 m
D = 1,01 ft = 12,14 in = 0,31 m
H = 0,50 ft = 6,07 in = 0,15 m
Volume konis = 0,131 x (D3 – d
3)
= 0,131 x (2,023 – 1,01
3)
= 0,951 ft3
Vshell = ¼ π D2 H
= ¼ x 3,14 x 2,022
x 4,05
= 13,03 ft3
Htotal = H + h
= 4,05 + 0,50 = 4,55 ft
Tinggi padatan di dalam shell
V padatan di shell = volume padat – volume konis
= 15,01 – 0,951
= 14,05 ft3
V padatan di shell = HsxDx4
2
14,05 ft3
= Hs.02,24
14,3 2
Hs = 3,2930 ft
Tinggi CO(NH)2 di storage = Hs + h
= 3,293 ft + 0,50 ft
= 3,79 ft
c. Menentukan tekanan desain
Asumsi :
1. Tekanan ke arah dinding konis diabaikan karena material termasuk free
flowing sehingga pada proses pengeluaran bahan tidak menempel pada
dinding feeder
2. Tekanan didalam feeder hanya terjadi karena akibat gaya gravitasi yaitu
berupa tekanan hidrostatik saja.
P abs = P operasi + P hidrostatis
dimana P hidrostatis = 144
)1h(
(Pers 3.17. Brownell, 1959:46)
P abs = 14,7 + 144
)179,3( 63,7413
P abs = 17,35 psi
Tekanan desain 5-10 % di atas tekanan kerja normal/absolut. (Rules of
thumb. Walas,1988:xviii)
Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya, jadi
P desain = 1,1 x 17,35 psi = 19,08 psi
d. Menentukan Tebal Dinding Storage
CP6,0E.f
ri.Pt s
(Pers 14.31 Brownell, 1959:275)
Dimana :
ts = Tebal shell, in
P = Tekanan dalam tangki
f = Allowable stress = 12.650 psi (Tabel 13.1 Brownell,1959:251)
ri = Jari-jari dalam storage
E = Efisiensi pengelasan = 80 % (0,8)
(tipe double welded butt joint) (Tabel 13.2 Brownell,1959:254)
c = Faktor korosi = 0,125 /10 tahun (Tabel 6,
Timmerhaus,1991:542)
ts = ))08,196,0(-0,8) ((12.650
(24,29/2) x19,08
+ 0,125
= 0,1479 in (diambil tebal standar = 3/16 in)
e. Tebal Dinding Konis Storage, tc
Kemiringan konis = = 40 o
C)P6,0E.f(cos2
D.Ptc
(Pers 6.154. Brownell
&Young,1959:118)
= 125,0))08,196,0(-0,8) 40(12.650 2cos
24,29 19,08
= 0,1875 in (diambil tebal standar = 3/16 in)
Tabel C.34. Spesifikasi Alat Feeder
Alat Feeder
Fungsi Menampung sementara dan mengumpankan CO(NH)2
padat menuju MT-101
Kapasitas 433,88 kg
Dimensi Diameter shell (D)
Diameter konis bawah (d)
Tebal shell (ts)
Tebal konis (tc)
=
=
=
=
2,02
1,01
0,1875
0,1875
ft
ft
in
in
Tinggi storage (Ht) = 4,05 ft
Tekanan Desain 19,08 psi
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 Buah
16. Mixing Tank (MT-101)
Fungsi : Tempat mencampurkan CO(NH)2 dan H2O sehingga
diperoleh larutan CO(NH)2 untuk umpan Reaktor (RE-
202)
Jenis : Vessel vertikal dengan pengaduk
Bahan Konstruksi : SA-167 Grade 11 Type 316 (18 % Cr, 10 % Ni, 2 % Mo)
Pertimbangan : - Mempunyai allowable stress cukup besar (18.750 psi)
- Tahan terhadap korosi
Tekanan : 1 atm
AirAsam Fosfat
Out Gambar C.26. Mixing Tank
Tabel C.35. Input MT-101 Komponen kg/jam kmol/jam xi ρ (kg/m
3) μ (cp) xi/ρ xi/μ
CO(NH)2 1722.94 28.68705802 0.724435776 1022.18 0.9600 7.09E-04 0.7546206
Air 655.38 36.41009216 0.275564224 885.45 0.4400 0.00031121 0.626282327
Jumlah 2378.326364 65.09715018 1,000 1.02E-03 1.380902927
ρ campuran =
ρ campuran = 980.4604 kg/m3
ρ campuran = 61,208 lb/ft3
μ campuran =
μ campuran = 0,7241cp
μ campuran = 0,000724N/s.m2
μ campuran = 0,000724 kg/m.s
a. Menghitung diameter dan dan tinggi tangki
Volume cairan dalam mixing tank = m/ρ
= 2,425 m3 = 85,659 ft
3
Faktor keamanan = 20%
Maka volume mixing tank = 2,91 m3 = 102,791 ft
3
Bentuk mixing tank dirancang berupa silinder tegak dengan head dan
bagian bawah berbentuk torisperical.
H = ID
Volume head/bottom = 0,000049 ID3
Volume mixing tank = Volume silinder + (2 x volume head)
102,791 ft3 = (1/4 x л x ID
2 x H) + 0,000098 D
3
102,791 ft3 = 0,79 ID
3 + 0,000098 D
3
102,791 ft3 = 0,79 ID
3
ID3 = 130,93 ft
3
ID = 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in
H = ID = 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in
H = 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in
Tinggi cairan dalam silinder (hl) =
hl = 4,232 ft = 1,289 m = 50,78 in
xi
xi
xi
xi
2xID
xVl4
b. Menghitung tebal shell
Tebal shell dihitung menggunakan persamaan 13.1 Brownel Hal. 254:
Tekanan design
P abs = P operasi + P hidrostatik
P operasi = 1 atm = 14,7 psi
P hidrostatik = ρ x (g/gc) x h
P hidrostatik = 4,23 psi
P abs = 18,93 psia
dengan faktor keamanan = 10 %
maka,
P desain = 20,83 psi
Material yang digunakan SA-167 Grade 11 Type 316 dengan data sebagai
berikut:
f = 18.750 psi (B & Y hal. 342)
E = 0,8 (single-welded butt join. B&Y, hal 254)
Faktor korosifitas ( c ) untuk 15 tahun = 0,25 (Timmerhaus, 1991)
Maka ts = 0,2922 in
Tebal shell dihitung menggunakan Pers.13.1 Brownell:254
Dipilih tebal shell = 3/8 in = 0,375 in (dari Tabel 5.7 Brownell: 89)
c. Menghitung tebal head
Gambar C.27. Torispherical Head
OD
ID
AB
icr
b = tinggi
dish
a
t
r
OA
sf
C
cpfE
piDts
12.02
Keterangan :
t = Tebal head, in
Icr = Inside corner radius, in
rc = Radius of dish, in
sf = Straight flange,in
OD = Diameter luar, in
ID = Diameter dalam, in
b = Depth of dish, in
OA = Tinggi head, in
Tebal head (th) :
th = CP2,0fE.2
wr.P .c
(Brownell and Young,1959: 258)
Dimana :
w =
icr
rc3.4
1 (Brownell and Young,1959:258)
Keterangan :
t = Tebal head (in)
P = Tekanan desain (psi)
rc = Radius knuckle, in
icr = Inside corner radius ( in)
w = stress-intensitication factor
E = Effisiensi pengelasan
C = Faktor korosi (in)
OD = ID + ( 2 x tebal dinding)
OD = 61,68 in
dari Tabel 5.7 Brownell:89 diambil OD = 120 in dengan OD
perhitungan = 119,86 in untuk ts = 3/8 in = 0,375 in,
Diperoleh:
rc = 114 in (Brownell & Young,1959:89)
icr = 7,25 in
Maka :
w = 1,741 in
th = 0,3878 in
thstandar = 7/16 in = 0,4375 in
Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959:87)
b =
b = 20,94 in
Tinggi Head (OA)
Untuk ts 3/8 dipilih sf = 3 in
OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959, Hal:87)
OA = 13,2428 in
OA = 1,1036 ft
d. Menentukan Tinggi Tangki Total
H mixer = tinggi silinder + ( 2 x tinggi head )
Ht = 87,41 in = 7,28 ft
e. Desain Pengaduk
Dari Fig. 10.57 Coulson, untuk volume vessel = 2,425 m3 dan viskositas
0,0007242 N/s.m2, digunakan impeller tipe turbine.
2
2
2)(
icr
IDicrrcrc
Gambar C.28. Agitator Selection Guide
Karena turbin memiliki range volume yang besar dan dapat digunakan
untuk kecepatan putaran yang cukup tinggi, sehingga dipilih jenis flat six
blade turbine whit disc dengan geometri sebagai berikut:
Dari Table 3.4-1 geometri proportions untuk sistem pengadukan standar
(Geankoplis, 1993).
Diameter tanki
Dt = 5,0778 ft = 60,93 in = 1,54 m
Tinggi cairan
Ht = 5,0778 ft = 60,93 in = 1,54 m
Diameter impeller:
Da = 1/2 Dt
Da = 2,53 ft = 30,4670 in = 0,7739 m
Dd = 2/3 Da
Dd = 1,69 ft = 20,31 in = 0,51 m
Panjang blade:
L = 1/4 Da
L = 0,63 ft = 5,07 in = 0,12 m
Lebar baffle:
J = 1/12 Dt
J = 0,42 ft = 6,093in = 0,15 m
Lebar impeller:
W = 1/5 Da
W = 0,507 ft = 6,093 in = 0,15 m
Tinggi impeller:
E = 1/3 Dt
E = 1,69 ft = 20,31 in = 0,51m
Jumlah impeller yang digunakan:
Menurut Dickey (1984) dalam Walas 1990 Hal. 288, kriteria jumlah
impeller yang digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio
ketinggian (H) terhadap diameter tangki (D).
Diketahui bahwa :
Dt = 5,077 ft
Ht = 5,077 ft
HL /D = 1
µ liquid = 0,7242 cP
Tabel C.36. Pemilihan jumlah impeler
Viscositas,cP Max
Jumlah Clearance
H / D Lower Upper
<25000 1,4 1 h/3 -
<25000 2,1 2 D/3 (2/3)h
>25000 0,8 1 h/3 -
>25000 1,6 2 D/3 (2/3)h
Rasio H/D maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah 1,4 untuk
viskositas liquid < 25000 cP dan rasio H/D = 1 maka jumlah impeller yang
digunakan sebanyak 1 buah.
f. Daya pengadukan
Kecepatan putaran motor standar yang tersedia secara komersil adalah 37,
45, 56, 68, 84, 100, 125, 155, 190 dan 320 rpm. (Walas, 1990)
N = 56 rpm
N = 0,933 rps
Bilangan Reynold,
Nre =
Nre = 756773,79
Dari Gambar 10.6 Walas 1990 untuk kurva 1 diperoleh angka daya,
Np = 5
Gambar C.29. Grafik mencari nilai Np
Kebutuhan daya teoritis :
P =
P = 34,3874 ft.lbf/s
P = 0,0625 hp
Efisiensi motor = 80 %
Motor yang digunakan = 0,0782 hp
mix
2
amix ND
c
amixp
g
DNN 53...
g. Panjang batang sumbu pengaduk (axis length)
Axis length ( L ) = tinggi total tangki + jarak dari motor ke bagian atas
bearing – jarak pengaduk dari dasar tanggi
Tinggi total tangki:
Htotal = 7,285 ft
Jarak dari motor ke bagian atas bearing:
S = 1 ft
Jarak pengaduk dari dasar tangki :
E = 1,69 ft
Axis length ( L ) = 6,59 ft
Axis length ( L ) = 2,0094 m
h. Diameter sumbu, Ds (axis diameter)
Tc = (Pers.14.8, M.V. Joshi:400)
Keterangan:
Tc = momen putaran (kg.m)
P = daya (hp)
N = kecepatan putaran (rpm)
Tc = 1,00 kg.m
Dari M.V Joshi, Pers. 14.10 pp.400,
Tm = (1,5 or 2,5) x Tc
Digunakan Tm = 1,5 Tc
Tm = 1,500 kg.m
Zp =
Tm = torsi maksimum
P = shear stress
fs = section of shaft cross section
Material sumbu yang digunakan commercial cold rolled steel.
Nxπx2
60x75xP
s
m
f
T
Axis shear stress yang diizinkan : 550 kg/cm2
Modulus elastisitas : 19,5 x 105 kg/cm2
Batasan elastis pada tegangan : 2.460 kg/cm2
Zp = 0,2727
Zp =
d3 =
d = 1,1159 cm
Digunakan diameter sumbu 4 cm.
i. Mengecek Waktu Pengadukan Sempurna
Kriteria untuk pengadukan sempurna adalah:
dengan : QR = kecepatan sirkulasi (m3/jam)
Fv = debit kecepatan umpan masuk mixer (m3/jam)
Untuk turbin dengan 6 blade, wi = 1/5 Di dan Re > 104,
Re = 62369382,70 (Re > 104)
NQR = 1,86
Maka,
QR = NQR.N.Di3
= 3978,41 m3/jam
Menghitung flow rate campuran
∑
= 0,0664 m
3/jam
Jadi, sehingga pengadukan sempurna sekali.
16
d . 3
16 x Zp
10Fv
QR
μ
ρ.N.DiRe
2
Di
ID 0.93NQR
1092,59920Fv
QR
Secara sederhana:
Tabel C.37. Spesifikasi Alat MT–101
Alat Mixing Tank
Kode MT-101
Fungsi Tempat mencampurkan CO(NH)2 dan
H2O sehingga diperoleh larutan CO(NH)2
untuk umpan Reaktor (RE-202)
Jenis Vessel vertikal dengan pengaduk
Bahan Konstruksi SA-167 Grade 11 Type 316
Kapasitas 2,91 m3
Dimensi OD
Htotal
Tebal shell
Tebal head
Impeller
Jumlah
= 120 in
= = 7,28 ft
= 0,375 in
= 0,4375 in
= Disc six flat-blade
open turbine
= 1 buah impeller
Power 0,0782 hp
Jumlah 1 buah
17. Heater (HE-102)
Jenis : Double Pipe Heat Exchanger
Fungsi : Menaikkan temperatur air dari 30 oC menjadi 42
oC
Pemilihan : Sesuai untuk HE dengan luas perpindahan panas kurang 200 ft2
Gland Gland
Gland
Return
Bend
Return
Head
Tee
Gambar C.30. Double Pipe Heat Exchanger (Kern, 1965, Hal.102)
Data perhitungan :
Fluida panas : Steam
Laju alir, W = 22,9648 kg/jam = 50,628 lb/jam
T masuk, T1 = 300 oC = 572
oF
T keluar, T2 = 300 oC = 572
oF
Fluida dingin : air
Laju alir, w = 642,80 kg/jam = 1417,1260 lb/jam
T masuk, t1 = 30 oC = 86
oF
T keluar, t2 = 42 oC = 107,6
oF
a. Neraca panas
Beban panas, Q = 32265,54505 kJ/jam = 30581,7158 Btu/jam
b. Menghitung ∆TLMTD
Driving force dari proses perpindahan panas adalah perbedaan temperatur
antara fluida panas (hot fluid) dengan fluida dingin (cold fluid). Perbedaan
temperatur yang terjadi di setiap titik di sepanjang heat exchanger
ditunjukkan melalui nilai ∆TLMTD (Log Mean Temperature Difference).
Karena nilai ∆TLMTD pada jenis aliran countercurrent lebih besar daripada
jenis aliran paralel maka luas area perpindahan panas (surface area) yang
dibutuhkan akan lebih kecil sehingga dipilih jenis aliran countercurrent
(Kern, 1965, Hal: 90).
Tabel C.38. Temperatur aliran panas dan dingin
Hot fluid Cold fluid Differences
572 Higher temp. (F) 107,6 464,4 ∆t2
572 Lower temp. (F) 86 486 ∆t1
0 Differences (F) 21,6 378 (∆t2 - ∆t1)
(T1 - T2) (t2 - t1)
(T1- t1)
AH-301
T1 T2
t1t2
Gambar C.31. Aliran countercurrent pada heat exchanger
LMTD =
12
21
1221
tT
tTln
tTtT
(Pers. 5.14, Kern 1965)
= 475,118 oF
c. Menghitung Temperatur Kalorik, Tc dan tc
Tavg = 2
TT 21
= 2
572572
= 572 oF
tavg = 2
tt 21
= 2
6,10786
= 96,8 oF
Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida
Annulus :
Pada T = 572 oF
µ = 0,0195 cp (Fig.15, Kern 1965)
Pipa :
Pada t = 86 oF
µ = 0,86 cp (Fig.15, Kern 1965)
Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cp (Kern, 1965, Hal:
111), maka:
Tc = Tavg
tc = tavg
d. Pemilihan Jenis Alat Perpindahan Panas
Hot fluid = steam dipipa
Cold fluid = air di annulus
Dari Tabel 8 (Kern, 1965) range Ud = 200 - 700 Btu/hr.ft2 °F dan dipilh
Ud = 600 Btu/hr.ft2.°F.
Area perpindahan panas (surface area) :
A = Δt.U
Q
D
= 118,47515
30581,7158
= 0,1072 ft2
Karena A < 200 ft2, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran
standar yang digunakan (Kern, 1965, Hal: 103):
Tabel C.39. Spesifikasi double pipe yang digunakan (Kern, Tabel 6.2 dan
11)
Annulus : Pipa :
IPS = 2,5 in IPS = 1,25 in
Sch. No = 40 Sch. No = 40
OD = 2,88 in OD = 1,66 in
ID = 2,469 in ID = 1,38 in
a'' = 0,753 ft2/ft a'' = 0,435 ft
2/ft
e. Menghitung Flow Area (a)
Annulus :
D2 = 2,469/12
= 0,2057 ft
D1 = 1,66/12
= 0,1382 ft
aa = 4
)DD(2
1
2
2 (Pers.6.3 Kern, 1965)
= 0,0182ft2
Diameter equivalent, De :
De = 1
2
1
2
2
D
)DD( (Pers.6.3 Kern, 1965)
= 0,167 ft
Pipa :
D = 1,38/12
= 0,115 ft
ap = 4
D2
= 0,01038 ft2
f. Menghitung Mass Velocity (G)
Annulus :
Ga = aa
W
= 0182,0
1417,12
= 77822,99 lb/hr.ft2
Pipa :
Gp = pa
w
= 0,01038
50,6281
= 4876,712 lb/h
g. Menghitung Bilangan Reynold (Re)
Annulus :
Tavg = 96,8 oF
µ = 0,86 cp × 2,42 (Kern, Fig. 15)
= 2,080 lb/jam ft
Rea = De.Ga/µ (Pers. 7.3)
=16272,77
Pipa :
Pada tavg = 572 oF
µ = 0,0195cp × 2,42 (Kern, Fig. 15)
= 0,046 lb/jam ft
D = 3,068/12 = 0,256 ft (Kern, Tabel 10)
Rep = D.Gp/µ (Pers. 3.6)
= 17335,755
h. Menentukan JH (Heat Transfer Factor)
i. Menentukan Termal Function
j. Menghitung Outside Film Coefficient (ho) dan Inside Film Coefficient
(hi)
Annulus:
ho = 1230 Btu/hr.ft2.oF [table 25 Kern, Hal:
164]
Pipa:
hio = 1500 Btu/hr.ft2.oF
k. Menghitung Clean Overall Coefficient (UC)
UC =oio
oio
hh
h h
[Pers. 6.38]
= 675,824 Btu/jam.ft2.oF
l. Menghitung Design Overall Coefficient (UD)
Rd = 0,002 hr.ft2.oF/Btu (Kern, Tabel 8)
DU
1= Rd
Uc
1
= 002,0675,824
1
= 0,00347
UD = 287,38 Btu/hr.ft2.oF
m. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Panas Yang Dibutuhkan
A = t.U
Q
D
= 11,47538,287
30581,7157
= 0,2239 ft2
a” = 0,435 ft2/ft (Kern, Tabel 11)
Panjang pipa :
L = a"
A
= 0,5148 ft linier
Panjang hairpin = 12, 15, 20 ft (Kern, Hal: 103)
Diambil Lh = 12 ft
Hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2) , maka jumlah hairpin yang diperlukan :
Hairpin = h2.L
L
= 122
0,2239
= 0,429
= 1 buah
Koreksi panjang pipa:
Lkor = 2.Lh x hairpin
= 1 x 12 x 2
= 24 ft linier
n. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Yang Tersedia
Sebenarnya
A = Lkor x a”
= 24 x 0,435
= 10,44 ft2
o. Menghitung Actual Design Overall Coefficient (UDaktual)
UDaktual = tA.
Q
= 118,47536,73
30581,715
= 258 Btu/hr.ft2.oF
p. Menghitung Dirt Factor (Rd)
Rd = dc
dc
UU
UU
= 25885,675
25882,675
= 0,00239 hr.ft2.oF/ Btu
Rd yang diperlukan = 0,002 hr.ft2.oF/Btu (Kern, Tabel 12)
Rdhitung > Rddiperlukan (memenuhi)
q. Menghitung Pressure Drops (ΔP)
Annulus :
De’ = D2 – D1
= 0,205 – 0,1383
= 0,0674 ft
Rea’ = μ
'.GDe aa
= 2,080
778220674,0
= 25218,712
(
) (Kern, Pers. 3.47b)
Fa = De'ρg2
LGaf42
2
(Pers.6.14 Kern, 1965)
= 0674,00,0351810.18,42
24)77822(012,0428
2
= 996,620 ft
Va = 3600
Ga
= 360003518,0
77822
= 26,68 ft/s
iΔF =
g2
Vx2
2
=
2,322
68,262
2
= 22,098 ft
Pa =
144
ρΔFiΔFa
2
1
=
144
03518,0098,22620,996
2
1 x
= 3,239 psi
ΔPa untuk liquid < 10 psi (memenuhi)
Pipa :
Rep = 17335,7559
(
) (Kern, Pers. 3.47b)
ρ = 0,068024 lb/ft3 (Appendix A.3-3, Geankoplis)
Fp = Dg2
LGf42
2
= 167,00682,010.18,42
24)7124,4876(000525,0428
2
= 1848,417 ft
Pp = 144
Fp
= 144
0682,0417,848.1
= 0,573 psi
ΔPp untuk steam < 1 psi (memenuhi)
Tabel C.40. Spesifikasi HE–102
Alat Heater
Kode HE-101
Fungsi Menaikan temperatur air dari 30 oC menjadi 42
oC
untuk melarutkan urea di dalam mixing tank (MT-
101)
Bentuk Double Pipe Heat Exchanger
Dimensi pipa Annulus:
IPS = 2,5 in
Sch. No. 40
OD = 2,88in
ID = 2,469in
Inner pipe:
IPS = 1,25 in
Sch. No. 40
OD = 1,66in
ID = 1,38 in
Jumlah hairpin = 1 buah
Panjang 1 pipa = 12 ft
∆P, annulus = 3,239psi
∆P, inner pipe = 0,573 psi
18. Pompa (PP-102)
Fungsi : Mengalirkan Air menuju ke Mixing Tank (MT-101).
Tipe Pompa : Centrifugal pump
Alasan Pemilihan :
Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi
Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah
Kecepatan putarannya stabil
Tidak memerlukan area yang luas
V1
P1
T1
Z1
V2
P2
T2
Z2
V3
P3
Z3
V4
P4
Z4
Gambar C.33. Skema Aliran pada Pompa
Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain :
Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa
Friksi pada pipa lurus
Friksi pada elbow
Friksi karena ekspansi
Friksi pada valve
Friksi pada pipa tee
Asumsi :
Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap
Fluida incompressible
Data-data perhitungan :
feed = 885,448 kg/m3
feed = 0.440 cp = 0,00044 kg/m.s
T1 = 42 oC T2 = 42
oC
P1 = 1 atm P2 = 1 atm
FV = 642,804 kg/jam FV = 642,804 kg/jam
a. Menghitung Debit Cairan
Diambil over design = 10 %
FV design = 1,1 x 642,804 kg/jam
= 707,085 kg/jam
= 0,196 kg/detik
FvQ
885,448
707,085
= 0,799 m3/jam = 0,000221 m
3/detik
= 0,470 ft3/menit = 3,516 gal/menit
b. Menghitung Diameter Pipa
Diameter pipa optimum untuk material carbon steel dihitung dengan
persamaan (Coulson, 1983, pers. 5.14):
Dopt = 226 × G0,5
× ρ-0,35
Keterangan :
Dopt = Diameter pipa optimum (mm)
G = Laju alir massa (kg/s)
= Densitas larutan (kg/m3)
Dopt = 226 × (0,196 kg/s)0,5
× 885,448 kg/m3)-0,35
= 9,3151 mm
= 0,3667 in
Dari Appendix A.5-1 (Geankoplis 1993:892), diperoleh ukuran comersial
pipe:
Tabel C.41. Ukuran Comersial Pipe
Karakteristik in Meter
NPS 0,75 0,75
Sch 40 40
OD 1,050 1,050
ID 0,824 0,824
c. Menentukan Bilangan Reynold (NRe)
Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan (Geankoplis,
1993, Pers.4.5-5) :
NRe = μ
x ID x ρ v
Keterangan :
NRe = Bilangan Reynold
= Densitas larutan (kg/m3)
ID = Diameter dalam pipa (m)
v = Kecepatan aliran (m/s)
= Viskositas larutan (kg/m.s)
Dimana :
Qtangki = Qpipa
= pipapipavD2
4
vpipa =
=
= 0,645 m/detik
NRe =
skg/m.00044,0
m021,0m/s645,0kg/m448,885 3
= 27169,693 (Aliran Turbulen, NRe > 4000)
d. Menghitung Panjang Equivalent
Faktor koreksi, = 1 (Untuk aliran turbulen)
Diameter pipa = 0,824 in = 0,021 m
Roughness, ε = 0,000046 (untuk pipa comercial steel)
ε/D = 0,0022
Dari gambar. 2.10-3, Geankoplis, 1993, diperoleh f = 0,008
Untuk panjang equivalent, dari gambar. 127 Brown, 1950, diperoleh :
Tabel C.42. Panjang Equivalent Pipa
Komponen Jumlah Le (ft) Le (m) Total (m)
Pipa lurus 1 48 14,631 14,631
Standard elbow 4 2 0,610 2,438
Globe valve 1 20 6,096 6,096
Gate valve fully open 1 0,5 0,152 0,152
standard tee 0 4,5 1,372 0,000
Total panjang equivalent 23,317
e. Menghitung Friction loss
1. Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa
hc =
2
1
3155,0
A
A
2
V2
= 2
VK
2
c
Keterangan :
hc : friction loss
V : kecepatan pada bagian downstream
α : faktor koreksi, aliran turbulen = 1
A3 : luas penampang pipa (yang lebih kecil)
A1 : luas penampang tangki (yang lebih besar)
Dimana : A3/A1 = 0
Kc = 0,55
hc = 2
VK
2
c (Pers.2.10-16, Geankoplis, 1993)
= 12
(0,645) x0,55
2
= 0,114 J/kg
2. Friksi pada pipa lurus
NRe = 23.248,107
/ID = 0,0022
f = 0,008 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
Ff =
2
V
ID
Lf4
2
= 1) (2 )0254,0021,0(
(0,645) (23,317)0,008 x 4
2
x
= 292,033 J/kg
3. Friksi pada sambungan (elbow)
Jumlah elbow = 4
Kf = 0,75 (tabel 2.10-1, Geankoplis)
hf =
2
VK
2
f = 1) (2
(0,645) 0,75 4
2
= 0,624 J/kg
4. Friksi karena pipa tee
Jumlah tee = 0
Kf = 1
hf =
2
2VK f
= 0,000 J/kg
5. Friksi karena ekspansi
Kex =
2
2
41
A
A
A4 = luas penampang pipa (yang lebih kecil)
A2 = luas penampang tangki (yang lebih besar)
A2/A4 = 0
Kex = 1
he = 2
2VKex =
)12(
(0,645) 1
2
= 0,208 J/kg
6. Friksi pada valve
Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5 (Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)
Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17 (Tabel 2.10-15, Geankoplis, 1983)
hf =
2
2VK f
= )12(
(0,645) 0,17)) (1 )5,9 ((1
2
= 2,012 J/kg
Total friksi, ΣF = hc + Ff + hf,elbow + hf,tee + he + hf,valve
= (0,114 + 292,033 + 0,624 + 0,000 + 0,208 + 2,012) J/kg
= 294,991 J/kg
f. Menghitung tenaga pompa yang digunakan
Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan
Bernaulli (Pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983) :
(Wp).η = - Ws =
Fpp
ZZgVV
12
12
2
1
2
2
2
= 991,294885,448
101,325-101,325500,38,9
12
0645,0 22
= 328,896 J/kg
Wp =
J/kg 328,896
Dimana η = 23 % dari Gambar.3.3-2, Geankoplis, 1983 Hal: 146, maka :
Wp = 40,0
2.187,090 = 1429,983 J/kg
Power, P = G.Wp
= 0,196 kg/s x 1429,983 J/kg
= 280,866 J/s
= 0,377 hp
Jadi digunakan pompa dengan daya 0,5 hp.
g. Menghitung beda tekanan antara bagian suction dan discharge
FWZZgVVpp
s43
22
334
2
241
.43 sWpp
)144/)/275,55(()988,2/)/896,328(( 3
43 ftlbxkgJpp
atmpsiapp 875,2252,4243
h. Menghitung NSPH
Cek Kavitasi :
Pv = 0,004 atm
NPSH (Net Positive Suction Head) available :
suctionsuctionV1 FH
g
PPA NPSH
NPSH A = 11,624 m
NPSH (Net Positive Suction Head) Required :
Dari gambar 7.2 b Walas :
N = 3.500 rpm
S = 7.900 (single suction)
Q = 0,470 ft3/min
NPSH =
3/45,0
S
QN
(pers. 7.15 Walas, 1988)
= 0,204 ft = 0,062 m
NPSH A > NPSH R, pompa aman dari kavitasi
Keterangan :
NPSHR = Net Positive suction head required (ft)
NPSHA= Net Positive suction head available (ft)
Tabel C.43. Spesifikasi Pompa (PP–102)
Alat Pompa
Fungsi Mengalirkan Air menuju ke Mixing Tank
(MT-101).
Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage
Kapasitas 3,516.gpm
Efisiensi Pompa 23 %
Dimensi NPS = 0,75 in
Sch = 40 in
Beda ketinggian = 3,5 m
Power motor 0,5 hp
NPSH 0,062 m
19. Pompa (PP-103)
Dengan melakukan perhitungan seperti di atas diperoleh spesifikasi pompa
sebagai berikut :
Tabel C.44. Spesifikasi Pompa (PP–103)
Alat Pompa
Fungsi Mengalirkan larutan urea dari Mixing Tank
(MT-101) menuju ke Reaktor
Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage
Bahan Konstruksi Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Kapasitas 11,681 gpm
Efisiensi Pompa 35 %
Dimensi NPS = 0,75 in
Sch = 40 in
Beda ketinggian = 3,5 m
Power motor 10 hp
NPSH 0,139 m
20. Reaktor (RE-202)
Fungsi : Tempat mereaksikan CO(NH)2 (aq) dan HCHO (g)
Tekanan operasi : 1,2 atm
Temperatur operasi : 70 oC
Konversi : 97 %
Tipe reaktor : Reaktor Alir Tangki Berpengaduk
Fase reaksi : cair – gas
Kondisi : Isotermal
Tipe perancangan : Vertikal vessel dengan torispherical head sebagai
tutup atas dan bawah, dilengkapi dengan sistem
pendingin dan pengaduk.
Sistem pemanas : Coil pendingin
Alasan pemilihan : 1. Pada RATB, suhu dan komposisi campuran di
dalam reaktor selalu sama.
2. Konstruksi relatif lebih mudah dan murah
3. Transfer massa dan panas berlangsung dengan
baik karena adanya pengadukan.
4. Cocok untuk reaksi fasa gas-cair, adanya
pengadukan mengakibatkan gas HCHO terdifusi
dengan seragam ke dalam larutan urea.
(Fogler 3rd
Ed, 1999; hal 10 dan O’Brien 3rd
Ed,
2009; hal 114)
Gambar C.34. Reaktor
Dimana : F11 = Laju alir umpan gas dari separator
F16 = Laju alir umpan larutan urea dari mixing tank
F17 = Laju alir gas keluar
F18 = Laju alir produk yang keluar Reaktor (kg/jam)
a. Menentukan Volume Reaktor
Dalam perancangan ini digunakan reaktor alir berbentuk tangki berpengaduk
(CSTR) yang dilengkapi koil pendingin dengan pertimbangan :
1. Reaksi berlangsung pada fase cair-gas
2. Proses kontinyu
Asumsi-asumsi:
1. Pengadukan sempurna, sehingga komposisi zat alir keluar reaktor sama
dengan komposisi zat di dalam reaktor.
2. Reaktor beroperasi secara isotermal dan non-adiabatis, sehingga panas
hasil reaksi harus diserap dan dikontrol menggunakan air pendingin.
3. Tidak ada reaksi samping pada kondisi perancangan.
Reaksi pembentukan Urea Formaldehid:
13 CO(NH2)2 (l) + 18 CH2O (g) 9 HOCH2NHCONH2 (l) +
3NHCONH(CH2OH)2(l)+
NHCON(CH2OH)3 (l)
1. Menentukan Persamaan Laju
Reaksi antara CO(NH2)2 (aq) dan HCHO (g) merupakan suatu reaksi
heterogen cair-gas. Diketahui dari jurnal Kinetics And Mechanism Of
Urea Formaldehyde Reaction by B.Raveendran Nair and D.Joseph
Francis Department of Applied Chemistry, University of Cochin 682
022,India (Received 29 march 1982;revised 12 August 1982, Volume
T= 70oC, P=1,2
atm
24) bahwa reaksi pembentukan Urea Formaldehyde merupakan reaksi
orde dua terhadap urea CO(NH2)2 dan formaldehid HCHO maka :
-ra = k.CA.CB ...............(a)
Keterangan :
-ra : laju reaksi, (kmol/m3.jam)
k : konstanta laju reaksi; 24,42 m3/kmol.jam
CA : konsentrasi CO(NH2)2 sisa, (kmol/m3)
CB : konsentrasi HCHO sisa, (kmol/m3)
Neraca massa di reaktor:
[
] [
] [
]
[ ] [ ] [ ]
(Fogler, 2nd ed, 1992.)
Fa0 – Fa1 = Fa0.X
Fa0 – Fa1 = -ra1.V1
dimana : -ra = k.CA.CB
(Fogler, 2nd ed, 1992.)
⁄
⁄
2. Menentukan Densitas Campuran dan Debit
Densitas komponen masuk reaktor ditunjukkan pada Tabel F.8.1.
Tabel F.45. Densitas komponen masuk reaktor
Komponen Massa
(kg/jam) Wi
ρi
(kg/m3) Wi/ρi kmol/jam xi μi Wi.lnμi
CO(NH)2 1.722,9447 0,16 1.022,18 0,00015696 28,6871 0,081 0,9600 -0,0065
H2O 655,3817 0,06 1.885,44 3,2368E-05 36,3899 0,102 0,4400 -0,0501
HCHO 1.206,0613 0,11 1.557,65 7,2102E-05 40,1619 0,113 0,0115 -0,5012
CH3OH 13,8275 0,001 1.617,68 7,9597E-07 0,4316 0,001 0,0094 -0,0060
O2 809,8474 0,075 2.102,18 3,5874E-05 25,3077 0,071 0,0229 -0,2848
HCHO 1.206,0613 0,112 1.557,65 7,2102E-05 40,1619 0,113 0,0115 -0,5012
CO 71,8043 0,006 1.363,63 4,9034E-06 2,5635 0,007 0,0198 -0,0262
N2 5.052,7684 0,470 4.211,26 0,00011172 180,3916 0,509 0,0195 -1,8526
Total 10.738,69 1,000 0,00048683 354,0951 1,000 -3,2287
ρmix =
i
iw
1
= 000486,0
1
= 2.054,08 kg/m3
= 128,23 lb/ft3
νo = campurandensitas
totalmassa
= 3kg/m08,054.2
kg/jam69,738.10
= 5,228 m3/jam
= 184,61 ft3/jam
3. Menentukan Volume dan Waktu Tinggal
Cao =
= 5,4872 kmol/m3
Cbo =
0
)/(
v
BMm
0
)/(
v
BMm
= 7,6821 kmol/m3
= 5,48 x 5,228 = 28,6871 kmol/jam
= 7,68 x 5,228 = 40,1619 kmol/jam
= 0,8606 kmol/jam
= 1,6330 kmol/jam
Ca1 =
= 0,1646 kmol/m
3
Cb1 =
= 0,3123 kmol/m
3
V =
= 21,7045 m3
Menentukan waktu tinggal
τ =
= 4,15 jam
1. Menentukan Dimensi Reaktor
a. Diameter Dalam Shell (Di)
Vtotal = 4
HID L
2 +
4
sfID2
i + 0,000076 I
3D
Keterangan :
ID = Diameter dalam shell,ft
HL = Tinggi cairan, ft
Diambil perbandingan tinggi cairan terhadap diameter dalam shell
standar dan tinggi sf adalah :
HL = ID (Geankoplis, 1993)
sf = 2 in = 0,167 ft
Vtotal = 4
HID L
2 +
4
sfID2
i + 0,000076 I
3D
Diperoleh ID = 9,86 ft = 118,63 in
Maka tinggi cairan adalah :
HL = ID = 9,86 ft = 118,63 in = 3,00 m
Diameter dalam shell standar yang digunakan adalah :
Di = 119 in = 9,91 ft = 3,02 m
b. Menghitung Tekanan Desain
Tekanan operasi (Pops) = 1 atm (14,696 psi)
Phidrostatik = 144
Hg
g.ρ L
cmix
Keterangan :
g = Percepatan gravitasi = 32,174 ft/s2
gc = Faktor konversi percepatan gravitasi = 32,174
gm.cm/gf.s2
Phidrostatik = 4,625 psi
Tekanan desain adalah 5 - 10% di atas tekanan kerja normal (Coulson,
1983). Tekanan desain diambil 10 % atau 1,1. Jadi, tekanan desain
adalah:
Pdesain = 1,1 (Poperasi + Phidrostatik)
= 1,1 (14,696 + 4,625) psi
= 21,253 psi = 1,446 atm
c. Bahan Konstruksi
Material = Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316 (Brownell:342)
Alasan = Sesuai digunakan untuk tekanan tinggi dan diameter besar.
f = 18.750 psi
C = 0,25 in
E = 0,85
d. Menghitung Tebal Shell
(Brownell & Young, 1959:45)
Keterangan :
ts = Tebal shell (in)
P = Tekanan operasi (psi)
f = Allowable stress (psi)
ri = Jari-jari shell (in)
E = Efisiensi pengelasan
C = Faktor korosi (in)
ts =
25,0 21,253 0,6 - 0,85 750.18
)2/114( 21,253
= 0,326 in (digunakan tebal standar 3/8 in = 0,375 ft)
e. Diameter Luar Shell (ODs)
ODs = ID + 2. ts
= 118 in + 2 (3/8 in)
= 118,75 in
= 9,56 ft
= 2,91 m
f. Menentukan tinggi reaktor
Tinggi total reaktor = tinggi shell (Hs) + (2 x tinggi tutup)
1. Tinggi Shell (Hs)
Volume desain reaktor merupakan penjumlahan volume shell, volume
head and bottom torispherical, dan volume straight flange head and
bottom.
Vr = Vshell + Vhead atas + Vhead bawah + Vstraight flange (F.9)
169,844 ft3 =
4
HDIπ s
2
+
4
sfDIπ2
2
+ (20,000076 I3D )
Hs = 117,87 in
Diambil Hs= 118 in = 9,5 ft = 2,89 m
2. Tinggi Tutup (OA)
OA = th + b + sf
Keterangan :
b = Depth of dish (inside), in
th = tebal torispherical head, in
sf = straight flange, in
a. Menghitung tebal head
CP.2,0E.f.2
V.ID.Pt h
(Brownell & Young,pers. 7.77,1959)
)k2(6
1V 2 (Brownell & Young,pers. 7.76,1959)
Keterangan :
V = stress-intensification factor
k = ,b
amayor-to-minor-axis ratio
a = 2
ID=
2
114= 57 in
b = 5,284
114
4
ID in
k = 25,28
57
V = 1)22(6
1 2
t = 25,02,0 253,1285,0 18.750 2
1 114253,12
= 0,326 in
Digunakan tebal plat standar = 3/8 in
OD
ID
AB
icr
b
a
t
r
OA
sf
Gambar C.35. Dimensi torisherical flanged and dish Heads
b. Tinggi Tutup (OA)
Tinggi head and bottom torrispherical adalah :
OA = th + b + sf
= 0,375 in + 28,5 in + 2 in
= 30,875 in
= 2,57 ft = 0,78 m
3. Tinggi Cairan (HL,s)
Tinggi cairan di shell (HL,S) = HL – OA
= 118 in – 30,875 in
= 83,125 in
= 6,93 ft
= 2,11 m
4. Menghitung Tinggi Total Reaktor
Tinggi total reaktor = tinggi shell (Hs) + OAataututuptinggi2
= 9,5 ft + (2 x 2,57 ft)
= 14,65 ft = 4,46 m
5. Perancangan Sparger
- Menentukan Koefisien Difusifitas (DAL)
Proses difusi terjadi di dalam fasa cair. Persamaan yang digunakan adalah :
(Coulson Vol 6, 1989; hal 255, Pers 8.22)
Keterangan :
Φ : Association parameter = 1
M : Berat molekul larutan, kg/ kgmol = 267,9886
T : Temperatur, K = 453 K
μ : Viskositas larutan, kg/m.det = 9,7467 x 10-5
Vm : Volume molal zat terlarut, m3/ kmol
Berdasarkan Tabel 8.6 Coulson Vol 6, 1989; hal 256
Vm H2 = 0,0143 m3/ kmol
Difusifitas HCHO dalam Urea solution :
DAL = 1,1428 x 10-7 m2/det
- Menentukan Δρ
ρgas pada T = 343 K dan P = 1 atm
Δρ = (766,1451-0,3228) kg/m3 = 765,8223 kg/m3
- Menghitung Surface Tension
(Pers 8.23, hal 258; Coulson Vol 6, 1989)
Keterangan :
σL : Surface tension, dyne/cm
Pch : Sudgen’s parachor
ρL : Densitas cairan, kg/m3
ρv : Densitas saturated vapor, kg/m3
0,6
m
0,518
ALVμ
TM10.3,117D
12
4
vLch
L 10M
ρρP
M : Berat molekul
Dari Coulson Vol 6, 1989; hal 258 dapat dicari nilai Pch :
Pch H2 = 34,2
Maka σL = 0,0001 mJ/m2
= 0,0001 dyne/cm2
= 9,1232 x 10-8
kg/ det
- Menghitung Diameter Gelembung
(Treyball 3rd Ed, 1980; Pers 6.1, hal 141)
Keterangan :
db : Diameter gelembung, m
do : Diameter oriffice = 10 mm standar = 10-2 m
ςL : Tegangan muka cairan
g : Percepatan gravitasi, m/ det2
Δρ : Densitas (cairan-gas), kg/m3
Jadi diameter gelembung = 9,0015 x 10-5 m = 9,0015 x 10-3 cm
= 0,0900 mm
- Menentukan Koefisien Transfer Massa Campuran (KL)
Berdasarkan tabel 23-9, hal 23-43; Perry, 1999 untuk mechanically agitated
bubble reactors diperoleh KL = 400 cm/s = 4 m/s
- Menghitung diameter hole sparger
Berdasarkan Perry, 1999 diameter hole ditentukan dengan persamaan :
Dh =
(ρ ρ )
σ (Perry, 1999; hal 6-53)
Keterangan :
Dh : diameter hole, cm
db : diameter bubble, cm
ρL : densitas liquid, gr/cm3
ρG : densitas gas, gr/cm3
31
Lob
Δρg
σd6d
σ : tegangan permukaan liquid
g : percepatan gravitasi, 980cm/det2
Maka Dh = 0,9954 cm = 0,01 m
Jadi luas tiap hole :
4
9954,0 2
Ah = 0,7777 cm2
- Laju volumetrik tiap lubang (Qh)
Qh6/5
=
π
(Perry, 1999)
Qh6/5
=
Qh = 1,0740 x 10-4
cm3/det
- Kecepatan superficial gas masuk tiap lubang (usg)
usg = Qh/Ah (Perry, 1999)
= 1,0740x10-4
/ 0,7777
= 0,0001 cm/ det = 1,3810x10-6 m/ det
= 0,0050 m/ jam
- Menghitung diameter sparger
Keterangan :
Qt : laju alir total umpan gas masuk, m3/ jam
Dimana Qtotal = P/(nRT)
= 0,0410 m3/ jam
Ds : diameter sparger, m
14.3
.4
.4/14.32
sg
s
sg
s
sg
U
QtD
U
QtD
U
QtA
usg : kecepatan superfiacial gas, m/s
Ds = 14,3./005,0
/0410,0 3
jamm
jamm = 3,2401 m
- Menghitung pitch sparger
Digunakan triangular pitch dengan jarak ke pusat :
C = 1,5 x Dh
C = 1,5 x 0,9954 cm
= 1,4930 cm
Tinggi (h) = C x sin 60o
= 1,2930 cm
Luas segitiga = ½ x C x h
= 0,9652 cm2
- Menentukan banyaknya hole
Luas hole total = π/4 (Ds2)
= 8,2410 m2
Jumlah hole = luas hole total/ luas 1 hole
= 105.963,0924 buah ≈ 105.963
2. Desain Sistem Pengaduk
Da
B a
f f
l e
B a
f f
l e
E
HL
W
J
Dt
Dd
L
Gambar C.36. Basis perancangan tangki berpengaduk
a. Dimensi pengaduk
Digunakan impeller dengan jenis :
Jenis : six flat blade open turbin
Dasar pemilihan : Sesuai dengan pengadukan larutan dengan viskositas
(Geankoplis 1993,3rd
ed : 143 ).
Perancangan pengadukan berdasarkan Geankoplis, 1993 Tabel 3.4-1.
b. Menentukan Diameter Pengaduk
ID = 114 in
3D
ID
i
Di = 38 in = 0,96 m = 3,17 ft
c. Menentukan Tebal (ti) dan Lebar (W) Pengaduk
ti = 0,2 Di (Brown, 1950)
ti = 7,6 in = 0,19 m = 0,63 ft
W
Di
= 8 (Gean Koplis, 1993)
W = 4,75 in = 0,12 m = 0,39 ft
d. Menentukan Lebar Baffle, J
Jumlah Baffle : 4 (Wallas,1990)
J = 12
ID
J = 9,5 in = 0,24 m = 0,79 ft
e. Menentukan Offset Top dan Offset Bottom
Berdasarkan Wallas (1990 : 288)
Offset top = 6
J = 1,58 in = 0,04 m = 0,13 ft
Offset Bottom = 2
D i= 19 in = 0,48 m = 1,58 ft
f. Menentukan Jarak pengaduk Dari Dasar Tangki (Zi)
3,1Di
Zi
(Brown, 1950)
Zi = 49,40 in = 1,25 m = 4,12 ft
g. Menentukan Jumlah Pengaduk, Nt
Menurut Dickey (1984) dalam Walas 1990 hal. 288, kriteria jumlah impeller
yang digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio ketinggian
liquid (HL) terhadap diameter tangki (D).
Diketahui bahwa :
ID = 9,5 ft
HL = 9,5 ft
HL /ID = 1
µ liquid = 0,0185 cP
Tabel C.46. Pemilihan Jumlah Impeller
Rasio HL/ID maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah 1,4 untuk
viscositas liquid < 25.000 cP dan rasio HL/ID = 1 maka jumlah impeller yang
digunakan sebanyak 1 buah.
h. Menentukan Putaran Pengadukan
Kecepatan putaran motor standar yang tersedia secara komersil adalah 37,
45, 56, 68, 84, 100, 125, 155, 190 dan 320 rpm. Digunakan putaran motor
68 rpm = 1,133 rps. (Walas, 1990)
Digunakan putaran motor 84 rpm = 1,4 rps
ρmix = 1.122,913 kg/m3
Viskositas campuran diprediksi dengan persamaan 3.107, Perry’s Chemical
Engineering Handbook, 6th ed, p.3-282 :
ln μmix = Σ (wi.ln μmix) = 0,0183
μmix = 1,0185 cp = 0,001 kg/m.s
NRe = mix
mix
2
I .N.D
(Geankoplis,Pers.3.4-1, 1978)
= 0,001
913,122.14,1965,0 2 xx
= 1.438.018,055
Dari Figur 10.6 Walas halaman 292 untuk six blades turbine, Np = 5
Kebutuhan teoritis:
P = 17,32x550
DN..N 5
i
3
mixp (Geankoplis,Pers.3.4-2, 1978)
= 17,32550
3,167x x1,4101,705 53
x
x
= 17,309 hp
i. Daya yang hilang (gland loss)
Hilang (gland loss) = 10 % daya teoritis (MV. Joshi)
= 0,1 x 17,309 hp = 1,7309 hp
j. Menghitung daya input
Daya input = kebutuhan daya teoritis + hilang (gland loss)
= 17,309 hp + 1,7309 hp
= 19,04 hp
k. Efisiensi motor (η)
Berdasarkan Fig. 4-10, vilbrandt,F.C., 1959, diperoleh:
Efisiensi motor (η) = 80 %
P = 19,04x 80
100
hp = 23,80 hp
l. Menentukan Kebutuhan Daya
Menurut Walas sebagai panduan untuk sistem gas–liquid, daya pengadukan
yang dibutuhkan adalah sekitar 5 hp/1000 gallon liquid.
Volume cairan, VL = 16,015 m3
Volume cairan, VL = 4.230,625 gal
maka daya yang dibutuhkan adalah
P =
= 21,15 hp
P = 11.634,22 ft.lbf/s
Kecepatan putaran,
N = √
N = 1,497 rps
N = 89,81 rpm
Oleh karena itu pemilihan kecepatan putaran impeller dapat digunakan.
m. Panjang Batang Sumbu Pengaduk (axis length)
axis length (L) = tinggi total tangki + jarak dari motor ke bagian atas
bearing – jarak pengaduk dari dasar tangki
Tinggi total tangki = 14,64 ft
Jarak dari motor ke bagian atas bearing = 1 ft
Jarak pengaduk dari dasar tangki (ZI) = 4,12 ft
axis length (L) = 14,64 ft + 1 ft – 4,12 ft
= 11,53 ft (3,51 m)
n. Diameter Sumbu
d3 =
16 x Zp
Menghitung Tm
Dari M.V Joshi, Pers. 14.10, hal 400, Tm= (1,5 or 2,5) x Tc
Digunakan Tm = 1,5 Tc
Tc = Nxπx2
60x75xP (M.V. Joshi, Pers. 14.8, hal 400)
Keterangan :
Tc = Momen putaran, kg.m
P = Daya, Hp
N = Kecepatan putaran, rpm
Tc = 84xπx2
60x75x80,32 = 202,92 kg.m
Tm= 1,5 x 202,92 kg-m = 304,38 kg.m
Menghitung Zp
Zp = s
m
f
T (Pers.14.9, M.V. Joshi)
Keterangan :
Tm = Torsi maksimum
P = Shear stress
fs = Section of shaft cross section
Material sumbu yang digunakan adalah commercial cold rolled steel.
Axis shear stress yang diizinkan, fs = 550 kg/cm2
Batasan elastis pada tegangan = 2.460 kg/cm2
Zp = 550
100 x 304,34= 55,34 cm
Menghitung diameter sumbu (d)
Zp = 16
d . 3
d3 =
16 x Zp
d = 6,56 cm
Digunakan diameter sumbu (d) = 7 cm
Cek tegangan yang disebabkan oleh bending moment
Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent adalah
f = Zp
M e=
32
d
Me3
Menghitung Bending Moment
Me = Bending moment equivalent
Me =
2
m2 TMM
2
1
M = Fm x L
Fm = bRx0.75
Tm (Pers.14.11, M.V. Joshi)
Keterangan :
Fm = bending moment (kg)
Rb = Jari-jari impeller = ½ Di
= ½ x 0,965 m = 0,483 m
Fm = 483,0x0,75
kg.m 304,38 = 840,96 kg
L = Panjang axis = 3,51 m
M = 840,96 kg x 3,51 m
= 2.955,19 kg.m
Me =
2
m2 TMM
2
1
= 2.963,01 kg.m
Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent
f =
32
d
Me3
= 47.157,808 kg/cm
2
Diameter sumbu
Karena f > batasan elastis dalam tegangan (47.157,808 > 2.460) maka
diameter sumbu yang direncanakan memenuhi.
6. Desain Pendingin
Reaksi pembentukan urea formaldehid merupakan reaksi eksotermis dimana
sejumlah panas reaksi akan dilepaskan sehingga menyebabkan kenaikan temperatur.
Dari perhitungan neraca panas diperoleh kenaikan temperatur sebesar 32,17oC
sehingga temperatur akhir bila tanpa pendingin adalah sebesar 102,17oC. Karena
reaktor dioperasikan secara isotermal ( 70oC ) maka dibutuhkan media pendingin
berupa air sebanyak 11.221 kg/jam.
Pemberian atau pengambilan sejumlah panas pada sebuah tangki proses dapat
dilakukan dengan 2 cara yaitu dengan memberikan jacket atau lilitan pipa panjang
(coil) di dalam tangki proses tersebut (Kern, D., 1950, Hal: 716). Untuk menentukan
pemakaian jacket atau coil pada tangki proses, dilakukan perhitungan terhadap luas
selubung tangki terhadap luas transfer panas (Moss, D., Ed.3th, 2004, Hal: 35) antara
lain:
Jika luas transfer panas ≤ luas selubung tangki proses : menggunakan jacket
Jika luas transfer panas > luas selubung tangki proses : menggunakan coil
Luas selubung Reaktor = Luas selimut silinder
= π x Ds x Hs
= 274,84 ft2
Luas transfer panas pada Reaktor = Luas selimut silinder + Luas penampang
= (π x Ds x Hs) + (π x 0,25 x Ds2)
= 345,26 ft2
Karena luas transfer panas > luas selubung tangki proses maka digunakan coil.
Perancangan Coil Pendingin
Fluida pendingin yang digunakan : Air
Kecepatan fluida pendingin (vc) = 1,5 - 2,5 (Coulson, 1983:534)
vc = 2,5 m/s
Luas permukaan aliran (A) :
A = Fv /v
Fv = laju alir air
Fv = M/
M = 11.221 kg/jam = 8.547,53 lb/jam
air = 981,199 kg/m3
Maka Fv = 5,6906 m3/jam
A = 0,00063 m2
Dcoil = 0,0284 m = 1,117 in
Dari Tabel 11. Kern, 1983 diambil ukuran pipa standar :
NPS = 1,25 in (Sch. 40)
ODcoil = 1,66 in = 0,13 ft
IDcoil = 1,38 in = 0,11 ft
A' = 1,495 in2 = 0,0096 ft
2
a" = 0,362 ft2/ft
Gambar C.37. koil Pendingin
Perhitungan pada Air :
Temperatur masuk, T1 = 35 oC = 86
oF
Temperatur keluar, T2 = 60 oC = 140
oF
Tav = 113 oF
ρ air = 981,199 kg/m3 = 61,25 lb/ft
3
2
4coilDA
μ = 0,599 cp = 0,979 lb/ft.jam
Fluks massa pemanas total (Gtot)
Gtot = M/A' = 891.347,66 lb/ft2.jam
Fluks massa tiap set koil (Gi)
Gi = ρsteam.vc
Kecepatan medium pemanas di dalam pipa/tube pada umumnya berkisar antara
1,25 – 2,5 m/s.
Dipilih :
vc = 2,5 m/detik = 8,2021 ft/s
Diperoleh :
Gi = 42,527 x 8,2021
= 348,813 lb/s.ft2
Jumlah set koil (Nc)
Nc = 0,709
Dipakai , Nc = 1 set koil
Koreksi fluks massa tiap set koil (Gi,kor)
Gi,kor = 891.347,66 lb/jam.ft2
Cek Kecepatan Medium Pemanas (vc,cek)
vc,cek = 29.527,56 ft/jam
= 8,2021 ft/s = 2,5 m/s (memenuhi standar 1,5 – 2,5 m/s)
Koefisien transfer panas fluida sisi dalam tube
c
icek,c
Gv
i
tot,c
cG
GN
c
tot
kor,iN
GG
2,0
8,0
cbi
ID
v).t.02,035,1.(4200h
hi = 8.816,35 Btu/jam.ft2.oF
hio = hi x IDcoil/ODcoil
hio = 7.329,26 Btu/jam ft2.F
Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 x Dshell (Rase, 1977)
Dspiral (dhe) = 0,8 x IDshell
= 0,8 x 9,5 ft
= 7,6 ft
hio,coil =
hio,coil = 7.701,895 Btu/jam.ft2.oF
Koefisien transfer panas fluida sisi luar tube :
Dimana :
hi = koefisien perpindahan panas
IDcoil = diameter dalam koil
k = konduktivitas termal pemanas
= 0,29 Btu/(jam.ft2)(oF/ft)
Cp = kapasitas panas = 1,058 Btu/lboF
Maka ho = 1.007,91 Btu/jam.ft2.oF
Menentukan koefisien overall bersih, Uc
Uc = 886,06 Btu/(jam)(ft2)(
oF)
Rd untuk pemanasan = 0,001 (Tabel 12, Kern, 1965:845)
Menentukan koefisien overall desain, UD
hd = 1/Rd = 1000
ioi
ioic
hh
hhU
spiral
coilio
D
ID5,31h
3155,0
totcoil
coil
ok
.Cp.
G.ID.
ID
k.36,0h
Menentukan koefisien overall desain, UD :
hdUc
hdUcUD
= 469,79 Btu/(jam)(ft
2)(
oF)
Menentukan Luas perpindahan panas yang diberikan oleh koil, A
Tabel C.47. ∆TLMTD
hot fluid
(oF)
cold fluid
(oF)
Diff
215,9 higher T 140 75,9 ∆t2
158 lower T 86 72 ∆t1
0 Diff 0 3,9 ∆t2 - ∆t1
LMTD = 73,93 oF = 23,29
oC
Q = 2.104.704,97 Btu/jam
A =tU
Q
D
A = 25,86 ft2
Beban Panas Tiap Set Koil (Qci)
Asumsi : Beban panas terbagi merata pada tiap set koil
c
c
ciN
1
Btu/jam 972.104.704,Qci 2.104.704,97 Btu/jam
Luas Perpindahan Panas Tiap Set Koil
LMTDD
ci
ciTU
QA
LMTDD tU
QA
= 25,86 ft2
Jarak Antar Pusat Koil (Jsp)
Jsp = ½.ODcoil
Jsp = 0,066 ft = 0,02 m
Panjang Satu Putaran Heliks Koil (Lhe)
Lhe = ½ putaran miring + ½ putaran datar
hehehe d..2/1r..2/1L
Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 IDshell (Rase, 1977)
Dspiral (dhe) = 0,7.(9,5 ft)
= 6,65 ft = 2,02 m
he
2/12
sp
2
hehe d.2/1)Jd4,6(2/1L
= 20,88 ft = 6,36 m
Panjang Koil Tiap Set (Lci)
"
t
ci
cia
AL
0,362
25,86Lci 71,43 ft = 21,77 m
Jumlah Putaran Tiap Set Koil
he
ci
pcL
LN
442,3ft 20,88
ft 71,43pcN putaran
Koreksi Panjang Koil Tiap Set
Lci,kor = Npc x Lhe
Lci,kor = 4 x 20,88 ft = 83,52 ft = 25,05 m
Tinggi Koil (Lc)
Lc = Jsp x Npc x Nc
Lc = 3,98 ft = 1,19 m
Volume Koil (Vc)
Vc = Nc ( 4/ (OD)2 Lci)
Vc = 1 ( )52,830,1328π/4 2 1,15 ft3 = 0,10 m
3
Cek Tinggi Cairan Setelah Ditambah Koil (hL)
Tinggi koil harus lebih kecil daripada tinggi cairan setelah ditambah koil
agar seluruh koil tercelup dalam cairan:
shell
L
LA
cVVh
=
3
2
3
846,70
15,1636,678
ft
ftft
hL = 9,595 ft = 2,878 m
hL = 9,595 ft > Lc = 3,98 ft (semua koil tercelup di dalam cairan)
Cek Dirt Factor
Dari Tabel 12 Kern, 1965, Rd min untuk refrigerating liquid, heating,
cooling atau evaporating = 0,001
Syarat : Rd > Rd min
Dc
Dcd
UU
UUR
)(001,03,079,46906,886
79,46906,886memenuhiRd
Cek Pressure Drop
Syarat : < 10 psi
NRe = μ
.GID t = 3.933.171,13
Faktor friksi untuk pipa baja (f)
42,0
ReN
264,00035,0f
f = 0,0039
Pressure Drop
= 0,1361 psi < 10 psi (memenuhi)
1,250 in
79,8 in
47,8
08
0 in
Gambar C.38. Dimensi koil
Lk
10
he
2
i
t.s.D.10.22,5
L.G.fP
Tabel C.48. Spesifikasi Alat RE –202
Fungsi Mereaksikan HCHO dengan Larutan Urea
Kode RE – 202
Jenis Reaktor CSTR, vertical
Bahan Konstruksi Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316
Kondisi Operasi T , P : 70oC, 1,2 atm
Dimensi shell Diameter
Tinggi
Tebal dinding
: 9,91 ft = 3,02 m
: 9,5 ft = 2,89 m
: 3/8 in = 0,375 ft
Dimensi head Tebal head
Tinggi head
: 3/8 in
: 2,57 ft = 0,78 m
Dimensi sparger Diameter ring
Jumlah hole
Diameter hole
: 3,2401 m
: 105.963,0924
: 0,9954 cm
Dimensi koil Diameter
Tinggi
Material
Jumlah putara
: 6,65 ft = 2,02 m
: 3,98 ft = 1,19 m
: carbon steel SA 283 grade C
: 4
Dimensi
pengaduk
Diameter
Lebar
: 38 in = 0,96 m
: 4,75 in = 0,12 m
Jumlah
Kecepatan putaran
Power
: 1
: 89,81 rpm = 1,4 rps
: 21,15 hp
Diameter lubang : 7 cm
Jumlah 1 Buah
21. Cooler – 301 (CO-301)
Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari temperatur
70oC menjadi 30
oC.
Jenis : Shell and Tube Exchanger
Data design
Tube
Fluida panas = Aliran F21 dari RE-202
Laju alir, W = 3535,35 kg/jam (7794,11 lb/jam) (Lampiran B)
T1 = 70 oC (158
oF) (Lampiran B)
T2 = 30 oC (86
oF) (Lampiran B)
Shell
Fluida dingin = Cooling water
Laju alir, w = 5726,7 kg/jam (12.625,21 lb/jam) (Lampiran A)
t1 = 30oC (86
oF) (Lampiran B)
t2 = 45oC (113
oF) (Lampiran B)
d. Menghitung Luas Perpindahan Panas
A = LMTDt Ud
Q
4. Beban panas Heater – 101
Q = 342.706,09 kJ/jam (Lampiran B)
= 324,821,42 Btu/jam
5. Menghitung Δt LMTD
Tabel C.49. Suhu Fluida panas dan dingin
Fluida Panas (oF) Fluida Dingin(
oF) Δt (
oF)
158 Temperatur Tinggi 113 45 86 Temperatur Rendah 86 0 72 Difference 27 45
Δt LMTD =
12
21
1221
tT
tTln
tTtT
= 18,2oF
6. Memilih Ud trial
Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih Ud untuk
hot fluid = light organic
cold fluid = water
Range Ud = 75-150 BTU/j ft2 °F
dipilih Ud = 80 BTU/j ft2 °F
Maka, luas perpindahan panas (surface area) adalah :
A = LMTDt Ud
Q
= F2,18Fft BTU/j 80
Btu/jam 324,821,42
oo2
= 239,82 ft2
e. Pemilihan jenis HE
Karena A > 200 ft2, maka digunakan tipe shell and tube exchanger
Sehingga dalam perancangan ini digunakan klasifikasi sebagai berikut,
(Tabel 10, Kern)
L = 20 ft
BWG = 16
OD tube = 0,75 in
ID tube = 0,62 in
a” = 0,1963 ft2/ft
Jumlah tube :
Nt =A
aL
= 61,0852 tube
Pemilihan pola tube
Berdasarkan data jumlah tube yang tersedia secara komersial, dipilih
jumlah tube = 61 buah tube dengan OD tube 0,75 in, 1 in Square pitch
untuk 2 passes (Kern, Tabel. 9, hal. 841 – 842, 1965).
Adapun data selengkapnya adalah sebagai berikut :
- Susunan tube = square pitch
- Jumlah aliran, n = 2 aliran (passes)
- Pitch, PT = 1 in
- Diamater shell, ID = 10 in
- Baffle space = ID = 10 in
- C = Pitch, PT – OD tube = 0,25 in
- A terkoreksi = Nt x L x a”
= 61 x 20 ft x 0,1963 ft
= 239,486 ft2
- UD terkoreksi
Ud = Q
LMTDTA
= 80,1117 Btu/hr ft2 °
F
f. Analisa Kinerja HE
Analisa kinerja HE meliputi :
4) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas (U)
5) Menghitung Rd
6) Menghitung ∆P
4) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas
- Menghitung Flow Area
Shell :
as = TxP
xBIDxC
144
,
= 1144
1025,010
= 0,1736 ft
2
Tube :
at = 6144
0,3020 16
144
'
n
aN tt
= 0,016 ft2
- Menghitung Mass Velocity
Shell :
Gs = sa
W
= 2ft1736,0
lb/hr 7794,11
= 101.231,673 lb/hr ft2
Tube :
Gt = ta
w
= 2ft016,0
lb/hr 12.625,21
= 487.396,46 lb/hr ft2
- Menghitung Reynold Number
Karena viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida < 1 cP
maka Tc = Tavg dan tc = tavg
Tavg = 2
TT 21 = 2
86113 = 99,5
oF
tavg = 2
tt 21 = 2
86158 = 122
oF
Tube :
Viskositas pada Ta = 311 oF :
µ liquid = 0,2496 cP
= 0,5591 lb/hr.ft
D = 0,0517 ft
Ret =
GtD
= 5591,0
78,1531660517,0
= 14154,090
Shell :
Viskositas pada ta = 99,5 oF :
µ liquid = 0,6743 cP
= 1,5105 lb/hr.ft
De = 0,0792 ft
Res =
GsDe
= 5105,1
7760,1567060792,0
= 8213,1270
- Menentukan Nilai JH (Heat Transfer Factor)
Tube :
Nilai JH untuk pipa didapat dari figure 24 Kern
JH = 55
Shell :
Nilai JH untuk pipa didapat dari figure 24 Kern
JH = 40
- Menentukan Termal Function
Tube :
Viskositas pada Ta = 172,4975 oF :
μ = 0,5591 lb/hr.ft
Kapasitas panas, Cp :
Cp = 0,0933 Btu/lb.oF
k = 0,8597 Btu/hr.ft2.oF.ft
31
k
μ.c
= 0,4719
Shell :
Pada ta = 99,50 oF
μ = 1,5105 lb/hr.ft
Kapasitas panas, Cp :
Cp = 0,6938 Btu/lb.oF
k = 0,8106 Btu/hr.ft2.oF.ft
31
k
μ.c
= 1,0894
- Menghitung Nilai outside film coefficient (ho) dan inside film coefficient
(hi).
Tube :
ih = 3
1
k
μc
D
kjH
= 4719,0.0517,0
0,8597.55
= 249,5067 Btu/hr.ft2.oF
Shell:
oh = 3
1
e k
μc
D
kjH
= 0894,1.0792,0
0,8106.40
= 446,1743 Btu/hr.ft2.oF
- Menghitung corrected coefficient hio
Tube :
ioh = OD
IDh i
= 75,0
6200,05067,249
= 206,2589 Btu/hr.ft2.oF
- Menghitung Clean Overall Coefficient, Uc
UC = oio
oio
hh
hh
= 1743,446206,2589
1743,446 206,2589
= 141,0526 Btu/hr.ft2.oF
5) Menghitung Dirt Factor, Rd
Ud
1 = Rd
Uc
1
Rd = 3693,810526,141
3693,810526,141
DC
D
UU
Uc
U
=
Rd = 0,0052 Btu/hr.ft2.oF
Rd yang diperlukan = 0,003 hr.ft2.oF/btu (Tabel 12. Kern, 1965).
Rdhitung > Rddiperlukan (memenuhi)
6) Menghitung Pressure Drops (ΔP)
Shell :
Res = 8.213,1270
f = 0,0015 (Fig 29, hal 839, Kern)
s = 1,000
No. of crosses, N+1 = 12L/B = 12 × 20/10 = 24,000
se
s
ssD
NDsfGP
10
2
1055,5
1
0141,0
110792,01055,5
240792,0)776,156706(0015,010
2
psi
∆Ps < 10 psi (memenuhi)
Tube:
Ret = 14154,090
f = 0,0003 (fig 26, hal 836, Kern)
ρ larutan = 844,0784 kg/m3 (pada Tc)
ρ air = 977,3974 kg/m3 (pada Tc)
s = air
laru
tan = 0,8636
t
tDs
LnfGP
10
2
1022.52
1
=18636,00517,01022,5
62078,1531660003.0
2
110
2
= 6,839 × 10-7
psi
Gt = 153.166,7800 lb/hr.ft2
003,02
2
g
V (Fig.27, Kern)
g
V
s
nPr
2
4 2
= 0278,0003,08636,0
24
psi
∆Ptotal = ∆Pt + ∆Pr
= 0,0278 psi
∆Pt < 10 psi (memenuhi)
Tabel C.50. Spesifikasi Cooler –301 (CO – 301)
Alat Cooler – 301
Kode CO-301
Fungsi Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari
temperatur 70oC menjadi 30
oC untuk di simpan di
dalam tangki penyimpanan produk
Jenis Shell and Tube Exchanger
Dimensi Tube
OD = 0,75 in
ID = 1 in
BWG = 16
Panjang Tube (L) = 20 ft
Flow area per tube (a') = 0,3020 in2
Surface per lin ft (a") = 0,1963 ft2
Pitch = 1,0000 in
Passes = 2
Shell
ID = 10 in
Baffle Spaces = 10 in
Surface area 239,486 ft2
Pressure drop Tube (ΔPt) = 0,0278 psi
Shell (ΔPs) = 0,0141 psi
Fouling factor 0,0052 (hr)(ft2)(
oF)/Btu
Bahan konstruksi Carbon steel SA 285 Grade C
Jumlah 1 buah
22. Pompa (PP-301)
Dengan melakukan perhitungan seperti di atas diperoleh spesifikasi pompa
sebagai berikut :
Tabel C.51. Spesifikasi Pompa (PP–301)
Alat Pompa
Fungsi Mengalirkan produk menuju tangki
penyimpanan produk (TP-301)
Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage
Bahan Konstruksi Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Kapasitas 17,021 gpm
Efisiensi Pompa 39 %
Dimensi NPS = 0,75 in
Sch = 40 in
Beda ketinggian = 3,5 m
Power motor 30 hp
NPSH 0,178 m
23. Tangki Penyimpanan Produk (TP-201)
Fungsi : Menyimpan Produk Urea Formaldehid selama 7 hari
dengan kapasitas 593938,80 kg
Tipe Tangki : - Silinder vertikal (untuk tekanan > 1 atm)
- Bentuk dasar datar (flat bottom)
- Bentuk atap (head) Torispherical Roof (untuk tekanan 15
psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm))
Bahan Konstruksi : SA-167 Grade 11 Type 316 (18 % Cr, 10 % Ni, 2 % Mo)
Pertimbangan : Mempunyai allowable stress cukup besar (18.750 psi)
Tahan terhadap korosi
Kondisi Operasi : Temperatur design : 50 oC
Temperatur fluida : 30 oC
Tekanan : 1 atm
Gambar C.39. Tangki penyimpan asam fosfat
l. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan
Siang hari, diperkirakan temperatur dinding tangki mencapai 50 oC.
Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk
menjaga temperatur fluida di dalam tangki. Yaitu untuk menghindari
adanya transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Oleh karena
temperatur dinding tangki pada siang hari diperkirakan mencapai 50 oC,
dan apabila dinding tangki tidak dirancang sesuai kondisi tersebut, maka
akan terjadi transfer panas dari dinding tangki ke fluida yang
menyebabkan tekanan uap fluida semakin besar. Semakin tinggi tekanan
uap, maka perancangan dinding tangki akan semakin tebal. Dimana
semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari dinding ke fluida
akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan.
Tabel C.52. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki
Komponen kg/jam kmol/jam zf Pi (Pa) Pi*zf (Pa)
H2O 655,38 36,38 0,559 0.457221 0,25567
CO(NH)2 51,69 0,86 0,013 2.858325 0,0378
UF1 1735,54 19,26 0,296 1.478249 0,4376
UF2 771,35 6,42 0,098 3.706094 0,3657
UF3 321,40 2,14 0,033 11.16389 0,3672
Total 3535,35 65,07 1,00 19,66377 1,46397
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:
T = 50 oC
P penyimpanan = 1,46397 Pa = 0,0000146 atm
P = (1,000 + 0,0000146) atm = 1,000 atm
= 14,70 psi
a. Menghitung densitas campuran
Tabel C.53. Densitas campuran
Komponen kg/jam Wi ρ (kg/m3) Wi/ ρ
H2O 655,38 0,55 885,44 0,00063
CO(NH)2 51,69 0,13 1039,17 0,000013
UF1 1735,54 0,296 942,35 0,00032
UF2 771,35 0,98 1207 0,000082
UF3 321,40 0,032 1320,06 0,000025
Total 3535,35 1,00
0,00106
liquid =
wi
wi =
0,00106
1
liquid = 900.34 kg/m3
= 56.21 lb/ft3
b. Menghitung Kapasitas Tangki
Waktu tinggal = 7 hari
Jumlah produk urea formaldehid yang harus disimpan dalam 7 hari
sebanyak 593939,80 kg.
Jumlah urea formaldehid = 3535,35 kg/jam x 24 jam x 7 hari
= 593939,80 kg
Volume liquid = liqud
liquid
ρ
m
= 3kg/m34.900
kg 593939,80
= 659,68 m3
= 23292.52 ft3
Over Design = 10 % (Peter and Timmerhaus, 1991, hal. 37)
Vtangki = (100/90) x Vliquid
= 1,1 x 659,68 m3
= 732,98 m3
= 25883,53 ft3
c. Menentukan Rasio Hs/D
Vtangki = Vshell + Vtutup
= ¼ π D2 H + 0,000049 D
3 + ¼ π D
2 sf
Atangki = Ashell + Atutup
= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D
2
Keterangan :
D = diameter tangki, in
sf = straight flange, in (dipilih sf = 3 in)
Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana D
H s < 2
Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang
paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada
Tabel C.1.3. berikut.
Tabel C.54. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki
Trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2) Vsilinder , ft
3 Vhead, ft
3 Vsf, ft
3 Vtotal (ft
3)
1.00 0.40 40.03 16.01 4,619.36 20,138.89 5,430.57 314.45 25,883.91
2.00 0.50 37.72 18.86 4,548.20 21,061.28 4,543.44 279.19 25,883.91
3.00 0.62 35.53 22.03 4,512.52 21,837.08 3,799.03 247.80 25,883.91
4.00 0.68 34.61 23.54 4,507.54 22,137.33 3,511.45 235.13 25,883.91
5.00 0.70 34.33 24.03 4,507.28 22,227.62 3,425.04 231.26 25,883.91
6.00 0.72 34.05 24.52 4,507.64 22,313.60 3,342.78 227.54 25,883.91
7.00 0.78 33.27 25.95 4,511.89 22,548.55 3,118.13 217.23 25,883.91
8.00 0.80 33.03 26.42 4,514.24 22,620.05 3,049.82 214.04 25,883.91
9.00 0.90 31.90 28.71 4,531.58 22,935.45 2,748.75 199.71 25,883.91
10.00 1.00 30.92 30.92 4,556.06 23,194.53 2,501.82 187.57 25,883.91
11.00 1.10 40.03 16.01 4,619.36 20,138.89 5,430.57 314.45 25,883.91
12.00 1.20 37.72 18.86 4,548.20 21,061.28 4,543.44 279.19 25,883.91
13.00 1.30 35.53 22.03 4,512.52 21,837.08 3,799.03 247.80 25,883.91
14.00 1.40 34.61 23.54 4,507.54 22,137.33 3,511.45 235.13 25,883.91
15.00 1.50 34.33 24.03 4,507.28 22,227.62 3,425.04 231.26 25,883.91
16.00 1.60 34.05 24.52 4,507.64 22,313.60 3,342.78 227.54 25,883.91
17.00 1.70 33.27 25.95 4,511.89 22,548.55 3,118.13 217.23 25,883.91
18.00 1.80 33.03 26.42 4,514.24 22,620.05 3,049.82 214.04 25,883.91
19.00 1.90 31.90 28.71 4,531.58 22,935.45 2,748.75 199.71 25,883.91
Gambar C.40. Rasio Hs/D Optimum
Terlihat bahwa rasio Hs/D yang memberikan luas tangki yang paling kecil
yaitu 0,7. Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7
D = 34,33 ft
= 411,93 in
= 10,46 m
Dstandar = 35 ft (420 in)
H = 23,54 ft
= 282,45 in
= 7,17 m
Hstandar = 25 ft (300 in)
4,500.00
4,520.00
4,540.00
4,560.00
4,580.00
4,600.00
4,620.00
4,640.00
0.00 0.20 0.40 0.60 0.80 1.00 1.20
Luas
, A
H/D
Rasio H/D Optimum
Cek rasio H/D :
Hs/D = 25/35
= 0,71 memenuhi
d. Menentukan Jumlah Courses (tingkatan plate)
Lebar plat standar yang digunakan :
L = 6 ft (Appendix E, item 1, B & Y)
Jumlah courses = ft6
ft25
= 4,17 buah
e. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki
Vshell = ¼ π D2 H
= ¼ π (35 ft)2(25 ft)
= 24040,63 ft3
Vdh = 0,000049 D3
= 0,000049 (35 ft)3
= 2,10 ft3
Vsf = ¼ π D2 sf
= ¼ π (420 in)2(3)
= 415422,00 in3
= 240,41 ft3
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf
= 24040,63 ft3 + 2,10 ft
3 + 240,41 ft
3
= 24283.13 ft3
= 687,63 m3
Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid
= 24283.13 ft3 – 23295,52 ft
3
= 987,61 ft3
Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)
= 987,61 ft3– (2,10 ft
3 + 240,41 ft
3)
= 745,11 ft3
Hshell kosong = 2.
.4
D
V kosongshell
= 235
11,7454
= 0,77 ft
Hliquid = Hshell – Hshell kosong
= 25 ft – 0,77 ft
= 24,23 ft
f. Menenetukan Tekanan desain
Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini
karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak
titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan
paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung
dengan persamaan :
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
fluida = 900,34 kg/m3
= 56,21 lb/ft3
Phidrostatis = 144
Hg
gL
c
= 144
ft23,249,81
9,81lb/ft 900,34 3
= 9,46 psi
Pabs = 14,70 psi + 9,46 psi
= 24,16 psi
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson,
1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan
desain pada courses ke-1 (plat paling bawah) adalah:
Pdesain = 1,1 x Pabs
= 1,1 x 24,16 psi
= 26,58 psi
Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses :
Tabel C.55. Tekanan Desain Masing-masing Courses
Courses H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolut(psi) Pdesain (psi)
1 25.00 24.23 9.46 24.16 26.58
2 19.00 18.23 7.11 21.82 24.00
3 13.00 12.23 4.77 19.48 21.42
4 7.00 6.23 2.43 17.13 18.85
5 1.00 0.23 0.09 14.79 16.27
g. Menentukan Tebal dan Panjang Shell
Tebal Shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
ts = c)P6,0E.f.(2
d.Pd
(Brownell & Young,1959, hal.256)
Keterangan :
ts = ketebalan dinding shell, in
Pd = tekanan desain, psi
D = diameter tangki, in
F = nilai tegangan material, psi
SA-167 Grade 11 Type 316 = 18.750 psi
(Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:342)
E = efisiensi sambungan 0,75
jenis sambungan las (single-welded butt joint without backing
strip, no radiographed)
C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance)
0,125 in/10 tahun (Tabel 6, Coulson vol.6:217)
Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1:
ts = )81,296,0(-)0,75 x psi x((18.7502
240 x psi81,29
in+ 0,125 in
= 0,52 in (0,625in)
Tabel C.56. Ketebalan shell masing-masing courses
Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar (in)
1.00 25.00 26.58 0.52 0.625
2.00 19.00 24.00 0.48 0.625
3.00 13.00 21.42 0.45 0.625
4.00 7.00 18.85 0.41 0.4375
5.00 1.00 16.27 0.37 0.375
Panjang Shell
Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :
L = n12.
length) weld(-Dπ. o (Brownell and Young,1959)
Keterangan :
L = Panjang shell, in
Do = Diameter luar shell, in
n = Jumlah plat pada keliling shell
weld length = Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan
banyak sambungan pengelasan vertikal yang
diizinkan.
= n x butt welding
Menghitung panjang shell (L) pada courses ke-1 :
ts = 0,625 in
Do = Di + 2.ts
= 420in. + (2 x 0,625 in)
= 421,25in
n = 3 buah
butt welding = 5/32 in = 0,16 in (Brownell and Young,1959,
hal. 55)
weld length = n . butt welding
= 3 . 5/32
= 0,47 in
L = 3 x 12
(0,47)-in) 21,254(3,14).(
= 36 ft
Tabel C.57. Panjang shell masing-masing courses
Plat ts, (in) do (in) L (ft)
1.00 0.625 421.25 36.73
2.00 0.625 421.25 36.73
3.00 0.625 421.25 36.73
4.00 0.438 420.88 36.70
5.00 0.375 420.75 36.69
h. Desain Head (Desain Atap)
Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head.
Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di
dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki,
karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk
torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable
pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092
atm) (Brownell and Young, 1959).
OD
ID
AB
icr
b = tinngi
dish
a
t
r
OA
sf
C
Gambar C.41. Torispherical flanged and dished head.
Menghitung tebal head minimum
Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head
dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959):
w =
icr
rc3
4
1 (Brownell and Young,1959, hal.258)
%6Cr
icr, dimana rc =Di (Perry, 1997, Tabel 10.65)
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell
and Young, 1959, Hal. 258) :
th = C0,2P2fE
.wP.rc
Keterangan :
th = Tebal head (in)
P = Tekanan desain (psi)
rc = Radius knuckle, in
icr = Inside corner radius ( in)
w = stress-intensitication factor
E = Effisiensi pengelasan
C = Faktor korosi (in)
Diketahui :
rc = 420 in
icr = 0,06 x 420 in
= 25,20 in
Maka :
w =
40,14
2403.
4
1
= 1,77 in
th = 125,0)58,262,0()75,0750.182(
77,142058,26
= 0,83 in (dipakai plat standar 5/8 in) (Tabel 5.6 Brownell and
Young, 1959)
Untuk th = 7/8 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959)
diperoleh sf = 1,5 – 3,5 in. Direkomendasikan nilai sf = 3 in
Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959, Hal.87)
b =
2
2 icr2
ID)icrrc(rc
=
2
2 40,142
240)40,14240(240
= 71,12 in
Tinggi Head (OA)
OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959, Hal.87)
OA = 0,875 in + 40,64 in + 3
= 75.00 in = 6,25 ft
i. Menentukan Tinggi Total Tangki
Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:
Htotal = Hshell + Hhead
= 300 in + 75 in =375 in = 31,225 ft
j. Desain Lantai
Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi,
maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in.
Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus
diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi
persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959).
Tegangan kerja pada bottom :
Compressive stress yang dihasilkan oleh asam fosfat
S1 = 2
iD4
1
w
(Brownell and Young,1959, hal.156)
Keterangan :
S1 = Compressive stress (psi)
w = Jumlah urea formaldehid (lbm)
Di = Diameter dalam shell (in)
= konstanta (= 3,14)
S1 = 2)in 420)(14,3(
41
lb76,1309417
= 9,46 psi
Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.
S2 144
ρX s (Brownell and Young,1959, hal.156)
Keterangan :
S2 = Compressive stress (psi)
X = Tinggi tangki (ft)
s = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel
= konstanta (= 3,14)
S2 = 144
49023,31
= 106,26 psi
Tegangan total yang bekerja pada lantai :
St = S1 + S2
= 9,46 psi + 106,26 psi
= 115,72 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E)
115,72 psi < (18.750 psi) x (0,75)
115,72 psi < 14.062,50 psi (memenuhi)
Tabel C.58. Spesifikasi Alat TP-201
Alat Tangki Penyimpanan Produk Urea Formaldehid
Kode TP-201
Fungsi Menyimpan Urea Formaldehid dengan kapasitas
593938,80 kg
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.
Kapasitas 732,98 m3
Dimensi
Diameter shell (D) = 35 ft (420 in)
Tinggi shell (Hs) = 25 ft (300 in)
Tebal shell (ts) = 0,625 in
Tinggi atap = 6,25 ft (75.00 in)
Tebal head = 0,875 in
Tinggi total = 31,225 ft (375.00 in)
Tekanan Desain 115,72 psi
Bahan SA-167 Grade 11 Type 316
LAMPIRAN D
PERHITUNGAN UTILITAS
Utilitas berfungsi untuk menyediakan bahan-bahan penunjang untuk mendukung
kelancaran pada sistem produksi di seluruh pabrik. Unit-unit yang ada di utilitas
terdiri dari :
Unit penyediaan dan pengolahan air (Water system) dan steam (Steam
generation system)
Unit penyedia udara instrumen (Instrument air system)
Unit pembangkit dan pendistribusian listrik (Power plant and Power
distribution system)
A. Unit Penyedia Air dan Steam
1. Perhitungan Kebutuhan Air
Kebutuhan air yang disediakan untuk kebutuhan proses produksi di pabrik
meliputi:
Air untuk keperluan umum (General Uses)
Kebutuhan air ini meliputi kebutuhan laboratorium, kantor, karyawan
dan lain-lain. Air yang diperlukan untuk keperluan umum ini adalah
sebanyak :
Tabel D.1 Kebutuhan Air Untuk General Uses
No. Kebutuhan Jumlah Satuan
1. Air untuk karyawan dan kantor = 60 L/orang/hari
Jadi untuk 134 orang diperlukan air sejumlah 8,04 m3/hari
2. Air untuk perumahan karyawan :
a. Perumahan pabrik : 20 rumah
b. Rumah dihuni 2 orang : 300 L/hari.rumah
Total untuk perumahan : 6.000 L/hari 6,00 m
3/hari
3. Air Untuk Laboratorium diperkirakan sejumlah 1,00 m3/hari
4. Air Untuk Kebersihan dan Pertamanan 1,00 m3/hari
16,82 m3/hari
Total 0,7508 m3/jam
700,83 kg/jam
Air untuk pembangkit steam (Boiler Feed Water)
Tabel D.2 Kebutuhan Air Untuk Boiler Feed Water
Nama Alat Kebutuhan Steam
(kg/jam)
Vaporizer (VP-101) 332,723
Heater (HE-101)
Heater (HE-102)
1.007,041
22,964
Jumlah kebutuhan 1.362,729
Over design 10%, kebutuhan air umpan boiler 1.499,001
Recovery 90%, sehingga make – up 149,901
Air untuk keperluan proses (Process water)
Tabel D.3 Kebutuhan Air Untuk Process Water
Nama Alat Kebutuhan Air
(kg/jam)
Mixing Tank (MT-101) 642,80
Total 642,80
Over design 10% 707,084
Air untuk keperluan air pendingin
Tabel D.4 Kebutuhan Air Untuk Air Pendingin
Nama Alat Kebutuhan Air
Pendingin (kg/jam)
Reactor (RE-201) 4793,6799
Reactor (RE-202)
Cooler (HE-201)
Cooler (HE-301)
11.221,0186
13604,81973
4.097,3574
Jumlah kebutuhan 33716,8749
Over design 10 %, kebutuhan air pendingin 37088,5549
Recovery 90%, maka make-up air pendingin proses 3708,8554
Air untuk pamadam kebakaran (Hydrant Water)
Untuk air pemadam kebakaran disediakan = 15,043 kg/jam
= 0,0152 m3/jam
Total kebutuhan air dengan treatment = General uses + BFW +
Process water + Air
hydrant + Air pendingin
= 871,230 kg/jam + 1.499,001 kg/jam + 707,084 kg/jam + 15,043
kg/jam + 37088,5549 kg/jam
= 40180,91 kg/jam
= 40,18291 m3/jam
Sehingga kebutuhan air total ± 40,18291 m3/jam
Kebutuhan air di penuhi dengan satu sumber yaitu air sungai (DAS)
Santan Bontang Kalimantan Timur.
2. Spesifikasi Peralatan Utilitas
a. Bak Sedimentasi (BS-101)
Fungsi : Mengendapkan lumpur dan kotoran air sungai
Jenis : Bak rectangular
1. Menetukan Volume Bak
Jumlah air sungai = 40180,91 kg/jam = 40,18291 m3/jam
Waktu tinggal = 1- 8 jam (http://water.me.vccs.edu/)
Diambil waktu tinggal = 1,5 jam
Ukuran volume bak = 1,1 × 40,18291 m3/jam × 1,5 jam
= 66,3018 m3 = 17515.08 gallon
2. Menetukan Dimensi Bak
Luas permukaan bak (A) = Qc/O.R (http://water.me.vccs.edu/)
Dimana :
A = luas permukaan bak, m3
Qc = laju alir, m3/jam
O.R = overflow rate, 500 gal/jam-ft2- 1.000 gal/jam-ft
2
Diambil overflow rate 500 gal/jam-ft2
Sehingga :
A = 38,767 ft2
Kedalaman bak (d) = 7-16 ft (http://water.me.vccs.edu/)
Diambil d = 16 ft = 4,8768 m
Panjang (L) = 4 W
Dimana W = (V/4d)1/2
=
2/1
164
ft3/jam 4.275,453
ft
= 6,36 ft = 1,94 m
L = 4(6,36 ft)
= 25,45 ft
= 7,76 m
3. Menentukan Air Sungai Keluar Bak Sedimentasi
Flow through velocity : < 0,5 ft/min (http://water.me.vccs.edu/)
v = (0,0000928 ft3-jam/gal-min x Qc)/Ax
Ax = cross-sectional area
Ax = Wd
= (6,36 ft)(16 ft)
= 101,807 ft2
v = (0,0000928ft3-min/gal-jam x 19.383,399 gal/jam)/(101,807 ft
2 )
= 0,018 ft/min
0,0018 ft/min < 0,5 ft/min, menandakan lumpur tidak terbawa oleh
aliran air keluar bak sedimentasi.
Air sungai keluar = Air sungai masuk - Drain
Asumsi turbidity = 850 ppm (Powell, 1954)
x (suspended solid) = 42 % (Powell, 1954, Figure 4)
Drain = 42 % × 850 ppm
= 3,57 × 10-4
lb/gal air
= 4,2771 × 10-5
kg/kg air × 40180,91 kg
= 3,116 kg
Air sungai keluar bak = 40180,91 kg/jam – 3,116 kg/jam
= 40177.794 kg/jam
= 40,156 m3/jam
Spesifikasi Bak Sedimentasi (BS-101) ditunjukkan pada Tabel D.5.
Tabel D.5 Spesifikasi Bak Sedimentasi (BS–101)
Alat Bak Sedimentasi
Kode BS-101
Fungsi Mengendapkan lumpur dan kotoran air sungai
sebanyak 40,156 m3/jam dengan waktu
tinggal 1,5 jam.
Bentuk Bak rectangular
Dimensi Panjang 7,76 m
Lebar 1,94 m
Kedalaman 4,88 m
Jumlah 1 buah
b. Bak Penggumpal (BP-101)
Fungsi : Menggumpalkan kotoran yang tidak mengendap di bak
penampung awal dengan menambahkan alum Al2(SO4)3,
soda kaustik dan klorin/kaporit
Jenis : Silinder tegak yang dilengkapi pengaduk
1. Menentukan Volume Bak
Jumlah air sungai = 40,156 m3/jam
= 40177.794kg/jam
Over design 10%
Waktu tinggal dalam bak = 20 – 60 menit (Powell, 1954)
Diambil waktu tinggal 60 menit.
Volume bak = 1,1 × 40,156 m3/jam × 1jam
= 44,1716 m3
2. Menentukan Dimensi Bak
Dimensi bak silinder tegak dengan H/D = 1
V = ¼ π D2 H
Sehingga H = D = 4,68 m = 15,37 ft
3. Menetukan Kebutuhan Bahan Kimia
Konsentrasi alum yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal =
0,004 % dari air umpan (Faisal,2009)
Konsentrasi alum di tangki penyimpanan = 55 %
Kebutuhan alum = 0,06 % × 40177.794 m3/jam
= 43,708 kg/jam
Suplai alum ke bak penggumpal = 0,55
kg/jam 43,708
= 79,469 kg/jam
ρ alum = 1.307 kg/m3
Laju alir alum = 3kg/m1.307
kg/jam469,79
= 0,061 m3/jam
Konsentrasi NaOH yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal
= 0,05 % dari air umpan
Konsentrasi NaOH di tangki penyimpanan = 90 %
Kebutuhan NaOH = 0,05 % × 73,371 m3/jam
= 0,037 m3/jam
= 36,423 kg/jam
Suplai NaOH ke bak penggumpal = 0,9
kg/jam 36,423
= 40,471 kg/jam
ρ NaOH = 1.044,431 kg/m3
Laju alir NaOH = 3kg/m1.044,431
kg/jam 40,471
= 0,039 m3/jam
Konsentrasi kaporit yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal
= 1,2 % dari air umpan
Konsentrasi kaporit di tangki penyimpanan = 100 %
Kebutuhan kaporit = 1,2 % × 73,731 m3/jam
= 0,881 m3/jam
= 874,165 kg/jam
Suplai kaporit ke bak penggumpal = 1
kg/jam165,874
= 874,165 kg/jam
ρ klorin = 1.043,25 kg/m3
Laju alir klorin = 3kg/m1.043,25
kg/jam165,874
= 0,838 m3/jam
4. Menentukan Daya Motor Pengaduk
Daya motor yang digunakan = motor Efisiensi
dibutuhkan yangmotor Daya
Menghitung diameter pengaduk (DI)
Diameter impeler (Di) = 1/3 x Dbak
= 1/3 × 4,68 m
= 1,56 m
= 5,12 ft
Menghitung putaran pengaduk (N)
N = II D
WELH
D
2
3048,0600
WELH = Tinggi cairan (Z1) x s.g
Tinggi cairan (Z1) =
=212,5
371,734
= 4,26 m
= 13,97 ft
WELH = Z1 × s.g.
= 4,26 × 1,002
= 4,26 m
= 13,97 ft
Putaran pengaduk (N) = 56,12
4,27
56,1
3048,0600
2
L
ID
V4
= 43,58 rpm
= 0,73 rps
Menentukan power number (Np)
Np ditentukan dari Figure 3.4-4, Geankoplis, berdasarkan
bilangan Reynold dan tipe pengaduk.
Viskositas campuran = 0,0413 kg/m.s
Berdasarkan viskositas campuran < 10 kg/m.s maka dipilih
jenis impeler yaitu marine propeller.
NRe =
2
iDN
= 0413,0
857,99256,10,73 2
= 4,257.104
Dari Figure 3.4-4, Geankoplis, diperoleh Np = 1
Menentukan daya motor yang dibutuhkan
Daya yang dibutuhkan =
= 4,735 hp
Menentukan daya motor yang digunakan
Efisiensi = 80 %
Power motor = 8,0
4,735 hp
= 5,92 hp
Digunakan daya motor = 6 hp
)17,32550(
...53
x
DNN Imixp
Spesifikasi Bak Penggumpal (BP-101) ditunjukkan pada Tabel D.6.
Tabel D.6 Spesifikasi Bak Penggumpal (BP–101)
Alat Bak Penggumpal
Kode BP-101
Fungsi Menggumpalkan kotoran yang tidak mengendap di
bak penampung awal dengan menambahkan alum
Al2(SO4)3 dan soda abu Na2CO3
Bentuk Silinder vertical
Dimensi Diameter 4,68 m
Tinggi 4,68 m
Pengaduk Diameter pengaduk 1,56 m
Power 6 hp
Jumlah 1 buah
c. Clarifier (CL-101)
Fungsi : Mengendapkan gumpalan kotoran dari bak penggumpal
Jenis : Bak berbentuk kerucut terpancung dengan waktu tinggal
60 menit
Gambar D.1 Clarifier
1. Menetukan Volume Clarifier
Jumlah air sungai = 40,156 m3/jam = 40177.794kg/jam
h
y
D2
D1
Over design = 10 %
Volume bak = 1,1 × 40,156 m3/jam × 1 jam
= 80,708 m3
2. Menetukan Dimensi Clarifier
Tinggi (h) = 10 ft = 3,05 m (Powell, 1954)
Diambil D2 = 0,61 D1
D2/D1 = (y/y + h)
0,61 = (y/y + 3,0480)
y = 4,7674 m
Volume clarifier = ¼ π D22 (y + h)/3 – ¼ π D1
2 (y + h)/3
80,708 m3
= ¼ π D12 2,6051 – ¼ π 0,61D1
2 2,6051
Diperoleh: D1 = 7,93 m
D2 = 4,83 m
Jadi dimensi clarifier :
Tinggi = 3,05 m
Diameter atas = 7,93 m
Diameter bawah = 4,83 m
3. Menetukan Massa Air Keluar Clarifier
Massa air keluar clarifier = Massa air masuk clarifier - Sludge
discharge
Sludge discharge = Turbidity + Alum + Soda abu
Asumsi :
Turbidity = 850 ppm
Alum = 30 ppm
Soda abu = 30 ppm
Total = 4,2771. 10-5
+ 1,5096. 10-6
+ 1,5096. 10-6
= 4,5790.10-5
kg sludge/kg air × 40177.794kg/jam
= 3,336 kg sludge
Massa air keluar = 40177.794kg/jam – 3,336 kg
= 40174,454 kg/jam
= 40,348 m3/jam
Spesifikasi Clarifier (CL-101) ditunjukkan pada Tabel D.7.
Tabel D.7 Spesifikasi Clarifier (CL–101)
Alat Clarifier
Kode CL-101
Fungsi Mengendapkan gumpalan-gumpalan kotoran
dari bak penggumpal.
Bentuk Bak berbentuk kerucut terpancung
Kapasitas 40,156 m3
Dimensi Tinggi 3,05 M
Diameter Atas 7,93 M
Diameter Bawah 4,83 M
Jumlah 1 buah
d. Sand Filter (SF-101)
Fungsi : Menyaring kotoran-kotoran yang masih terbawa air dari
tangki Clarifier
Tipe : Silinder vertikal dengan media penyaring pasir dan kerikil
1. Menetukan Luas Penampang Filter
Jumlah air = 40,348 m3/jam
Waktu tinggal = 1 jam
Laju alir = 40177.794kg/jam
Over design = 10 %
Kapasitas tangki = 1,1 x Jumlah air
= 1,1 x 40,348 m3/jam
= 44,3828 m3/jam
Untuk mencari luas filter, digunakan persamaan :
5,0
...
).(.2
.
scc ct
Pf
tA
V
(Pers. 14.2-24, Geankoplis, Hal. 814)
Keterangan :
V = volume filtrat (m3)
A = luas filter (m2)
f = fraction submergence dari permukaan drum dalam slurry
P = tekanan (Pa)
tc = waktu siklus (s)
μ = viskositas (Pa.s)
α = tahanan spesifik (m/kg)
cs = total padatan dalam filtrat (kg padatan/m3 filtrat)
Diketahui :
V = 0,448 m3/s
cx = 0,191 kg padatan/kg slurry
m = 2 kg wet cake/kg dry cake
∆P = 70.000 Pa
tc = 250 s
α = (4,37 . 109 x (-∆P))
0,3
= (4,37.109 x 70.000)
0,3
= 1,242 x 1011
m/kg
Dari Appendix A.2 (Geankoplis,1993), untuk air pada 35 oC,
μ = 0,0008 Pa.s
ρ = 992,857 kg/m3
cs = x
x
mc
c
1
= )191,02(1
191,0857,992
x
x
= 306,854 kg padatan/m3 filtrat
Maka,
A
0,448 =
5,0
854,306 10 x 1,2420008,0250
)000.70(.33,0.211
xxxx 250
A = 23,033 m2
2. Menentukan Dimensi Filter
A = (1/4) x π x D2
Diperoleh D = 5,42 m
= 213,204 in
Digunakan D standar = 216 in = 18 ft
Mencari ketinggian shell :
Hshell = A
tV c. =
23,033
250.448,0= 4,87 m = 15,97 ft
Digunakan H standar = 16 ft (4,88 m)
Media filter :
Antrachite = 0,35 Hshell = 0,35 x 16 = 5,6 ft = 1,707 m
Fine Sand = 0,35 Hshell = 0,35 x 16 = 5,6 ft = 1,707 m
Coarse Sand = 0,15 Hshell = 0,15 x 16 = 2,4 ft = 0,732 m
Karbon aktif = 0,15 Hshell = 0,15 x 16 = 2,4 ft = 0,732 m
Tinggi total media filter = 16 ft = 4,88 m
3. Menentukan Tekanan Desain
Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki
digunakan persamaan Jansen :
PB = (Mc. Cabe and Smith, 1985)
Dimana:
PB = tekanan vertikal pada dasar tangki (psi)
ρB = densitas material, lb/ft³
= 59,307 lb/ft³
μ = koefisien friksi : 0,35 - 0,55 dipilih, μ = 0,4
/RZK2μc
B
Te1Kμ2
g
gρR
K = rasio tekanan, 0.3 - 0,6 dipilih, K = 0,5
ZT = tinggi total bahan dalam tangki
= 16 ft
R = jari-jari tangki
= 1/2 D = 9 ft
Diperoleh PB = 679,081 lb/ft2 = 4,716 lb/in
2
Tekanan lateral yg dialami dinding tangki (PL) = K × PB
= 0,5 x 4,716
= 2,358 lb/in2
Tekanan total (PT) = (4,716 + 2,358) lb/in2
= 7,074 lb/in
2
4. Menghitung Tebal Dinding Shell
(Brownell & Young, 1959, Hal. 254)
Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283
Grade C (Perry, 1984),dengan komposisi dan data sebagai berikut :
f = 12.650 psi (Peters & Timmerhause, 1991)
E = 80 % (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.2)
c = 0,125 in
ri = 108 in
Poperasi = 14,7 psi
Pdesain = 1,1 × (14,7 + 7,074) = 23,951 psi
Tebal shell = 0,381 in (Tebal standar = 7/16 in)
cPf
irPt
.6,0.
.
5. Menghitung Tebal Head
%6Cr
icr, dimana rc =Di (Perry, 1997, Tabel 10.65)
Diketahui : rc = 170 in, maka icr = 13 in
= 1,65 in
th = 0,458 in (Tebal standar = ½ in)
6. Menghitung Tinggi Head
Untuk tebal dinding head = ½ in, dari Tabel 5.8 Brownell and
Young Hal. 93, maka sf = 1 ½ – 4 in, dan direkomendasikan sf = 3
in.
Depth of dish (b)
22
2icrIDicrrcrcb (Brownell andYoung, 1959, Hal. 87)
2
132
170213170170
inb
b = 13,54 in
Tinggi head (OA)
OA = th + b + sf (Brownell and Young, 1959, Hal. 87)
icr
cr3.4
1w
cP2,0f2
w.r.Pt c
h
= (0,50 + 13,54 + 3) in
= 17,04 in = 0,43 m
7. Menghitung Volume Filter
Volume tanpa bagian sf
V = 0,0000439 × ID3
= 0,0000439 × 183
= 0,256 ft3
Volume pada sf
Vsf = 0,25 × π × r2 × sf
= 0,25 × 3,14 × (18/2)2 × 3
= 15,904 ft3
V total = V cairan + (2 x V tanpa sf) + ( 2 x V pada sf)
= 950,016 ft3 + (2 x 0,256) ft
3 + (2 x 15,904 ft
3)
= 982,337 ft3 = 27,817 m
3
8. Menghitung Laju Air Keluar Filter
Air keluar filter = Air masuk filter - Air yang tertinggal di filter
Kisaran internal backwashing : 8-24 jam (Powell, 1954)
Diambil = 10 jam
Kisaran kecepatan backwash : 15-30 gpm/ft2 (Powell, 1954)
Diambil = 15 gpm/ft2
Luas penampang = 23,033 m2
= 247,925 ft2
Flowrate backwash = Kecepatan backwash x Luas penampang
= 15 gpm/ft2
x 247,925 ft2
= 3.718,872 gpm
Kisaran air untuk backwash sebesar : 0,5-5 % air disaring.
Diambil = 4 %
Air untuk backwash = 0,04 × 40,348 m3/jam × 10 jam
= 9,782 m3
= 2.584,224 gal
Waktu backwash = gpm
gal
3.718,872
2.584,224
= 0,695 menit
Air yang tertinggal = 0,015% × air masuk
= 0,00015 x 40,348 m3/jam
= 0,0037 m3/jam
Air yang masuk = 24,456 m3/jam
Sehingga air keluaran filter = air yang masuk – air yang tetinggal
= (40,348 - 0,0037) m3/jam
= 40,3448 m3/jam
Spesifikasi Sand Filter (SF-101) ditunjukkan pada Tabel D.8.
Tabel D.8 Spesifikasi Sand Filter (SF-101)
Alat Sand Filter
Kode SF-101
Fungsi Menyaring kotoran-kotoran yang terbawa air
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk
torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.
Kapasitas 40,348 m3/jam
Dimensi Diameter 5,49 m
Tinggi 4,88 m
Tebal shell (ts) 0,4375 in
Tebal head (th) 0,50 in
Tekanan Desain 23,951 psi
Waktu Backwash 0,695 menit
Jumlah 4 buah (1 cadangan)
e. Hot Basin (HB-101)
Fungsi : Menampung air proses yang akan didinginkan di Cooling
Tower
Jenis : Bak beton berbentuk rectangular
1. Menentukan Volume Bak
Massa air = Kebutuhan air pendingin + Make up air pendingin
= 40797,4103 kg/jam
Flow rate = 41.00242 m3/jam
Waktu tinggal = 1 jam
Over design = 20 %
Volume = 1,2 × 41.00242 m3/jam ×1 jam
= 49,2029 m3
2. Menentukan Dimensi Hot Basin
Luas permukaan bak (A) = Qc/O.R (http://water.me.vccs.edu/)
Dimana :
A = luas permukaan bak, m3
Qc = laju alir, m3/jam
O.R = overflow rate,500 gal/jam-ft2- 1.000 gal/jam-ft
2
Diambil overflow rate 500 gal/jam-ft2
Sehingga :
A = 89,886 ft2
Kedalaman bak (d) = 7-16 ft (http://water.me.vccs.edu/)
Diambil d = 16 ft = 4,88 m
Panjang (L) = 4 W
Dimana W = (V/4d)1/2
= 9,69 ft = 2,95 m
L = 38,76 ft = 11,81 m
Spesifikasi Hot Basin (HB–101) ditunjukkan pada Tabel D.9.
Tabel D.9 Spesifikasi Hot Basin (HB–101)
Alat Hot Basin
Kode HB-101
Fungsi Manampung air yang akan didinginkan di Cooling Tower
Bentuk Bak rectangular
Dimensi Panjang 11,81 M
Lebar 2,95 M
Kedalaman 4,88 M
Jumlah 1 buah
f. Cold Basin (CB-101)
Fungsi : Menampung air keluaran dari Cooling Tower dan make up
water dari filtered water tank
Jenis : Bak beton berbentuk rectangular
Dengan perhitungan yang sama dengan Hot Basin diperoleh spesifikasi
sebagai berikut :
Tabel D.10 Spesifikasi Cold Basin (CB–101)
Alat Cold Basin
Kode CB-101
Fungsi Menampung air keluaran dari Cooling Tower dan
make up water dari filtered water tank
Bentuk Bak rectangular
Dimensi Panjang 11,81 m
Lebar 2,95 m
Kedalaman 4,88 m
Jumlah 1 buah
g. Cooling Tower (CT-101)
Fungsi : Mendinginkan air pendingin yang telah digunakan oleh
peralatan proses dengan menggunakan media pendingin
udara dan mengolah dari temperatur 45 oC menjadi 30
oC
Tipe : Inducted Draft Cooling Tower
Sistem : Kontak langsung dengan udara di dalam cooling tower
(fan)
Ukuran cooling tower merupakan fungsi dari :
Batasan pendingin (temperatur air panas minus temperatur air
dingin)
Pendekatan temperatur wet bulb (temperatur air dingin minus
temperatur basah)
Kuantitas air yang didinginkan
Temperatur wet bulb
Tinggi menara
1. Menentukan Dimensi Cooling Tower
Jumlah air yang harus didinginkan = Kebutuhan air pendingin
= 40797,4103 kg/jam
= 41.00242 m3/jam
=180,528 gpm
Digunakan udara sebagai pendingin dengan relative humidity
95 %
Suhu air masuk, T1 = 45 oC = 113
oF
Suhu air keluar, T2 = 30 oC = 86
oF
Suhu dry bulb udara Tdb = 30 oC = 86
oF
Suhu wet bulb udara, Twb = 22,2 oC = 71,96
oF
Temperature approach = T2 – Twb
= 7,8 oC = 46,04
oF
Cooling range = T1 – T2 = 15 oC = 59
oF
Konsentrasi air, Cw = 2,5 gal/min ft2
(Fig. 12.14, Perry's Handbook, 1997)
Dimensi menara
Luas menara = Q/Cw
= 2min/5,2
180,528
ftgal
gpm = 72,211 ft
2
Dimensi, P/L = 2
Sehingga diperoleh:
Lebar menara, L = 3,73 m
Panjang menara, P = 7,46 m
Berdasarkan Perry's Handbook, 1997, jika temperatur approach
7–11 oC, maka tinggi menara 4,6 – 6,1 m. Diambil tinggi
menara 4,9 m = 16,08 ft.
Dimensi basin
Holding time = ½ jam
Volume = 41.00242 m3/jam x ½ jam = 20,501 m
3
Lebar, L = 3,73 m
Panjang, P = 7,46 m
Tinggi = LxP
V =
m3,73x m46,7
3m 20,501 = 3,06 m
2. Menghitung Daya Motor Penggerak Fan Cooling Tower
Menghitung daya fan
Daya fan = fanEfisiensi
fanTenaga
Fan hp = 0,031 hp/ft2 (Fig. 12.15, Perry's Handbook, 1997)
Tenaga yang dibutuhkan = Luas cooling tower × 0,031 hp/ft2
= 72,211 ft2
× 0,031 hp/ft2
= 9,29 hp
Efisiensi fan = 75 %
Daya fan = 75,0
29,9= 12,38 hp
Menghitung daya motor penggerak fan cooling tower
Efisiensi motor dipilih 85 %.
Tenaga motor = 85,0
38,12 = 14,57 hp = 15 hp
3. Menghitung Kebutuhan Zat Aditif
Dispersant
Konsentrasi dispersant yang diijeksikan ke dalam Cooling
Tower = 0,05 % dari air umpan.
Konsentrasi dispersant di tangki penyimpanan = 1 %
Kebutuhan dispersant = 0,05 % × 40797,4103 kg/jam
= 84,457 kg/jam
Suplai dispersant ke cooling tower = 0,1
84,457
= 844,567 kg/jam
ρ dispersant = 995,68 kg/m3
Laju alir dispersant = 3kg/m68,959
kg/jam 44,5678
= 0,848 m3/jam
Asam Sulfat
Konsentrasi H2SO4 yang diijeksikan ke dalam cooling tower =
0,01 % dari air umpan.
Konsentrasi H2SO4 di tangki penyimpanan = 98 %
Kebutuhan H2SO4 = 0,01 % × 40797,4103 kg/jam
= 16,891 kg/jam
Suplai H2SO4 ke bak penggumpal = 0,98
kg/jam891,16
= 17,236 kg/jam
ρ H2SO4 = 1.834 kg/m3
Laju alir H2SO4 = 3kg/m1.834
kg/jam 17,236
= 0,0094 m3/jam
Inhibitor
Konsentrasi inhibitor yang diijeksikan ke dalam cooling tower
= 0,01 % dari air umpan.
Konsentrasi inhibitor di tangki penyimpanan = 1 %
Kebutuhan inhibitor = 0,01 % × 40797,4103 kg/jam
= 407,97 kg/jam
Suplai inhibitor ke bak penggumpal = 0,10
kg/jam 407,97
= 4079,7 kg/jam
ρ inhibitor = 2.526,042 kg/m3
Laju alir inhibitor = 3kg/m042,526.2
kg/jam 4079,7
= 0,067 m3/jam
4. Menghitung Make-Up Water
Wc = aliran air sirkulasi masuk Cooling Tower = 41.00242 m3/jam
Water evaporation (We)
We = 0,00085 Wc x (T1-T2) (Eq. 12.10, Perry's, 1997)
= 0,00085 x 41.00242 m3/jam x 15 K
= 21,691 m3.K/jam
Water drift loss (Wd) = 0,002 x Wc
= 0,002 x 41.00242 m3/jam
= 0,340 m3/jam
Water blowdown (Wb) = Wc/( S-1 )
S = rasio klorida dalam air sirkulasi terhadap air make up 3–5,
diambil S = 5
Wb = 1-5
/jam3m129,170
= 21,266 m3/jam
Wm = We + Wd + Wb
= (21,691 + 0,340 + 21,266) m3/jam
= 43,298 m3/jam
Spesifikasi Cooling Tower (CT-101) ditunjukkan pada Tabel D.11.
Tabel D.11 Spesifikasi Cooling Tower (CT-101)
Alat Cooling Tower
Kode CT-101
Fungsi Mendinginkan air pendingin yang telah digunakan
oleh peralatan proses dengan menggunakan media
pendingin udara dan mengolah dari temperatur
45 oC menjadi 30
oC
Tipe Inducted Draft Cooling Tower
Kapasitas 41.00242 m3/jam
Dimensi Panjang 7,46 m
Lebar 3,73 m
Tinggi 4,60 m
Tenaga motor Daya fan 15 hp
Bahan Konstruksi Beton
Jumlah 1 buah
h. Cation Exchanger (CE – 101)
Fungsi : Menghilangkan ion-ion positif yang terlarut dan
menghilangkan kesadahan air
Tipe : Tangki silinder vertikal diisi dengan resin penukar ion
1. Menghitung Luas Permukaan Resin
V Air masuk = kebutuhan + make up air boiler
= 1648.902 kg/jam
= 16,489 m3/jam
= 393 gpm
Siklus regenerasi = 8 jam
Total kation inlet = 62 ppm = (1 grain/gallon = 17,1 ppm)
Total kation outlet = 0 ppm
Kation hilang = 100 %
Kation exchanger = Asam lemah (weakly acid, metilen akrilat)
Kondisi operasi :
Temperatur = 30 oC (Tabel 16-6, Perry's Handbook, 7th ed, 1997)
pH = 6-8 (Tabel 16-19, Perry's Handbook, 7th ed, 1997)
Kapasitas resin = 0,75 eq/L
= 16,35 kgrain CaCO3/ft3 resin
= 16,35 kg/m3
Maksimum flow = 8 gpm/ft2
Densitas resin, ρ = 0,95 kg/L
= 59,307 lb/ft3
Contoh kationnya = CaCO3 (Ca2+
)
Ca2+
yg hilang = kation hilang (%/100) x laju alir air (gpm) x total
kation inlet (kgrain/gallon) x siklus regenerasi
(menit).
= 860 0,0036298,252%100
= 439,088 kgrain
Kebutuhan resin = resinkapasitas
(kgrain)hilangyangzat
= 35,16
439,088
= 26,86 ft3
= 0,76 m3
Luas permukan resin :
Aresin = Laju alir air : flowrate max
= 8
252,298
= 31,537 ft2
2. Menghitung Diameter Cation Exchanger
D = 14,3
2537,314 ft
= 6,34 ft = 1,93 m = 76,04 in
Diambil diameter standar = 77 in = 1,96 m
Tinggi bed resin = kebutuhan resin : luas permukaan resin
= 929,2
0,761
= 0,259 m
= 0,852 ft
3. Menghitung Tinggi Cation Exchanger
Tinggi tangki total = Tinggi bed total + Ruang kosong
Ruang kosong = 75 % × Tinggi bed (untuk ekspansi saat
regenerasi)
= 0,195 m
Lapisan pasir = 50 % × Tinggi bed
= 0,129 m
Graver dirancang dari anitrofit dengan tebal/tinggi 12-14 in
(Powell, 1954).
Dipilih tinggi = 13 in = 0,3302 m
Tinggi bed total = H bed resin + H bed pasir + H bed gravel
= (0,259 + 0,129 + 0,330) m
= 0,719 m
= 2,361 ft
Tinggi shell, Hs = H bed total + H ruang kosong
= (0,719 + 0,195) m
= 0,914 m
= 2,999 ft
4. Menghitung Tekanan Desain
Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki
digunakan persamaan Jansen :
PB = (Mc. Cabe and Smith, 1985)
Dimana:
PB = tekanan vertikal pada dasar tangki (psi)
ρB = densitas material, lb/ft³ = 59,307 lb/ft³
μ = koefisien friksi, 0,35 - 0,55 ; dipilih, μ = 0,4
K = rasio tekanan, 0.3 -0.6 ; dipilih, K = 0,5
ZT = tinggi total bahan dalam tangki, ft
R = jari-jari tangki =1/2 D, ft
Diperoleh PB = 121,28 lb/ft2
= 0,842 psi
Tekanan lateral yg dialami dinding tangki (PL) = K × PB
= 0,421 psi
/RZK2μc
B
Te1Kμ2
g
gρR
Tekanan total (PT) = (0,842 + 0,421) psi
= 1,263 psi
Poperasi = 14,7 psi
Pdesain = 1,1 x (Poperasi + PT)
= 17,559 psi
5. Menghitung Tebal Dinding Shell
(Brownell & Young, 1959, hal 254)
Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283
Grade C
f = 12.650 psi (Peters & Timmerhause, 1991)
E = 80 % (Brownell and Young, 1959, Tabel
13.2)
c = 0,125 in
ri = 38,5 in
Tebal shell = 0,25 in (Tebal standar = ¼ in)
6. Menghitung Tebal Head
OD = ID + (2 x ts)
= 77 in + (2 x 0,25) = 77,50 in
Dipilih OD standar: OD = 77,5
rc = 78
icr = 4, 75
icr
r3.
4
1w c
cP.6,0.f
r.Pt i
= 1,76 in
= 0,244 in (Tebal standar = ¼ in)
7. Menghitung Tinggi dan Volume Head
Untuk tebal dinding head = 1/4 in
Untuk th = ¼ in, dari Tabel 5.8 Brownell and Young Hal. 93, maka
sf = 1 ½ – 2 in, dan direkomendasikan sf = 2 in.
Depth of dish (b)
22
2icrIDicrrcrcb
(Brownell and Young, 1959, Hal. 87)
2
275,4
2 77
75,4 78 78
inb
b = 12,99 in
Tinggi head (OA)
OA = th + b + sf (Brownell and Young, 1959, Hal. 87)
= (0,25 + 12,99 + 2) in
= 15,24 in
= 1,27 ft
Volume tanpa bagian sf
cP2,0f2
w.r.Pt c
h
V = 0,0000439 × ID3
= 0,0000439 × 6,423
= 1,29 x 10-2
ft3
= 3,66 x 10-4
m3
Volume pada sf
Vsf = 0,25 × π × r2 × sf
= 0,25 × 3,14 × (6,42/2)2 × 0,051
= 0,038 m3
V total = V pada sf + V tanpa sf
= 0,0385 m3
Regenerasi Resin
Menghitung kebutuhan regeneran
Regeneran yang digunakan adalah asam sulfat konsentrasi 4 %
volume (Tabel 16-19, Perry's Handbook, 7th ed, 1997).
Kapasitas regeneran = 6,875 lb regeneran/ft³ resin
Kebutuhan teoritis = Kapasitas regeneran × Kebutuhan
= 6,875 lb regeneran/ft³ resin × 26,86 ft3
= 184,632 lb regeneran
Kebutuhan teknis = 110 % × Kebutuhan teoritis
= 110 % x 184,632
= 203,095 lb regeneran
= 92,122 kg
Menghitung waktu regenerasi
Densitas regeneran = 8,526 lb/gallon
Flowrate regenerasi = 5 gpm/ft² (Powell, 1954)
Waktu pencucian = 10 menit
Volume regeneran = regenerandensitas
teknisKebutuhan
= 0,0902 m3
= 23,822 gal
Flowrate air pencuci = 5 gpm/ft² (Powell, 1954)
Waktu regenerasi = sinreLuasFlowrate
regeneranVolume
= 22 ft54,31gal/minft5
gal 23,822
= 0,151 menit
Waktu pembilasan = 5 menit
Total waktu = 15,151 menit
Menghitung jumlah air pencuci dan pembilas (Vbw)
Vbw = (t pencucian + t pembilasan ) × Flowrate regenerasi ×
Luas resin
= (10 + 5) menit × 5 gpm/ft² x 31,54 ft²
= 2.365,298 galon/shift
Spesifikasi Cation Exchanger (CE –101) ditunjukkan pada Tabel D.12.
Tabel D.12 Spesifikasi Cation Exchanger (CE-101)
Alat Cation Exchanger
Kode CE-101
Fungsi Menghilangkan ion-ion positif yang terlarut dan
menghilangkan kesadahan air
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk
Torisperical
Kapasitas 16,489 m3/jam
Dimensi Diameter shell (D) 1,960 M
Tinggi shell (Hs) 0,914 M
Tebal shell (ts) 0,250 In
Tebal head (th) 0,250 In
Tinggi atap 0,387 M
Tekanan Desain 17,56 psi
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
i. Anion Exchanger (AE – 101)
Fungsi : Menghilangkan ion-ion negatif yang terlarut
dan menghilangkan kesadahan air
Tipe : Tangki silinder vertikal diisi dengan resin
penukar ion
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Cation Exchanger
(CE-101), diperoleh spesifikasi Anion Exchanger (AE-101) sebagai
berikut :
Tabel D.13 Spesifikasi Anion Exchanger (AE – 101)
Alat Anion Exchanger
Kode AE-101
Fungsi Menghilangkan ion-ion negatif yang terlarut dan
menghilangkan kesadahan air
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk
torisperical
Kapasitas 16,489 m3/jam
Dimensi Diameter shell (D) 2,08 m
Tinggi shell (Hs) 0,57 m
Tebal shell (ts) 0,25 in
Tebal head (th) 0,25 in
Tinggi atap 0,37 m
Tekanan Desain 16,88 psi
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
j. Deaerator (DA-401)
Fungsi : Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air, seperti: O2 dan
CO2, agar korosif dan kerak tidak terjadi, diinjeksikan
hydrazine (O2 scavanger) serta senyawaan fosfat
Jenis : Tangki horizontal dengan head berbentuk ellips dilengkapi
sparger
1. Menghitung Volume Deaerator
Jumlah air umpan boiler = 1648.902 kg/jam
Kecepatan volumetrik air = 16,489 m3/jam
Densitas air = 992,86 kg/m3
= 61,98 lbm/ft3
Waktu tinggal = 15 menit = 0,25 jam
Volume air = 16,489 m3/jam × 0,25 jam
= 3,362 m3
Over design = 20 %
Volume kolom = 4,034 m3
2. Menentukan Dimensi Tangki
Volume tutup atas torrispherical flanged and dished head.
Vd = 0,1039D3 (Wallas)
V tangki = V shell + V torrispherical
= ¼ π D2 H + 0,1039D
3 + 0,1039D
3
Diambil Hs/D = 5
Vkolom = (3,14/4).D2 (5D) + 0,2078D
3
4,034 m3 = 4,1348 D
3
Sehingga :
D = 0,992 m = 3,254 ft = 39,048 in
Digunakan diameter standar :
D = 3,5 ft = 42 in = 1,067 m
Hs = 17,5 ft = 210 in = 5,334 m
Bahan isian : rasching ring metal
Packing size = 1 in
packing factor, Fp = 115 (Tabel 11.2 Coulson, 1985:482)
Kecepatan air (kebutuhan air untuk steam), Lw :
Lw = 13.350,795 kg/jam
= 3,709 kg/s kecepatan steam
Vw = 10 % × 13.350,795 kg/jam
= 1.335,071 kg/jam = 0,371 kg/s
ρL = 992,856 kg/m3 = 61,982 lb/ft
3
ρv = 29,073 kg/m3 (Chemcad)
μL = 0,0008 kg/m.s
L
V
w
w
LVρ
ρ
V
LF
= 1,711
ΔP = 15 - 50 mm H2O/m packing (Coulson, 1985:492)
Dari Fig. 11.44 Coulson hal 492, diambil ΔP = 15 mm H2O/m
packing.
Didapat K4 = 0,18
Pada flooding K4 = 80 % (Coulson, 1985:492)
% flooding = %10080,0
18,0 = 47,43 % (< 85 % memuaskan)
h = HETP = D0,3
(Pers. 4-84, Ulrich, 1984:196)
= (3,5 ft)0,3
= 1,456 ft = 0,44 m = 17,47 in
ρ metal = 490 lbm/ft3
3. Menghitung Tekanan Desain
P abs = P operasi + P hidrostatis (Pers 3.17, Brownell, 1959:46)
P abs = 14,7 + 144
1)ρ(h
= 14,7 + 7,102 psi
= 21,802 psi
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja absolut (Coulson,
1988:637). Tekanan desain yang dipilih 10 % di atasnya.
P desain = 1,1 × P abs
= 1,1 × 21,802 psi
= 23,98 psi
4. Menghitung Tebal Dinding Shell
C0,6Pf.E
P.rt s
(Pers. 13.1 Brownell and Young, 1959)
Dimana :
Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 Grade C
P = tekanan desain = 23,98 psi
f = allowable stress = 12.650 psi (Tabel 13.1 Brownell, 1959:251)
E = 80 % (joint eficiency tipe double welded butt joint)
ri = jari-jari dalam shell = 21 in
C = corrosion allowance = 0,125 in/10 tahun
Diperoleh ts = 0,1748 in
Digunakan ts standar = 0,1875 in
Standardisasi OD :
OD = ID + 2 t
= 42 + (2 × 0,1875)
= 42,375 in
Dipilih OD standar = 48 in ; rc = 48 in ; icr = 3 in
5. Menghitung Tebal Head
= )) 98,231,0(-0,8) (12.650
21 98,23885,0
+ 0,125 in
= 0,222 in
Dipakai th standar 0,250 in.
Spesifikasi deaerator (DA-401) ditunjukkan pada Tabel D.14.
Tabel D.14 Spesifikasi Deaerator (DA-401)
Alat Deaerator
Kode DA-401
Fungsi Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air, seperti:
O2 dan CO2, agar korosif dan kerak tidak terjadi,
diinjeksikan hydrazine (O2 scavanger) serta
senyawaan fosfat.
Bentuk Tangki horizontal dengan head berbentuk ellips
dilengkapi sparger.
Bahan Isian Rasching ring metal
Diameter packing 1,00 in
Tinggi bed 0,44 m
Diameter bed 1,07 m
Dimensi Diameter shell (D) 1,07 m
Tinggi shell (Hs) 5,33 m
cP1.0.f
r.P.885,0t c
h
Tebal shell (ts) 0,1875 in
Tebal head (th) 0,25 in
Tekanan Desain 23,98 psi
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
k. Boiler
Fungsi alat : Untuk membangkitkan Hgh pressure steam
Tipe boiler : Water tube (Tabel. 4.8, Urich, 1984:109)
Kondisi operasi :
Tekanan = 8581 kPa
Temperatur = 300 oC
Jumlah steam yg dibutuhkan, ms = 1648.902 kg/jam
= 16,489 m3/jam
Dipergunakan bahan bakar solar
Densitas = 870 kg/m3 (Tabel 6-3, Ulrich, 1984:332)
Kebutuhan bahan bakar sebagai berikut :
Fxeb
hhmm
fs
f
)(
Keterangan :
mf = massa bahan bakar yang dipakai, lb/jam
ms = massa uap yang dihasilkan, lb/jam
Hv = entalpi dari uap air Btu/lb
Hf = entalpi dari liquid, Btu/lb
Pada T = 300 oC
Hv = 2.706,3 kJ/kg = 1.163,501 Btu/lb
Hf = 503,71 kJ/kg = 216,557 Btu/lb
eb = efisiensi boiler = 90 % (Tabel 4.8, Urich, 1984:109)
F = nilai kalor bahan bakar (Tabel 6-3, Ulrich, 1984:332)
F = 42 MJ/m3 = 42000000 J/kg
= 726.420,968 Btu/lbm
mf = Btu/lb 968,420.26790,0
Btu/lb )557,216501,163.1(lb/jam 4323.767,73
= 287,321 lbm/jam
= 468,951 kg/jam = 212,712 m³/jam = 244,497 liter/jam
Daya boiler:
5,343,970
)(
ff hhmhp
= 34,5970,3
Btu/lb 216,557)-(1.163,501lb/jam 468,951
= 1,327 hp
= 2 hp
Kapasitas boiler :
1000
)( fs hhmQ
= 306.590,035 Btu/jam
= 323.469,625 kJ/jam
Kebutuhan air = 1,2 × Jumlah steam
= 1,2 x 1648.902 kg/jam
= 1762,30,498 kg/jam
= 1774,98 m3/jam
Heating surface :
1 hp boiler = 10 ft2
Heating surface total = 10 × hp boiler
= 10 x 1,326 hp
= 13,266 ft2
= 1,232 m
2
Spesifikasi Boiler ditunjukkan pada Tabel D.15.
Tabel D.15 Spesifikasi Boiler
Alat Boiler
Fungsi Menghasilkan low pressure steam untuk
keperluan proses
Tipe Water tube boiler
Jenis Steam Low pressure satureted steam
Heating surface 1,232 m2
Kapasitas 323.469,625 kJ/jam
Bahan Bakar Solar
Kebutuhan BBM 0,244 m3/jam
Power 2 hp
Jumlah 1 buah
l. Filter Water Tank (TP-104)
Fungsi alat : Untuk menampung air keluaran sand filter
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap (head) berbentuk kerucut (conical)
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
1. Menghitung Volume Tangki
Kebutuhan air proses = Air output sand filter
= 40,3448 m3/jam = 40344,8 kg/jam
Waktu tinggal = 1 jam
V H2O = Jumlah air x Waktu tinggal
= 40,3448 m3/jam x 1 jam = 40,3448 m
3
Safety factor = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991, Hal:37)
Volume tangki = 1,2 x V H2O
= 1,2 x 40,3448 m3
= 48,328 m3
2. Menghitung Diameter dan Tinggi Tangki
Rasio H/D yang di ambil adalah rasio yang memberikan luas
tangki yang paling kecil. Berdasarkan Tabel 4-27, Ulrich, 1984,
dimana Hs/D < 2. Berdasarkan Brownell and Young, untuk large
tank berlaku :
D = 8H/3
H = 0,375 D
V = 1/4 x π x D2 x H
D = ((4V)/(π x H))0,5
= ((32V)/(3μ))0,5
Sehingga diperoleh: D = 11,08 m = 36,34 ft
H = 4,15 m = 13,63 ft
Nilai standar (Brownell and Young, App. E, Item 1, Hal. 346) :
D = 40 ft = 12,19 m = 480 in
H = 12 ft = 3,66 m = 144 in
Maka,
Volume tangki = 15,079,645 ft3 = 427,008 m
3
Diperoleh data (Brownell and Young, App. E, Item 2, Hal. 347) :
Number of courses = 2
Lebar plate standar = 6 ft
3. Menghitung Tekanan Desain
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
H liquid = (Vliquid / Vtangki) x H tangki
= (427,008 m3/333,607 m
3) x 3,66 m
= 2,86 m = 9,38 ft = 112,50 in
Dimana ρ = 992,856 kg/m3 = 61,982 lb/ft
3
Dimana, Phidrostatis :
P hidrostatis = 144
cL g
gH
(Pers. 3.17, Brownell, 1959)
= 4,035 psi
P operasi = 14,7 psi
Maka, Pabs = 18,735 psi
Tekanan desain 5-10 % diatas tekanan absolut (Coulson, 1988,
Hal:637). Tekanan desain yang dipilih 5 % diatasnya. Tekanan
desain pada ring ke-1 (paling bawah) :
Pdesain = 1,05 x 18,735 psi = 19,67 psi
Tabel D.16 Hasil perhitungan Pdesign pada berbagai ketinggian
cairan :
Course Hliquid (ft) Phid (psi) Pabs (psi) Pdesain (psi)
1 9,375 4,035 18,735 19,67
2 3,375 1,453 16,153 16,96
4. Menentukan Tebal Plate
Keterangan :
F = 12.650 (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -20 -
650 oF)
E = 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld)
C = 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217)
Maka,
ts =
125,067,196,08,0650.12
248067,19
ts = 0,592 in
Diambil tebal plate standar = 10
/16 in
CPEf
riPts
6,0.
.
5. Menentukan Panjang Plate
Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan
adalah :
L =
Keterangan :
L = panjang plate, in
Do = diameter luar shell, in
n = jumlah plate
Weld length = Banyak plate pada sekeliling plate x Banyak
sambungan pengelasan vertikal
= n x Butt welding
Panjang shell untuk course 1 :
Do = Di + (2 x ts)
= 480 + (2 x (10
/16))
= 481,25 in
n = 2 buah
Butt welded = 0,156 (Brownell and Young, Hal. 254)
Maka,
L =
= 62,99 ft
n
weldDo
12.
length) (-π.
2 12
0,156)2(-25,4813,14
6. Desain Atap
Perhitungan sudut elemen conis
Bentuk atap yang digunakan adalah conical (konis). Untuk roof
with large diameter yang menggunakan pengelasan lap joint,
minimal desain lap yang diizinkan adalah 1 in dengan tebal
plate minimal 3/16 in. Besar sudut elemen konis dihitung
dengan persamaan :
(Pers. 4.6, Brownell and Young, 1959)
Keterangan :
θ = sudut elemen konis dengan horizontal
D = diameter tangki, ft
t = tebal cone (head), in
Digunakan tebal konis (t) = 0,625 in
Maka, min sin θ = 0,149
θ = 8,559o
Pemeriksaan compressive stress yang diizinkan
f allowable =
Keterangan :
f allowable = compressive stress yang diizinkan, psi
t = tebal konis, in
r = jari-jari lekukan (curvature), in
Dimana, r =
= 315,273 ft
6 t 11,5x10 yield point
r 3
sin
6D
t
D
430sinmin
= 3.783,276 in
Yield point = 30.000
(Tabel 3.1, Brownell and Young, 1959, Hal. 37)
Maka, fallowable = 2.973,613
Dimana f allowable < (Yield point/3) = 2.973,613 < 10.000
Maka, tebal plate = 0,625 in dapat digunakan.
Perhitungan tinggi atap
Gambar D.2 Jari-jari lekukan untuk atap konis
Tinggi atap dapat dihitung dengan korelasi sudut pada gambar :
tan θ =
Dimana: tan θ = 0,151
Maka, H = 3,01 ft = 0,918 m
Menghitung tinggi total tangki penyimpanan air
H tangki = H shell + H roff
= 12 ft + 3,01 ft
= 15,01 ft
= 4,56 m
o90
r
2
D
90
sin
6D
horizontaldengan
koniselemensudut
D = diameter tangki,ft
r = jari-jari, in
h
D
H
21
7. Desain Lantai
Untuk memudahkan pengelasan dan mengizinkan terjadinya
korosi, pada lantai dipakai plat dengan tebal minimal ¼ in.
Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus
diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi
persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959).
Menghitung tekanan yang bekerja pada bottom
Menghitung compressive stress yang dihasilkan oleh berat
cairan
w = 2,205 lb
S1 = 0,000012 psi
Menghitung compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell
Keterangan :
X = tinggi tangki, ft = 15,01 ft
ρS = densitas shell = 489 lb/ft3 (Tabel 6, Peter and
Timmerhaus)
Maka,
S2 = 50,97 psi
Tegangan total yang bekerja pada lantai :
21
41
iD
wS
1442
sXS
144
48901,152
S
St = S1 + S2
= (0,000012 + 50,97) psi
= 50,972 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
St < Tegangan bahan plat (f) x Efisiensi pengelasan (E)
50,972 < 14.000 (memenuhi)
Tabel D.17 Spesifikasi Filtered Water Tank (TP-104)
Alat Filtered Water Tank
Kode TP-104
Fungsi Menampung air keluaran sand filter sebanyak
40,3448 m3/jam
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 400,328 m3
Dimensi Diameter shell (D) 12,19 m
Tinggi shell (Hs) 3,66 m
Tebal shell (ts) 0,625 in
Tinggi atap 0,9175 m
Tebal lantai 0,1875 in
Jumlah courses 2 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 19,67 psi
Tebal head 0,625 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
m. Tangki Air Domestik
Fungsi alat : Tempat penyimpanan bahan baku air untuk keperluan
umum dan sanitasi
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap (head) berbentuk kerucut (conical)
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank
(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Domestik sebagai berikut :
Tabel D.18 Spesifikasi Tangki Air Domestik
Alat Tangki Air Domestik
Fungsi Tempat penyimpanan bahan baku air untuk
keperluan umum dan sanitasi
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 33,64 m3
Dimensi Diameter shell (D) 4,572 m
Tinggi shell (Hs) 1,829 m
Tebal shell (ts) 0,3125 in
Tinggi atap 0,8425 m
Tebal lantai 0,1875 in
Jumlah courses 2 Buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 16,74 psi
Tebal head 0,3125 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
n. Tangki Air Hydrant
Fungsi alat : Tempat penyimpanan air untuk keperluan pemadam
kebakaran pada suhu 30 oC dan pada tekanan
atmosferik selama 7 hari
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap (head) berbentuk kerucut (conical)
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank
(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Hydrant sebagai berikut :
Tabel D.19 Spesifikasi Tangki Air Hydrant
Alat Tangki Air Hydrant
Fungsi Tempat penyimpanan air untuk keperluan pemadam
kebakaran pada suhu 30 oC dan pada tekanan
atmosferik selama 7 hari
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 2,55 m3
Dimensi Diameter shell (D) 2,438 m
Tinggi shell (Hs) 0,914 m
Tebal shell (ts) 0,250 in
Tinggi atap 0,091 m
Tebal lantai 0,1875 in
Jumlah courses 1 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 16,24 psi
Tebal head 0,25 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
o. Tangki Air Kondensat (TP-301)
Fungsi alat : Tempat penyimpanan air kondensat
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap (head) berbentuk kerucut (conical)
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank
(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Kondensat (TP-301)
sebagai berikut :
Tabel D.20 Spesifikasi Tangki Air Kondensat (TP-301)
Alat Tangki Air Kondensat
Kode TP-310
Fungsi Tempat penyimpanan air kondensat
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 4.270,079 m3
Dimensi Diameter shell (D) 24,38 m
Tinggi shell (Hs) 9,14 m
Tebal shell (ts) 1,00 in
Tinggi atap 2,31 m
Tebal lantai 0,34 in
Jumlah courses 4 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 25,68 psi
Tebal head 1,00 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
p. Tangki Air Boiler (TP-402)
Fungsi alat : Tempat penyimpanan air untuk bahan baku umpan
boiler
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap (head) berbentuk kerucut (conical)
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank
(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Boiler sebagai berikut :
Tabel D.21 Spesifikasi Tangki Air Boiler
Alat Tangki Air Boiler
Kode TP-402
Fungsi Tempat penyimpanan air untuk keperluan umpan
boiler pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik
selama 1 hari
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 4.270,079 m3
Dimensi Diameter shell (D) 24,38 m
Tinggi shell (Hs) 9,14 m
Tebal shell (ts) 1,50 in
Tinggi atap 1,52 m
Tebal lantai 0,25 in
Jumlah courses 5 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 26,71 psi
Tebal head 1,50 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
q. Tangki Asam Sulfat (TP-302)
Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menyimpan asam sulfat
konsentrasi 98 % selama 30 hari sebagai regenerasi
resin penukar kation dan injeksi ke cooling tower
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap (head) berbentuk kerucut (conical)
Tekanan : 101,1500 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank
(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Asam Sulfat (TP-302) sebagai
berikut.
Tabel D.22 Spesifikasi Tangki Asam Sulfat (TP-302)
Alat Tangki Asam Sulfat
Kode TP-302
Fungsi Menyiapkan dan menyimpan larutan asam sulfat
konsentrasi 98 % selama 30 hari sebagai regeneran
resin penukar kation dan injeksi ke cooling tower
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 16,013 m3
Dimensi Diameter shell (D) 3,66 m
Tinggi shell (Hs) 1,52 m
Tebal shell (ts) 0,25 in
Tinggi atap 0,21 m
Jumlah courses 1 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 17,09 psi
Tebal head 0,25 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
r. Tangki Air Demin (TP-303)
Fungsi alat : Tempat menampung air demin keluaran Anion
Exchanger
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap (head) berbentuk kerucut (conical)
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank
(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Demin (TP-303) sebagai
berikut :
Tabel D.23 Spesifikasi Tangki Air Demin (TP-303)
Alat Tangki Air Demin
Kode TP-303
Fungsi Menampung air demin keluaran anion exchanger
pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik
selama 1 hari
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 1.650,333 m3
Dimensi Diameter shell (D) 18,288 M
Tinggi shell (Hs) 7,315 M
Tebal shell (ts) 1,000 In
Tinggi atap 1,288 M
Jumlah courses 3 Buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 23,19 psi
Tebal head 1,000 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
s. Tangki Air Proses
Fungsi alat : Tempat menampung air proses keluaran tangki air
demin
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap (head) berbentuk kerucut (conical)
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank
(TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Proses sebagai berikut :
Tabel D.24 Spesifikasi Tangki Air Proses
Alat Tangki Air Proses
Fungsi Menampung air proses keluaran dari tangki air demin
pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik
selama 1 shift (8 jam)
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 420,114 m3
Dimensi Diameter shell (D) 12,192 m
Tinggi shell (Hs) 4,575 m
Tebal shell (ts) 0,625 in
Tinggi atap 0,918 m
Jumlah courses 2 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 19,88 psi
Tebal head 0,625 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
t. Tangki Alum (TP-101)
Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan alum
konsentrasi 55 % volume selama 1 minggu untuk
diinjeksikan ke dalam bak penggumpal (BP)
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap (head) berbentuk kerucut (conical)
Diketahui :
Tekanan = 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur = 30 oC = 86
oF
Konsentrasi alum di storage = 55 % (Sumber: Data MSDS)
Kebutuhan alum = konsentasi alum di BP x laju alir air di BP
= 43,708 kg/jam
Supplay alum ke BP = kebutuhan alum/konsentrasi alum di storage
= 79,469 kg/jam
Densitas alum = 1.307 kg/m3
Laju alir alum = supplay alum ke BP/densitas alum
= 0,0608 m3/jam
Waktu tinggal = 7 hari
Volume tangki :
Overdesign = 20 %
Volume tangki = (100/80) x 0,0608 m3/jam x 7 hari x 24 jam
= 12,258 m3
Dimensi tangki :
H/D = 1,2
Vtangki = Vshell + (2 x Vhead)
12,258 m3
= (¼ π D2 H) + (2 x 0,000049 D
3)
12,258 m3
= (¼ x 3,14 x 1,2) D3
+ (2 x 0,000049 D3)
12,258 m3
= 0,9421D3
D
= 3
1
9421,0
258,12
= 2,35 m
Sehingga diperoleh :
D = 92,59 in
H = 1,2 x 92,59
= 111,12 in
Diambil standar :
Dstantar = 93 in
= 7,75 ft
= 2,36 m
Hstantar = 112 in
= 9,33 ft
= 3,54 m
Menghitung Tekanan Desain
= 2,35 m = 7,72 ft
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
Dimana, Phidrostatis :
P hidrostatis =144
cL g
gH
(Pers. 3.17, Brownell, 1959)
= 4,37 psi
P operasi = 14,7 psi
Maka, Pabs = 19,07 psi
Tekanan desain 5-10 % diatas tekanan absolut (Coulson, 1988,
Hal:637). Tekanan desain yang dipilih 5 % diatasnya. Tekanan
desain pada ring ke-1 (paling bawah) :
Pdesain = 1,05 x 19,07 psi = 20,03 psi
Tabel D.25 Hasil perhitungan Pdesain setiap courses
Courses HL (ft) Phidrostatis (psi) Pabsolute (psi) Pdesain (psi)
1 7,72 4,37 19,07 20,03
2 1,72 0,05 14,75 15,49
Menentukan Tebal Shell
(Pers. 14.31, Brownell, 1959:275)
Keterangan :
ts = tebal dinding shell, in
P = tekanan desain, psi
ri = jari-jari tangki, in
f = nilai tegangan material, psi
Digunakan material Carbon Steel SA-283 Grade C = 12.650
(Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -20-650
oF)
CPEf
riPts
6,0.
.
E = efisiensi sambungan
= 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld)
C = korosi yang diizinkan
= 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217)
Maka,
ts = 0,233 in
Tabel D.26 Hasil perhitungan tebal shell setiap courses
Courses t (in) ts standar (in)
1 0,217 0,25
2 0,196 0,25
Desain Atap
Gambar D.3 Torrispherical Dishead Head
Tabel 5.7, Brownel & Young, Hal : 91, untuk nilai
OD = 93,5 in
icr = 5,875 in
r = 96 in
Menentukan tebal head
(Brownell & Young, 1959, Hal.
138)
Keterangan :
OD
ID
AB
icr
b = tingi
dish
a
t
r
OA
sf
C
CPEf
WrPth
2,02
th = tebal head, in
r = radius crown, in
W = faktor intensifikasi stress
W =
= 1,38
Maka,
th = 0,256 in
Digunakan dalam keadaan standar :
Tebal head = 0,3125 in
Tebal bottom = 0,3125 in
Menentukan tinggi head
Dari Tabel 5.6, Brownel & Young, Hal. 88, untuk nilai th =
0,3125 in maka sf = 1,5 – 3.
Dipilih : sf = 3 in
Menentukan BC
BC = r + icr = 101,88 in
Menentukan AB
AB = (ID/2) – icr = 40,42 in
Menentukan b
= 3,3838 in
= 3,76 in
Menentukan OA
icr
rc3.4
1
22 )()( ABBCrb
OA = th + b + sf
= 5,80 in
Tinggi total, Ht = Hs + Hhead
= 8,20 ft = 2,49 m
Perancangan Pengadukan
Daya motor
Daya motor yang digunakan = motorEfisiensi
inputDaya
Kebutuhan daya teoritis
P = Np. ρmix. N3.Di
5 (Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)
Keterangan :
P = power (W)
Np = Power Number
N = kecepatan impeller (rps)
ρmix = densitas larutan
= 1.307 kg/m3 = 81,593 lb/ft
3
DI = diameter impeller, m
NRe = mix
Imix DN
2
.. (Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)
Viskositas campuran:
μmix = 19,626 cp = 0,0196 kg/m.s
Jumlah pengaduk yang dibutuhkan
N = ID
WELH
(Rase, Pers. 8.9, Hal. 345, 1977) :
Keterangan :
ID = diameter dalam tangki, ft
WELH = water equivalent liquid height
= Tinggi cairan (H) x sp. Gr
Tinggi cairan (H) = 2,798 ft = 0,853 m
Densitas air pada 4 oC = 1.000 kg/m
3
Densitas larutan = 1.307 kg/m3
Spesific gravity (sg) = air
laru
tan
= 3kg/m1.000
3kg/m307.1
= 1,307
WELH = 0,853 m x 1,307
= 1,115 m
Jumlah pengaduk, n = ID
WELH
= m72,7
m115,1
= 0,144 (dipakai 1 buah pengaduk)
Kecepatan putaran pengaduk dicari dengan persamaan
berikut :
N = m)7,72 x (2)
,115m1
m72,73,14
600
I2.D
WELH
Iπ.D
600
N = 39,27 rpm = 0,65 rps
NRe = mix
mixI ND
..2
(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)
=smkg
mkgrpsm
./0196,0
)/307.1)(65,0()72,7( 32
= 243.235,651
Dari Figure 3.4-4 Geankoplis, untuk six blade turbine, Np
=1,5.
Kebutuhan daya teoritis :
P =
)17,32550(
...53
x
DNN Imixp (Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)
= 32,17x550
5,72m)7( x 3rps) (0,65 x 3.307kg/m1 x 1,5
= 0,143 hp
Daya yang hilang (gland loss)
Philang = 10 % Pteoritis (MV. Joshi)
= 0,1 x 0,143 hp
= 0,0143 hp
Daya input
Pinput = Pteoritis + Philang
= 0,143 hp + 0,0143 hp
= 0,157 hp
Efisiensi motor (η)
Efisiensi motor (η) = 80 %
Daya motor yang digunakan
P = 0,15780
100x hp
= 0,196 hp
Dipakai daya (P) = 1 hp
Tabel D.27 Spesifikasi Tangki Alum (TP-101)
Alat Tangki Alum
Kode TP-101
Fungsi Menyiapkan dan menyimpan larutan alum
konsentrasi 55 % volum selama 7 hari untuk
diinjeksikan ke dalam bak penggumpal.
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 12,258 m3
Dimensi Diameter shell (D) 2,36 m
Tinggi shell (Hs) 3,54 m
Tebal shell (ts) 0,25 in
Tinggi atap 5,80 in
Jumlah courses 2 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 20,03 psi
Tebal head 0,3125 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
u. Tangki Kaporit (TP-102)
Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan kaporit
konsentrasi 30 % volume selama 3 hari untuk
diinjeksikan ke dalam bak penggumpal
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap (head) berbentuk kerucut (conical)
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Alum (TP-
101), diperoleh spesifikasi Tangki Kaporit (TP-102) sebagai berikut :
Tabel D.28 Spesifikasi Tangki Kaporit (TP-102)
Alat Tangki Kaporit
Kode TP-102
Fungsi Menyiapkan dan menyimpan larutan Kaporit
konsentrasi 30 % volume selama 3 hari untuk
diinjeksikan ke dalam bak penggumpal.
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas 72,397 m3
Dimensi Diameter shell (D) 6,096 m
Tinggi shell (Hs) 3,658 m
Tebal shell (ts) 0,375 in
Tinggi atap 1,444 m
Tebal Head 0,375 in
Jumlah courses 2 buah
Tutup atas Bentuk conical
Tekanan desain 18,66 psi
Power motor 1 hp
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
v. Tangki Dispersant (TP-202)
Fungsi alat : Tempat penyimpanan dispersant untuk diinjeksikan ke
cooling tower
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap berbentuk torrispherical
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Menghitung Volume Tangki
Konsentrasi dispersant di Cooling Tower = 0,05 %
Konsentrasi dispersant di Storage = 10 %
Kebutuhan dispersant di Cooling Tower = Konsentrasi dispersant
di cooling tower x Jumlah air di cooling
tower
= 84.457 kg/jam
Suplai dispersant 10 % ke cooling tower = Kebutuhan dispersant /
Konsentrasi dispersant di storage
= (84,457 kg/jam)/10 %
= 844,567 kg/jam
Densitas dispersant = 995,68 kg/m3
Jumlah dispersant = Suplai dispersant 10 %/Densitas dispersant
= 844,567 kg/jam/995,68 kg/m3
= 0,848 m3/jam
Waktu tinggal = 7 hari
V dispersant = Jumlah dispersant x Waktu tinggal
= 0,848 m3/jam x 7 hari x 24 jam
= 71,252 m3
Safety factor = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991, Hal:37)
Volume tangki = 1,2 x V dispersant
= 1,2 x 71,252 m3
= 85,502 m3
Menghitung Diameter dan Tinggi Tangki
Tutup atas tangki = torrispherical
Tutup bawah tangki = torrispherical
V tangki = V shell + (2 x V head)
= ¼ π ID2 H + (2 x 0,000049 ID
3)
Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki
yang paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat
dilihat pada tabel berikut.
Tabel D.29 Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki
Trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2) Vsilinder , ft
3 Vhead, ft
3 Vsf, ft
3 Vtotal (ft
3)
1 0.1 26.0549 2.6055 1317.6668 1388.4805 1497.6486 133.2262 3019.3553
2 0.2 22.9364 4.5873 1186.3107 1894.4255 1021.6866 103.2432 3019.3553
3 0.3 20.9249 6.2775 1124.8433 2157.6590 775.7677 85.9286 3019.3553
4 0.4 19.4754 7.7902 1093.4941 2319.4625 625.4571 74.4357 3019.3553
5 0.5 18.3600 9.1800 1077.6756 2429.1693 524.0322 66.1538 3019.3553
6 0.6 17.4636 10.4782 1070.7738 2508.5414 450.9622 59.8517 3019.3553
7 0.7 16.7204 11.7043 1069.3667 2568.6829 395.8062 54.8662 3019.3553
8 0.72 16.5863 11.9422 1069.5577 2579.0074 386.3583 53.9896 3019.3553
9 0.73 16.5209 12.0602 1069.7022 2583.9892 381.8018 53.5643 3019.3553
10 0.74 16.4564 12.1778 1069.8776 2588.8563 377.3518 53.1472 3019.3553
Ditentukan H/ID = 0,7
H = 0,7 ID
Maka,
ID = 16,72 ft = 200,64 in = 5,09 m
H = 11,70 ft = 140,45 in = 3,56 m
Diambil nilai standar:
ID = 17 ft = 204 in
H = 12 ft = 144 in
Lebar plat standar = 6 ft
Jumlah plat = H/lebar plat
= 12/6 = 2 plat
Volume tangki =
=
= 2.723,761 ft3
Menghitung Tekanan Desain
= 4,05 m = 13,30 ft
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
Dimana, Phidrostatis :
P hidrostatis =144
cL g
gH
(Pers. 3.17, Brownell, 1959)
= 5,72 psi
P operasi = 14,7 psi
Maka, Pabs = 20,42 psi
Tekanan desain 5-10 % diatas tekanan absolut (Coulson, 1988,
Hal:637). Tekanan desain yang dipilih 5 % diatasnya. Tekanan
desain pada ring ke-1 (paling bawah) :
Pdesain = 1,05 x 20,42 psi = 21,44 psi
Tabel D.30 Hasil perhitungan Pdesain setiap courses
Courses HL (ft) Phidrostatis (psi) Pabsolute (psi) Pdesain (psi)
1 13,30 5,72 20,42 21,45
2 7,30 3,14 26,15 27,46
3 1,30 0,56 5,72 6,01
Menentukan Tebal Shell
(Pers. 14.31, Brownell, 1959:275)
Keterangan :
CPEf
riPts
6,0.
.
ts = tebal dinding shell, in
P = tekanan desain, psi
ri = jari-jari tangki, in
f = nilai tegangan material, psi
Digunakan material Mild Steel SA-7, SA-283 Grade C AISI
316
= 12.650 (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -
20 - 650 oF)
E = efisiensi sambungan
= 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld)
C = korosi yang diizinkan
= 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217)
Maka,
ts = 0,143 in
Diambil tebal shell standar = 0,1875 in.
Maka,
OD = ID + (2 x ts)
= 201,02 in
= 202 in (standar)
= 16,83 ft = 5,13 m
Desain Atap
OD
ID
AB
icr
b = tingi
dish
a
t
r
OA
sf
C
Gambar D.4 Torrispherical Dishead Head
Tabel 5.7, Brownel & Young, Hal : 91, untuk nilai
OD = 202 in
icr = 12,25 in
r = 170 in
Menentukan tebal head
(Brownell & Young, 1959, Hal.
138)
Keterangan :
th = tebal head, in
r = radius crown, in
W = faktor intensifikasi stress
W =
= 1,68
Maka,
th = 0,428 in
Digunakan dalam keadaan standar :
Tebal head = 0,50 in
Tebal bottom = 0,50 in
Menentukan tinggi head
CPEf
WrPth
2,02
icr
rc3.4
1
Dari Tabel 5.6, Brownel & Young, Hal. 88, untuk nilai th =
0,25 in :
sf = 1,5 – 3
Dipilih : sf = 3 in
Menentukan BC
BC = r + icr = 182,25 in
Menentukan AB
AB = (ID/2) – icr = 89,75 in
Menentukan b
= 3,3838 in
= 11,38 in
Menentukan OA
OA = th + b + sf
= 14,88 in
= 0,38 m
Tinggi total, Ht = Hs + Hhead
= 158,88 in = 13,24 ft = 4,04 m
Perancangan Pengadukan
Daya motor
Daya motor yang digunakan := motorEfisiensi
inputDaya
Kebutuhan daya teoritis
P = Np. ρmix. N3.Di
5 (Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)
Keterangan :
22 )()( ABBCrb
P = power (W)
Np = Power Number
N = kecepatan impeller (rps)
ρmix = densitas larutan
= 995,68 kg/m3 = 62,1583 lb/ft
3
DI = diameter impeller, m
NRe = mix
Imix DN
2
.. (Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)
Viskositas campuran:
μmix = 12,112 cp = 0,012 kg/m.s
Jumlah pengaduk yang dibutuhkan
N = ID
WELH
(Rase, Pers. 8.9, Hal. 345, 1977) :
Keterangan :
ID = diameter dalam reaktor, ft
WELH = water equivalent liquid height
= Tinggi cairan (H) x sp. Gr
Tinggi cairan (H) = 13,30 ft = 4,05 m
Densitas air pada 4 oC = 1.000 kg/m
3
Densitas larutan = 995,68 kg/m3
Spesific gravity (sg) = air
laru
tan
= 3kg/m1.000
3kg/m68,995
= 0,9957
WELH = 4,05 m x 0,9957
= 4,04 m
Jumlah pengaduk, n = ID
WELH
= m18,5
m04,4
= 0,78 (dipakai 1 buah pengaduk)
Kecepatan putaran pengaduk dicari dengan persamaan
berikut :
N = m)(5,18 (2)
,04m4
m18,53,14
600
I2.D
WELH
Iπ.D
600
N = 23,005 rpm = 0,383 rps
NRe = mix
mixI ND
..2
(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)
=kg/m.s012,0
)3/(995,68)(0,3832m)(5,18 mkgrps
= 846.290,832
Dari Figure 3.4-4 Geankoplis, untuk six blade turbine, Np
=1,5.
Kebutuhan daya teoritis :
P =
)17,32550(
...53
x
DNN Imixp (Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)
= 32,17x550
5,18m)5( x 3rps) (0,383 x 3kg/m68,995 x 1,5
= 17,77 hp
Daya yang hilang (gland loss)
Philang = 10 % Pteoritis (MV. Joshi)
= 0,1 x 17,77 hp
= 1,777 hp
Daya input
Pinput = Pteoritis + Philang
= 17,77 hp + 1,777 hp
= 19,55 hp
Efisiensi motor (η)
Efisiensi motor (η) = 80 %
Daya motor yang digunakan
P = 55,1980
100x hp
= 24,44 hp
Dipakai daya (P) = 25 hp
Tabel D.31 Spesifikasi Tangki Dispersant (TP-202)
Alat Tangki Dispersant
Kode TP-202
Fungsi Tempat penyimpanan dispersant untuk diinjeksikan ke
Cooling Tower
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan
atap (head) berbentuk torrispherical
Dimensi Diameter shell (D) 204 in
Tinggi shell (Hs) 144 in
Tebal shell (ts) 0,1875 in
Tinggi head 14,88 in
Tipe head Torrispherical Dished Head
Tebal head 0,50 in
Tipe pengaduk Six Blade Flat Turbine
Jumlah pengaduk 1 buah
Power Motor 25 hp
w. Tangki Inhibitor (TP-201)
Fungsi alat : Tempat penyimpanan inhibitor untuk diinjeksikan ke
Cooling Tower
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan head berbentuk torrispherical
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Dispersant
(TP-202), diperoleh spesifikasi Tangki Inhibitor (TP-201) sebagai
berikut :
Tabel D.32 Spesifikasi Tangki Inhibitor (TP-201)
Alat Tangki Inhibitor
Kode TP-201
Fungsi Tempat penyimpanan inhibitor untuk diinjeksikan ke
Cooling Tower
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap (head) berbentuk torrispherical
Dimensi Diameter shell (D) 240 in
Tinggi shell (Hs) 240 in
Tebal shell (ts) 0,750 in
Tinggi head 21,710 in
Tipe head Torrispherical Dished Head
Tebal head 2,00 in
Tipe pengaduk Six Blade Flat Turbine
Power Motor 58 hp
x. Tangki NaOH (TP-103)
Fungsi alat : Tempat penyimpanan soda kaustik untuk diinjeksikan ke
bak penggumpal dan anion exchanger
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan head berbentuk torrispherical
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Dispersant
(TP-202), diperoleh spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-103) sebagai
berikut :
Tabel D.33 Spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-103)
Alat Tangki soda kaustik
Kode TP-103
Fungsi Tempat penyimpanan soda kaustik untuk diinjeksikan ke
bak penggumpal dan Anion Exchanger
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap (head) berbentuk torrispherical
Dimensi Diameter shell (D) 1,99 m
Tinggi shell (Hs) 1,99 m
Power motor 1 hp
Jumlah 1 buah
y. Tangki Hidrazin (TP-401)
Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan hidrazin
selama 7 hari untuk diinjeksikan ke deaerator
Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom)
dan atap (head) berbentuk torrispherical
Tekanan : 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86
oF
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Dispersant
(TP-202), diperoleh spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-401) sebagai
berikut :
Tabel D.34 Spesifikasi Tangki Hidrazin (TP-401)
Alat Tangki Hidrazin
Kode TH-401
Fungsi Menyiapkan dan menyimpan hidrazin selama 7
hari untuk diinjeksikan ke deaerator
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan head berbentuk torrispherical
Kapasitas 29,475m3/jam
Dimensi Diameter shell (D) 3,28 m
Tinggi shell (Hs) 3,78 m
Tebal shell (ts) 0,375 in
Tebal head (th) 0,3125 in
Tinggi head 7,864 in
Tekanan Desain 20,16 psi
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316
Jumlah 1 buah
3. Pompa Utilitas
a. Pompa Utilitas 1 (PU-01)
Fungsi : Memompa air sungai sebanyak 40180,91kg/jam ke Bak
Sedimentasi (BS-01).
Jenis : Centrifugal pump
Gambar D.5 Centrifugal pump
Alasan Pemilihan :
Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi
Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah
Kecepatan putarannya stabil
Tidak memerlukan area yang luas
Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain :
Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa
Friksi pada pipa lurus
Friksi pada elbow
Friksi pada valve
Asumsi :
Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap
Fluida incompressible
Menghitung Debit Cairan
Diketahui :
Laju alir massa, G = 40180,91 kg/jam = 20,236 kg/s
Densitas, ρ = 992,857 kg/m3
Viskositas, µ = 0,001 kg/m.s
Over desain = 10 %
G = 1,1 x 40180,91 kg/jam
= 44199,001 kg/jam
= 22,26 kg/s
Debit, Q :
Q = ρ
G
= 992,857
44199,001
= 80,712 m3/jam
= 0,022 m3/s
= 355,360 gpm
Dari Fig. 7.14 a & b Walas dan Tabel 10.17 Coulson untuk kapasitas
355,360 gpm digunakan pompa centrifugal tipe single- suction.
Gambar D.6 Jenis pompa berdasarkan kapasitas
Menghitung Diameter Pipa
Dopt = 226 x G0,52
x ρ-0,37
(Pers. 5.14 Coulson,1983)
= 226 x (22,260)0,52
x (992,857)-0,37
= 95,27 mm
= 3,751 in
Keterangan :
Dopt = Diameter pipa optimum (mm)
G = Laju alir massa (kg/s)
= Densitas larutan (kg/m3)
Dari Tabel.11. Kern, 1950 diperoleh :
NPS = 4 in
ID = 4,026 in (0,102 m)
OD = 4,5 in
A = 12,7 in2 (0,0082 m
2)
Menentukan Bilangan Reynold (NRe)
Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan :
NRe = μ
x ID x ρ v (Geankoplis, 1993, pers.4.5-5)
Keterangan :
NRe = Bilangan Reynold
= Densitas larutan (kg/m3)
ID = Diameter dalam pipa (m)
v = Kecepatan aliran (m/s)
= Viskositas larutan (kg/m.s)
Kecepatan aliran, v :
v = A
Q
= 0,0082
0,0022
= 2,736 m/s
Bilangan reynold, NRe :
NRe = 0,001
2,736 x 0,022 x 992,857
= 335.322,522 (aliran turbulen, NRe > 2100)
Menghitung Panjang Equivalent
Tabel D.35 Panjang equivalent dari Tabel. 2.10-1 Brown, 1993
Komponen Jumlah Le, ft Le, m Total, m
Pipa lurus 1 1.640,4 500 500 Standard elbow 90o 3 16 4,877 14,631 Globe valve 1 180 54,865 54,865 Gate valve fully open 2 3 0,914 1,829
Total 571,324
Menghitung Friction loss
Friction loss dihitung dengan persamaan 2.10-18 Geankoplis, 1993 :
Σ F = 2
vK
2
vK
2
vK
2
v
ID
ΔL4f
2
1f
2
2c
2
1ex
2
Jika kecepatan v, v1, v2 sama, maka (Geankoplis, 1993. pers.2.10-19) :
Σ F = 2
vKKK
ID
ΔL4f
2
fcex
a. Friksi karena kontraksi dari sungai ke pipa.
hc =
2
1
2
A
A10,55
α2
V 2
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-16)
= 2α
VK
2
c
Keterangan :
hc = friction loss
V = kecepatan pada bagian downstream
α = faktor koreksi, aliran turbulen =1
A2 = luas penampang yang lebih kecil
A1 = luas penampang yang lebih besar
A2/A1 = 0
Kc = 0,55
hc = 2α
VK
2
c
= 12
736,20,55
2
= 2,059 J/kg
b. Friksi pada pipa lurus
Diketahui :
NRe = 335.322,522
= 0,000046 m untuk pipa comercial steel
(Gambar 2.10-3 Geankoplis, 1993)
ID = 0,102 m
/ID = 0,0004
f = 0,006 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
∆L = 571,324 m
Sehingga friksi pada pipa lurus :
Ff = 2
V
ID
ΔLf4
2
(Geankoplis, 1993. Pers.2.10-6)
= 2
736,2
0,102
571,3240,0044
2
= 501,968 J/kg
c. Friksi pada sambungan (elbow)
Diketahui :
Jml elbow = 3
Kf = 0,75 (Tabel 2.10-1, Geankoplis)
hf =
2
VK
2
f (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
=
2
736,275,03
2
= 8,423 J/kg
d. Friksi pada valve
Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5 (Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)
Gate valve wide = 2 = Kf = 0,17 (Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)
hf =
2
VK
2
f (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
= (1 x 9,5 + 2 x 0,17) x 2
736,2 2
= 36,837 J/kg
Total friksi :
ΣF = hC + Ff + hf, elbow + hf, valve
= 2,059 + 501,968 + 8,423 + 36,837
= 549,287 J/kg
Menghitung tenaga pompa yang digunakan
Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan Bernaulli
(pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983) :
-Ws =
Fρ
ppZZg
α2
VV 1212
2
1
2
2
Diketahui :
Z1 = -1 m (asal pemompaan dari sungai)
Z2 = 4 m (tujuan pemompaan)
P1 = 1 atm (101.325N/m2)
P2 = 1 atm (101.325N/m2)
v1 = v2 = 2,736 m/s
ρ = 992,857 kg/m3
α = 1
g = 9,806 m/s2
ΣF = 549,287 J/kg
Sehingga :
-Ws = 287,549857,992
101.325101.325)1(4806,9
12
736,2736,2 22
= 598,317 J/kg
Dari Gambar 10.62, Coulson,1983, hal 380 untuk Q = 80,712 m3/jam,
maka efisiensi pompa ( ) = 78 %.
Gambar D.7 Efisiensi pompa
Wp = η
Ws (Geankoplis, 1993. pers.3.3-1)
= 0,78
598,317
= 767,074 J/kg
Power = G x Wp (Geankoplis, 1993. pers.3.3-2)
= 22,26 x 767,074
= 17.074,845 J/s
= 17,075 kW
= 22,898 hp
Motor penggerak :
Berdasarkan fig. 4-10, Vilbrandt,F.C., 1959, diperoleh efisiensi motor:
motor = 80 %
P = motor
Power
(Geankoplis, 1993. pers.3.3-5)
= 8,0
22,898
= 28,622 hp
= 30 hp Standar NEMA (Alfa Laval Pump Handbook, 2001)
Menentukan head total
BS - 01
blowdown
PU-01
Z1
Z2
Pt
Ps
Gambar D.8 Skema sistem pompa
Suction head
Diketahui :
Z1 = -1 m
Ps = 101.325 N/m2
v1 = 2,736 m/s
Friction loss :
Friksi karena kontraksi dari sungai ke pipa
hc =
2
2
1
A
A10,55
α2
V 2
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-16)
= 2α
VK
2
c
Keterangan :
hc = friction loss
V = kecepatan pada bagian downstream
α = faktor koreksi, aliran turbulen =1
A2 = luas penampang yang lebih kecil
A1 = luas penampang yang lebih besar
A1/A2 = 0
Kc = 0,55
hc = 2α
VK
2
c
= 12
736,20,55
2
= 2,059 J/kg
Friksi pada pipa lurus
Diketahui :
NRe = 335.322,522
= 0,000046 m untuk pipa comercial steel
ID = 0,102 m
/ID = 0,00045
f = 0,006 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
∆L = 25 m
Sehingga friksi pada pipa lurus :
Ff = 2
V
ID
ΔLf4
2
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-6)
= 2
736,2
0,102
250,0044
2
= 21,965 J/kg
Friksi pada sambungan (elbow)
Diketahui :
Jml elbow = 1
Kf = 0,75 (tabel 2.10-1, Geankoplis, 1993)
hf =
2
VK
2
f (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
=
2
736,275,01
2
= 2,808 J/kg
Friksi pada valve
Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5
Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17
hf =
2
VK
2
f (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
= (1 x 9,5 + 1 x 0,17) x 2
736,2 2
= 36,201 J/kg
Total friksi di suction head, hfs :
Fs = hC + Ff + hf, elbow + hf, valve
= 2,059 + 21,965 + 2,808 + 36,201
= 63,033 J/kg
hfs = g
Fs
= 9,806
63,033
= 6,428 m
Total suction head, Hs :
Hs = fs1
s hZρ.g
P (Alfa Laval Pump Handbook, 2001)
= 428,6(-1)9,806992,857
101.325
= 2,979 m
Discharge head :
Diketahui :
Z2 = 4 m
Pt = 101.325
v2 = 2,736 m/s
Friction loss :
Friksi pada pipa lurus
Diketahui :
NRe = 335.322,522
= 0,000046 m untuk pipa comercial steel
(Gambar 2.10-3 Geankoplis, 1993)
ID = 0,102 m
/ID = 0,0004
f = 0,006 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
∆L = 475 m
Sehingga friksi pada pipa lurus :
Ff = 2
V
ID
ΔLf4
2
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-6)
= 2
736,2
0,102
4750,0054
2
= 417,337 J/kg
Friksi pada sambungan (elbow)
Diketahui :
Jml elbow = 2
Kf = 0,75 (Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1993)
hf =
2
VK
2
f (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
=
2
736,275,02
2
= 5,615 J/kg
Friksi pada valve
Gate valve wide= 1 = Kf = 0,17
hf =
2
VK
2
f (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
= (1 x 0,17) x 2
736,2 2
= 0,636 J/kg
Total friksi di discharge head, hfD :
FD = Ff + hf, elbow + hf , valve
= 417,337 + 5,615 + 0,636
= 423,589 J/kg
hfD = g
FD
= 9,806
423,589
= 43,197 m
Total discharge head, HD :
HD = fD2t hZ
ρ.g
P (Alfa Laval Pump Handbook, 2001)
= 197,4349,806992,857
101.325
= 57,499 m
Head total :
H = HD - Hs
= 57,499 – 2,979
= 54,520 m
Cek kavitasi
Menghitung NPSHR (Net Positive Suction Head required) :
NPSHR =
3/40,5
S
Qn
=
3/40,5
7.900
360,355500.3
= 5,165 m
= 16,945 ft
Keterangan :
n = kecepatan putaran 3.500 rpm (Walas, 1988)
Q = debit, gpm (355,360 gpm)
S = kecepatan spesifik 7.900 rpm (Walas, 1988)
Tabel D.36 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 01)
Article I. Alat Pompa
Kode PU – 01
Article II. Fungsi Memompa air sungai ke Bak Sedimentasi (BS –
01)
Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage
Bahan Konstruksi Carbon steel SA 283
Kapasitas
Efisiesi
40,182 m3/ jam
78 %
Dimensi NPS = 4 in
Sch = 40
Panjang pipa lurus (L) : 500 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 3 unit
Jumlah gate valve : 2 unit
Beda ketinggian : 5 m
Power motor 30 hp
NPSH 5,165 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
Dengan cara perhitungan yang sama seperti di atas maka diperoleh
spesifikasi pompa utilitas yang lainnya.
b. Pompa Utilitas 2 (PU-02)
Tabel D.37 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 02)
Article III. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-02
Article IV. Fungsi Memompa air keluaran dari bak sedimentasi
menuju ke bak penggumpal (BP-01)
Jenis Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
Dimensi
40,182 m3/ jam
78 %
NPS = 4 in
Sch = 40
Panjang pipa lurus (L) : 10 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 3 unit
Jumlah gate valve : 2 unit
Beda ketinggian : 4 m
Power 5 hp
NPSH 5,165 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
c. Pompa Utilitas 3 (PU-03)
Tabel D.38 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 03)
Article V. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-03
Article VI. Fungsi Memompa air keluaran bak penggumpal menuju
ke Clarifier (CL-01)
Jenis Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
Dimensi
355,344 gal/min
78 %
NPS = 4 in
Sch = 40
Panjang pipa lurus (L) : 10 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 5 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 5 hp
NPSH 5,165 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
d. Pompa Utilitas 4 (PU-04)
Tabel D.39 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 04)
Article VII. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-04
Article VIII. Fungsi Memompa air keluaran clarifier ke sand
filter (SF-01)
Jenis Centrifugal pump, single-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas 355,328 gal/ jam
Efisiensi
Dimensi
78 %
NPS = 4 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 6 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 3 hp
NPSH 5,165 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
e. Pompa Utilitas 5 (PU-05)
Tabel D.40 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 05)
Article IX. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-05
Article X. Fungsi Memompa air keluaran sand filter ke tangki
air filter
Jenis Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas 118,425 gal/min
Efisiensi
Dimensi
63 %
NPS = 2,5 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 3 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 1 hp
NPSH 2,483 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
f. Pompa Utilitas 6 (PU-06)
Tabel D.41 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 06)
Article XI. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-06
Article XII. Fungsi Memompa air dari tangki air filter ke Cold
Basin dan Domestic Water and Hydrant
Jenis Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas 749,115 gal/min
Efisiensi
Dimensi
82 %
NPS = 6 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 100 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 6 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 5 hp
NPSH 3,161 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
g. Pompa Utilitas 7 (PU-07)
Tabel D.42 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 07)
Article XIII. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-07
Article XIV. Fungsi Memompa air dari tangki air filter ke cation
exchanger
Jenis Centrifugal pump, single-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas 63,034 gal/min
Efisiensi
Dimensi
70 %
NPS = 4 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 100 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 6 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 2 hp
NPSH 1,631 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
h. Pompa Utilitas 08 (PU-08)
Tabel D.43 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 08)
Article XV. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-08
Article XVI. Fungsi Memompa air dari hot basin menuju cooling
tower
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas 187,142 gal/min
Efisiensi
Dimensi
83 %
NPS = 6 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 5 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 2 unit
Jumlah gate valve : 2 unit
Beda ketinggian : 4 m
Power 7,5 hp
NPSH 3,368 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
i. Pompa Utilitas 09 (PU-09)
Tabel D.44 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 09)
Article XVII. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-09
Article XVIII. Fungsi Memompa air dari cooling tower menuju cold
basin
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
187,142 gal/min
83 %
Dimensi NPS = 6 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 50 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 2 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 5 hp
NPSH 3,368 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
j. Pompa Utilitas 10 (PU-10)
Tabel D.45 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 10)
Article XIX. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-10
Article XX. Fungsi Memompa air dari cold basin menuju
peralatan yang membutuhkan cooling water
Jenis Centrifugal pump, single-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
187,142 gal/min
83 %
Dimensi NPS = 6 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 50 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 4 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 5 hp
NPSH 3,368 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
k. Pompa Utilitas 11 (PU-11)
Tabel D.46 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 11)
Article XXI. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-11
Article XXII. Fungsi Memompa air dari tangki penyimpanan
kondensat menuju kation exchanger
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
147,915 gal/min
80 %
Dimensi NPS = 6 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 5 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 3 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 2 hp
NPSH 2,879 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
l. Pompa Utilitas 12 (PU-12)
Tabel D.47 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 12)
Article XXIII. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-12
Article XXIV. Fungsi Memompa air dari kation exchanger menuju
anion exchanger
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
63,034 gal/min
75 %
Dimensi NPS = 4 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 4 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 4 m
Power 2 hp
NPSH 1,631 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
m. Pompa Utilitas 13 (PU-13)
Tabel D.48 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 13)
Article XXV. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-13
Article XXVI. Fungsi Memompa air dari anion exchanger ke tangki
air proses dan deaerator
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
63,034 gal/min
75 %
Dimensi NPS = 4 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 4 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 1 hp
NPSH 1,631 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
n. Pompa Utilitas 14 (PU-14)
Tabel D.49 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 14)
Article XXVII. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-14
Article XXVIII. Fungsi Memompa air dari demineralisasi
menuju tangki air proses
Jenis Centrifugal pump, double-suction,
single stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
48,242 gal/min
69 %
Dimensi NPS = 3 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 10 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 2 unit
Jumlah gate valve : 2 unit
Beda ketinggian : 4 m
Power 2 hp
NPSH 1,364 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
o. Pompa Utilitas 15 (PU-15)
Tabel D.50 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 15)
Article XXIX. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-15
Article XXX. Fungsi Memompa keluaran dari DA-01 ke tangki air
boiler
Jenis Centrifugal pump, double-suction, single
stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
14,792 gal/min
63 %
Dimensi NPS = 1,5 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 25 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 2 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 5 m
Power 1 hp
NPSH 0,62 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
p. Pompa Utilitas 16 (PU-16)
Tabel D.51 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 16)
Article XXXI. Alat Pompa Utilitas
Kode PU-16
Article XXXII. Fungsi Memompa air demineralisasi menuju
boiler
Jenis Centrifugal pump, double-suction,
single stage
Bahan Konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
Efisiensi
14,792 gal/min
63 %
Dimensi NPS = 1,5 in
Sch = 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m
Jumlah globe valve : 1 unit
Standar elbow 90o : 2 unit
Jumlah gate valve : 1 unit
Beda ketinggian : 2 m
Power 1 hp
NPSH 0,62 m
Jumlah 2 buah (1 cadangan)
B. Unit Penyediaan Udara Instrument
1. Compressor (CP-01)
Fungsi : Mengalirkan udara dari lingkungan ke area proses untuk
kebutuhan instrumentasi.
Tipe : Centrifugal Compressor
Kebutuhan Udara Tekan
Dalam pabrik Dicalcium Phosphate Dihydrate, udara tekan dibutuhkan
untuk menggerakkan instrumen – instrumen kontrol. Udara tekan yang
diperlukan didistribusi pada tekanan 15 – 20 psig serta dalam kondisi
kering dan bersih. (Kern, hal.768).
Dalam pabrik Dicalcium Phosphate Dihydrate terdapat sekitar 33 alat
kontrol yang memerlukan udara tekan untuk menggerakkannya, sehingga
kebutuhan udara tekan pada pabrik ini diperkirakan mencapai 55,440
m3/jam. Mekanisme atau proses untuk membuat udara tekan dapat
diuraikan berikut ini : Udara lingkungan ditekan dengan menggunakan
kompresor (CP–01) yang dilengkapi dengan filter (penyaring) udara
hingga mencapai tekanan 20 psig, kemudian dilewatkan dalam tumpukan
silika gel sehingga diperoleh udara kering. Selanjutnya udara kering
tersebut dialirkan pada alat kontrol yang memerlukannya.
Udara pneumatik = 28 L/min (Considin, 1993)
Jumlah alat kontrol = 33 buah
Kebutuhan udara = 28 × 33
= 924 L/min (55,440 m3/jam)
Overdesign = 20%
Total udara pneumatik = 66,528 m3/jam
= 0,018 m3/s
Kecepatan Molar Udara
Diketahui :
V = 66,528 m3/jam
P = 1 atm
T = 30 oC (303,15 K)
R = 82,057.10-3
m3.atm/kgmol.K
n = RT
PV
= 15,30310.057,82
528,6613
= 2,674 kmol/jam
= 77,478 kg/jam
Menentukan temperatur keluaran kompressor, T2
Dari Fig. 3.6 (coulson, 1983), diperoleh efisiensi (η)
η = 65 %
T1 = 30 oC (303,15 K)
P1 = 1 atm (1,013 bar)
P2 = 2,36 atm (2,392 bar)
Temperatur keluar kompressor:
T2 =
m
1
21
P
PT
(Coulson, 1983 hal 79)
Untuk kompresi:
m =
Ep
1
(Coulson, 1983 hal 79)
γ = Cv
Cp,
= 1,4 (udara)
Sehingga:
m =
65,04,1
14,1
= 0,44
T2 = 303,15
44,0
1
36,2
= 442,155 K
= 169,005 oC
Koreksi temperatur keluar kompressor:
Diketahui data udara (Chemcad 5.2.0) :
Tc = -40,7 oC
= 232,45 K
Tr mean = c
21
2T
TT
= 232,452
442,155303,15
= 1,603
Pc = 37,246 atm
= 37,740 bar
Pr mean = c
21
2P
PP
= 37,742
392,21,013
= 0,045
Kapasitas panas udara (Chemcad 5.2.0) :
Tmean = 2
TT 21
= 2
442,155303,15
= 372,653 K
o
PC =
22
)/484.1cosh(
)/484.1(580.7
)/012.3sinh(
)/012.3(390.9958.28
T
T
T
T
= 29.125,243 J/kmol.K
= 29,125 kJ/kmol.K
Koreksi untuk tekanan dari Fig.3.2 (Coulson, 1983 hal 63) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka :
Cp - o
PC = 0,26 kJ/kmol.K
Sehingga :
Cp = 0,26 + 29,125
= 29,385 kJ/kmol.K
Dari Fig.3.8. (Coulson, 1983 hal 76) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka :
z = 1
Dari Fig.3.9. (Coulson, 1983 hal 77) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka :
x = 0,02
Dari Fig.3.10. (Coulson, 1983 hal 78) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka :
y = 1
m =
x
Ep
1
Cp
Rz (Coulson, 1983 hal 79)
=
02,0
65,0
1
385,29
314,81
= 0,441
T2 = 303,15
441,0
1
36,2
= 442,678 K
= 169,528 oC
Power compressor
-W =
1P
P
1n
n
M
TRz n
1n
1
21 (Coulson, 1983 hal 73)
n = m1
1
(Coulson, 1983 hal 79)
n = 1,789
-W =
11
36,2
1789,1
789,1
97,28
15,303314,81 789,1
1789,1
= -133 kJ/kmol
W = 133 kJ/kmol
Actual work required :
Waktual = 133 kJ/kmol / 65%
= 204,616 kJ/kmol
Power yang dibutuhkan :
P = Waktual x n
= 204,616 kJ/kmol x 2,674 kmol/Jam
= 547,231 kJ/jam
= 0,152 kW
= 0,204 hp
Tabel D.59 Spesifikasi Compressor (CP-01)
Alat Compressor
Kode CP– 01
Jenis Centrifugal compressor
Kapasitas 119,739 kg/jam udara
Power 0,5 hp
Bahan Konstruksi Cast iron
Jumlah 1 buah
C. Unit Pembangkit dan Pendistribusian Listrik
1. Perhitungan Kebutuhan Listrik
Perhitungan kebutuhan listrik adalah sebagai berikut:
a. Kebutuhan penerangan
Dari Chemical Engineer’s Handbook, 3rd
ed, direkomendasikan untuk
perhitungan penerangan digunakan satuan lumen. Dengan menetapkan
jenis lampu yang digunakan, maka dapat dihitung jumlah listrik yang
harus disediakan untuk penerangan. Untuk menentukan besarnya
tenaga listrik digunakan persamaan :
DU
FaL
Keterangan : L : Lumen per outlet.
a : Luas area, ft2
F : food candle yang diperlukan ( tabel 13, perry 3th
)
U : Koefisien utilitas (Tabel 16, perry 3th
)
D : Effisiensi lampu (Tabel 16, perry 3th
)
Kebutuhan penerangan area dalam bangunan
Tabel D.60 Kebutuhan penerangan untuk area dalam
bangunan
Area Bangunan Luas
F U D Lumen (m
2) (ft
2)
Pos Keamanan 100 1.076,391 20 0,50 0,80 53.819,550
Mushola 250 2.690,978 10 0,55 0,80 61.158,580
Kantin 500 5.381,955 10 0,51 0,80 131.910,662
Kantor 2.500 26.909,775 20 0,58 0,80 1.159.904,095
Klinik 100 1.076,391 20 0,55 0,80 48.926,864
Ruang Kontrol 1.000 10.763,910 35 0,60 0,80 784.868,438
Laboratorium 1.000 10.763,910 35 0,60 0,80 784.868,438
Bengkel 1.500 16.145,865 10 0,53 0,80 380.798,703
GSG 1.000 10.763,910 10 0,51 0,80 263.821,324
Gudang 1.000 10.763,910 5 0,52 0,80 129.373,918
Perumahan 5.000 53.819,550 20 0,55 0,80 2.446.343,182
Total 13.950 150.156,545 6.245.793,751
Untuk semua area dalam bangunan direncanakan menggunakan
lampu fluorescent 40 Watt, dimana 1 buah instant starting daylight
40 Watt mempunyai 1.960 lumen.
Jumlah listrik area dalam bangunan = 6.245.793,751 Lumen
Sehingga jumlah lampu yang dibutuhkan :
960.1
7516.245.793, = 3.186,629 buah
= 3.187 buah
Daya = 40 Watt × 3.187
= 127.480 Watt (127,48 kW)
Kebutuhan penerangan area luar bangunan
Tabel D.61 Kebutuhan penerangan untuk area luar
bangunan
Area Non Bangunan
Luas
F U D Lumen (m2) (ft
2)
Proses 10.000 107.639,100 10 0,59 0,80 2.280.489,407
Utilitas 5.000 53.819,550 10 0,59 0,80 1.140.244,703
Area Pengembangan 10.000 107.639,100 0 0,00 0,80 0,000
Jalan & Taman 3.500 37.673,685 5 0,53 0,80 444.265,153
Total 28.500 306.771,435 3.864.999,263
Untuk semua area di luar bangunan direncanakan menggunakan
lampu mercury 250 watt, dimana 1 buah instant starting daylight
250 Watt mempunyai 10.000 lumen. Jumlah listrik area di luar
bangunan sebesar 3.864.999,263 Lumen
Jumlah lampu yang dibutuhkan =000.10
2633.864.999,
= 386,5 buah
= 387 buah
Daya = 250 Watt × 387
= 96.750 Watt (96,75 kW)
Kebutuhan listrik lainnya
Kebutuhan listrik lainnya (barang elektronik kantor : AC,
komputer dll) diperkirakan sebesar 20.000 Watt
Total kebutuhan penerangan
= Kebutuhan area bangunan + Kebutuhan area luar bangunan +
Kebutuhan listrik lain
= 127,48 kW + 96,75 kW + 20 kW = 244,230 kW
b. Kebutuhan listrik untuk proses
Tabel D.62 Kebutuhan listrik untuk alat proses
No Nama Alat Kode Jumlah Daya/
alat
Daya
hp kW
1. Mixing Tank I MT-101 1 0.5 0.5 0.67
2. Reaktor 2 RE-202 1 21,15 21,15 28.36
3. Bucket Elevator BE-401 1 4,0 4,0 5.36
4 Belt Conveyor BC-401 1 2,0 2,0 2.68
5. Blower I BL-101 1 225 225 301.73
6. Blower II BL-102 1 325 325 435.83
7 Blower III BL-103 1 1,0 1,0 1.34
8 Blower IV BL-201 1 250 250 335.26
9 Pompa 1 PP-101 1 0,5 0,5 0.67
10 Pompa 2 PP-102 1 0,5 0,5 0.67
11 Pompa 3 PP-103 1 10,0 10,0 13.41
12 Pompa 4 PP-301 1 30,0 30,0 40.23
Total 869,65 869,65 1166,22
c. Kebutuhan listrik untuk utilitas
Tabel D.63 Kebutuhan listrik untuk alat utilitas
No Nama Alat Jumlah Daya/
alat
Daya
hp Watt
Unit Air dan
Steam :
1. Bak Penggumpal
1 6,0 6,0 4.474,20
2. Boiler
1 4,0 4,0 2.982,80
3. Motor tangki dispersant 1 25,0 25,0 18.642,50
4. Motor tangki inhibitor 1 58,0 58,0 43.250,60
5. Motor tangki NaOH 1 1,0 1,0 745,70
6. Blower 1 3,0 3,0 2.237,10
7. Pompa utilitas 1
2 30,0 30,0 44.742,00
8. Pompa utilitas 2
2 5,0 5,0 7.457,00
9. Pompa utilitas 3
2 5,0 5,0 7.457,00
10. Pompa utilitas 4
2 3,0 3,0 4.474,20
11. Pompa utilitas 5
2 1,0 1,0 1.491,40
12. Pompa utilitas 6
2 5,0 5,0 7.457,00
13. Pompa utilitas 7
2 2,0 2,0 2.982,80
14. Pompa utilitas 8
2 7,5 7,5 11.185,50
15. Pompa utilitas 9
2 5,0 5,0 7.457,00
16. Pompa utilitas 10
2 5,5 5,5 7.457,00
17. Pompa utilitas 11
2 2,0 2,0 2.982,80
18. Pompa utilitas 12
2 2,0 2,0 2.982,80
19. Pompa utilitas 13
2 1,0 1,0 1.491,40
20. Pompa utilitas 14
2 2,0 2,0 2.982,80
21. Pompa utilitas 15
2 1,0 1,0 1.491,40
22. Pompa utilitas 16
2 1,0 1,0 1.491,40
Unit Udara Tekan :
23. Kompressor udara
0,5 0,5 372,85
Total
177,0 201,5 208.050,30
Total Kebutuhan Listrik Pabrik
= Kebutuhan penerangan + Kebutuhan proses + Kebutuhan utilitas
= 371,71 kW + 1166,22 kW + 208,050 kW
= 1745,98 kW
Over Design : 20%
Total listrik = 1,2 x 1745,98 kW
= 2095,176 kW
= 2,095 MW
Jadi total kebutuhan listrik pabrik ± 2,095 MW
2. Spesifikasi Peralatan Unit Penyedia Listrik
a. Generator
Fungsi : Membangkitkan listrik untuk keperluan pabrik
Kebutuhan listrik total = 2,095 MW
Efisiensi = 80 %
Kapasitas Genset = Efisiensi
totallistrikKebutuhan =
8,0
2,095 MW
= 2618,97 kW = 2,61897 MW
Tenaga generator = 8.879.465 Btu/jam
Kebutuhan bahan bakar :
Jenis bahan bakar = solar
Densitas = 54,312 lb/ft3 = 870 kg/m
3
Heating value = 18.774,941 btu/lbm
Spesific gravity = 0,869
Fuel oil yang dibutuhkan = 472,94 lb/jam = 214,94 kg/jam
= 0,247 m3/jam = 247 L/jam
Tabel D.64 Spesifikasi Gen Set (GS-501)
Nama Alat Generator
Kode GS-401
Fungsi Pembangkit tenaga listrik
Kapasitas 2,61897 MW
Efisiensi 80 %
Bahan Bakar Solar
Material Stainless Steel Tipe 316
Kebutuhan Bahan Bakar 247 liter/jam
Jumlah 1 buah
2) Tangki Bahan Bakar
Fungsi : Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan
boiler dan generator pada tekanan 1 atm
Jenis Tangki : Silinder tegak (vertikal)
Menentukan kapasitas tangki
Jumlah solar :
Solar = 247 liter/jam
= 0,247 m3/jam
Persediaan untuk 240 jam :
Solar = 0,247 m3/jam x 240 jam
= 59,28 m3
= 2093,453 ft3 = 59280 L
Volume tangki :
Over desain = 20 %
Vtangki = 1,2 x 59,28
= 71,136 m3
= 2512,144 ft3
Menentukan dimensi tangki
Vtangki = Vshell + Vtutup
= ¼ π D2 H + 0,000049 D
3 + ¼ π D
2 sf
Atangki = Ashell + Atutup
= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D
2
Keteragan :
D = diameter tangki, in
sf = straight flange, in (dipilih sf = 2 in)
Menentukan rasio Hs/D :
Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :
D
Hs< 2 (Ulrich, 1984)
Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki
yang paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat
dilihat pada tabel berikut.
Tabel D.65 hasil trial Hs/D terhadap luas tangki
Trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2) Vsilinder , ft
3 Vhead, ft
3 Vsf, ft
3 Vtotal (ft
3)
1 0.50 20.427 10.214 1,334.000 3,345.487 721.705 54.592 4,121.785
2 0.60 19.424 11.655 1,324.708 3,451.875 620.546 49.364 4,121.785
3 0.65 18.991 12.344 1,322.856 3,494.684 579.916 47.185 4,121.785
4 0.67 18.828 12.615 1,322.516 3,510.289 565.117 46.379 4,121.785
5 0.68 18.748 12.749 1,322.422 3,517.799 557.997 45.988 4,121.785
6 0.69 18.670 12.883 1,322.377 3,525.123 551.056 45.606 4,121.785
7 0.70 18.594 13.015 1,322.378 3,532.269 544.284 45.232 4,121.785
8 0.72 18.444 13.279 1,322.510 3,546.049 531.230 44.505 4,121.785
9 0.80 17.889 14.311 1,324.554 3,595.184 484.732 41.869 4,121.785
10 1.20 15.851 19.021 1,355.529 3,751.690 337.222 32.873 4,121.785
11 1.40 15.120 21.169 1,377.019 3,799.167 292.705 29.912 4,121.785
12 1.50 14.802 22.203 1,388.378 3,818.536 274.584 28.664 4,121.785
13 1.40 15.107 21.209 1,377.458 3,799.972 291.952 29.861 4,121.785
14 1.49 14.840 22.076 1,386.959 3,816.271 276.702 28.812 4,121.785
15 1.57 14.590 22.926 1,396.637 3,830.968 262.967 27.850 4,121.785
Gambar D.10 Rasio H/D optimum terhadap luas tangki
Terlihat bahwa rasio H/D yang memberikan luas tangki yang paling kecil
yaitu 0,65 - 0,72.
Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,69.
D = 18,67 ft
= 224,044 in
= 5,69 m
Dstandar = 20 ft (2400 in)
H = 12,88 ft
790
800
810
820
830
840
850
0 0.5 1 1.5 2
Lu
as,
A
H/D
Rasio H/D Optimum
= 154,59 in
= 3,92 m
Hstandar = 12 ft (144 in)
Menentukan jumlah courses
Lebar plat standar yang digunakan :
L = 72 in (Appendix E, item 3, B & Y)
= 6 ft
Jumlah courses = ft6
ft12
= 2 buah
Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki
Vshell = ¼ π D2 H
= ¼ π (20 ft)2.12 ft
= 3.768 ft3
Vdh = 0,000049 D3
= 0,000049 (240)3
= 677,376 ft3
Vsf = ¼ π D2 sf
= ¼ π.(240)2.2
= 90.432 in3
= 52,333 ft3
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf
= 3.768 + 677,376 + 52,333
= 3.378,732 ft3
Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid
= 3.378,732 – 3.434,82
= 1.062,889 ft3
Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)
= 1.062,889 – (677,376 + 52,333)
= 333,180 ft3
Hshell kosong = 2
kosongshell
π.D
4.V
= 25,17
180,3334
= 1,061 ft
Hliquid = Hshell – Hshell kosong
= 12 – 1,061
= 10,939 ft
Menenetukan Tekanan desain
Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini
karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak
titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan
paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung
dengan persamaan :
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
Tekanan hidrostatis :
ρsolar = 54,312 lb/ft3
Phidrostatis = 144
Hg
g
= 144
ft939,109,81
9,81lb/ft 54,31 3
= 4,331 psi
Poperasi = 14,696 psi
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
= 14,696 + 4,126
= 18,822 psi
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson,
1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan
desain pada courses ke-1 adalah:
Pdesain = 1,1 x Pabs
= 1,1 x 18,822 psi
= 20,704 psi
Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses :
Tabel D.66 Tekanan Desain untuk Setiap Courses
Course H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolute (psi) Pdesain (psi)
1 12 10,939 4,126 18,822 20,704
2 6 4,939 1,863 16,559 18,215
Menentukan Tebal Shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
ts = cPEf
dP
)6,0..(2
. (Brownell & Young,1959.hal.256)
keterangan :
ts = Tebal shell, in
P = Tekanan dalam tangki, psi
f = Allowable stress, psi
d = Diameter shell, in
E = Efisiensi pengelasan
c = Faktor korosi, in
Dari Tabel 13.1 & 13.2 pada 20-650 oF, Brownell and Young, 1959
diperoleh data :
f = 12.650 psi
E = 85% single-welded butt joint with backing strip, no radiographed
C = 0,125 in/10 tahun (tabel 6, Timmerhaus,1991:542)
Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses 1:
ts = ))704,206,0(-)0,85 x psi x((12.6502
240 x psi704,20
in+ 0,125 in
= 0,356 in (digunakan plat standar 0,375 in)
Tabel D.67 Ketebalan shell masing-masing courses
Course H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar (in)
1 12 20,704 0,356 0,375
2 6 18,215 0,328 0,375
Desain Head (Desain Atap)
Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head.
Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di
dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki,
karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk
torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable
pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092
atm) (Brownell and Young, 1959).
OD
ID
AB
icr
b = tinngi
dish
a
t
r
OA
sf
C
Gambar D.11 Torispherical flanged and dished head.
Diketahui :
rc = 180 in (Brownell dan Young: 91)
icr = 14,438 in
Maka :
w =
14,438
1803.
4
1
= 1,633 in
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell
and Young, 1959,hal. 258):
th = CPfE
wrP c 2,02
..
th = 125,020,704)2,0()85,0650.122(
1,633180704,02
= 0,408 in (dipakai plat standar 0,4375 in)
Untuk th = 0,4375 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959)
diperoleh sf = 1,5 – 3,5 in.
Direkomendasikan nilai sf = 2 in
Keterangan :
th = Tebal head (in)
P = Tekanan desain (psi)
rc = Radius knuckle, in
icr = Inside corner radius ( in)
w = stress-intensitication factor
E = Effisiensi pengelasan
C = Faktor korosi (in)
Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87) :
b =
2
2
2)(
icr
IDicrrcrc
=
2
2 14,4382
180)14,438180(180
= 52,456 in
Tinggi Head (OA) :
OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)
OA = 0,4375 + 52,456 + 2
= 54,893 in
= 4,57 ft
Menentukan Tinggi Total Tangki
Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:
Htotal = Hshell + Hhead
= 144 + 54,893
= 198,893 in = 16,574 ft
Tabel D.68 Spesifikasi Tangki Bahan Bakar
Alat Tangki Bahan Bakar
Kode TP- 13
Fungsi Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan
generator selama 10 hari
Bentuk Silinder tegak (vertikal)
Kapasitas 116,720 m3
Dimensi Diameter shell (D) = 20 ft
Tinggi total = 4,574 ft
Tebal shell (ts) = 0,375 in
Tebal head = 0,4375 in
Tekanan Desain 20,704 psi
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah 1 buah
LAMPIRAN E
INVESTASI DAN EVALUASI EKONOMI
Perhitungan evaluasi ekonomi meliputi :
1. Modal keseluruhan (Total Capital Investment)
Modal tetap (Fixed Capital)
Modal kerja (Working Capital)
2. Biaya produksi (Manufacturing Cost)
Biaya produksi langsung (Direct Production Cost)
Biaya produksi tetap (Fixed Charges)
Biaya produksi tidak langsung (Indirect Mnufacturing Cost)
3. Pengeluaran umum (General Expense)
4. Analisa keuntungan
5. Analisa Kelayakan
Percent Return On Investment (ROI)
Pay Out Time (POT)
Break Even Point (BEP)
Shut Down Point (SDP)
Discounted Cash Flow Rate of Return (DCF)
Net Present Value (NPV)
Basis yang diambil adalah :
1. Kapasitas produksi 28.000 ton/tahun
2. Pabrik beroperasi selama 330 hari/tahun
3. Masa konstruksi pabrik selama 2 tahun. Konstruksi dilakukan mulai awal
tahun 2015 sampai akhir tahun 2016. Pabrik mulai beroperasi pada awal tahun
2017.
4. Tahun pertama konstruksi dikeluarkan investasi sebesar 80 % dan tahun kedua
sebesar 20 %.
5. Nilai rongsokan (salvage value) sama dengan nol.
6. Biaya kerja (Working Capital) pada tahun kedua konstruksi.
7. Nilai kurs $1 = Rp 11.432,00 (www.bi.go.id)
8. Kapasitas produksi tahun pertama sebesar 70 % dari kapasitas rancangan,
tahun kedua 90 %, tahun ketiga dan seterusnya 100 %.
9. Suku bunga pinjaman bank sebesar 15 % dan konstan selama pabrik
beroperasi.
10. Chemical Engineering Index (CE Indeks) tahun 2015 adalah 741,83.
11. Harga-harga peralatan pabrik menggunakan referensi grafik yang dibuat pada
beberapa buku dengan indeks harga tertentu.
12. Metode yang digunakan dalam melakukan analisa ekonomi adalah metoda
linier dan Discounted Cash Flow (DCF).
A. Perkiraan Harga Alat
Harga Peralatan dihitung dengan indeks harga:
Cx = Cy x y
x
I
I (Ulrich, 1984)
Keterangan:
Cx = harga alat pada tahun x
Cy = harga alat pada tahun y
Ix = indeks harga pada tahun x
Iy = indeks harga pada tahun y
Harga alat untuk jenis yang sama dengan kapasitas berbeda dapat
dihitung dengan menggunakan sixtenth factor rule:
0,6
aba
bCC
(Ulrich, 1984)
Keterangan:
Ca = harga alat pada pada kapasitas a
Cb = harga alat pada pada kapasitas b
Harga alat untuk tahun A dapat diperoleh dari buku Peters, M.S and
Timmerhaus, K.D. (1990) (Cost Index = 356), Ulrich (1982) (Cost Index =
315), dan website www.matche.com (2007) (Cost Index = 400,749. Sementara
itu, untuk indeks harga peralatan diperoleh dari www.CHF.com yang tertera
pada tabel berikut.
Tabel E.1. Indeks harga peralatan
No Tahun Index
Sumber : www.che.com/pci (as Published in Chemical Engineering Magazine)
Gambar E.1 Kurva Chemical engineering plant cost index
Dengan asumsi bahwa perubahan harga indeks peralatan tiap tahun terjadi
secara linier maka dengan pendekatan linier diperoleh indeks harga peralatan
pada tahun 2015 adalah sebesar 741,83.
Contoh Perhitungan :
y = 26,58x - 52835
R² = 0,950
0
100
200
300
400
500
600
700
2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008
Ind
ex
Tahun
Chemical Engineering Plant Cost Index
1 2001 394,3
2 2002 395,6
3 2003 402,0
4 2004 444,2
5 2005 468,2
6 2006 499,6
7 2007 525,4
8 2008 575,4
Pompa Proses (PP-101)
Tipe = Centrifugal Pump
Shaft Power = 10 hp
Harga Alat, Cp1982 = $ 4.000 (Grafik 5-49, Ulrich, 1982)
Cp2015 = Cp1982
1982
2015
I
I
= 4.000
315
741,83
= $ 9.0821,90
Faktor bare modul, FBM = 3,2 (Grafik 5-51 Ulrich, 1982)
CBM = Cp2015 FBM
= $ 9.0821,90 3,2
= $ 29.062,09
= Rp. 279.490.169,9
Perincian harga alat-alat proses dan utilitas dapat dilihat pada Tabel berikut:
Tabel E.2 Harga Peralatan Proses
No. Kode Alat Jumlah
(n)
Harga 2015
(Cp),$ FBM
CBM = n x FBM x
Cp,$
1 TP-101a 1 77.747,152 1 77.747,152
2 PP-101b 1 9.420,127 3,2 30.144,406
3 PP-102b 1 11.775,159 3,2 37.680,508
4 PP-103b 1 11.775,159 3,2 37.680,508
5 PP-301b 1 13.659,184 3,2 43.709,389
6 RE-201 a 1 208.380,618 1 416.761,236
7 RE-202 a 1 166.704,494 1 333.408,989
8 VP-101 c 1 178.078,000 1 178.078,000
9 MT-101 a 1 72.933,216 1 72.933,216
10 SE-201 c 1 46.278,067 1 46.278,067
11 FE-101 c 1 10.181,175 1 10.181,175
12 BE-101 c 1 19.066,563 2,4 45.759,752
13 CO-201 c 1 5.553,368 1 5.553,368
14 CO-301 c 1 21.851,123 1 21.851,123
15
16
HE-101 c
HE-102 c
1
1
23.332,021
23.702,245
1
1
23.332,021
23.702,245
17 BL-101 a 1 2.210,030 1 2.210,030
18 BL-102 a 1 2.109,574 1 2.109,574
19
20
21
22
BL-103 a
BL-201 a
W-101 a
TP-301
1
1
1
1
1.521,312
2.149,756
139.759,761
93.831,153
1
1
1
1
1.521,312
2.149,756
139.759,761
93.831,153
Total Biaya
$ 1.491.374,961
Rp 17.049.398.559,223 Sumber: a = Timmerhaus 1990
b = Ulrich 1982
c = www.matche.com
Tabel E.3 Harga Peralatan Utilitas
No. Alat Jumlah (n) Harga Total, $
1 Bak Sedimentasi a 1 1.215,364
2 Bak Penggumpal a 1 911,946
3 Clarifier b 1 129.425,467
4 Sand Filter b 2 42.233,573
5 Tangki Alum c 1 46.939,565
6 Tangki Kaporit c 1 54.435,618
7 Tangki NaOH c 1 21.417,292
8 Tangki Air Filter c 1 56.398,869
9 Tangki Air Dosmetik c 1 20.703,382
10 Tangki Air hidran c 1 5.354,323
11 Tangki Inhibitor c 1 58.005,166
12 Tangki Dispersant c 1 27.842,480
13 Tangki Kondensat c 1 83.884,394
14 Tangki Air Boiler c 1 83.884,394
15 Tangki Asam Sulfat c 1 12.671,898
16 Tangki Hidrazin c 1 54.792,573
17 Tangki Air Demin c 1 67.107,516
18 Tangki Air Proses c 1 69.427,722
19 Tangki Solar c 1 25.343,796
20 Cooling Tower b 1 34.059,333
21 Cation Exchanger b 2 8.174,240
22 Anion Exchanger b 2 8.174,240
23 Mixed Bed Ion Exchangerb 2 8.174,240
24 Daerator c 1 21.238,815
25 Cold Basin a 1 1.512,975
26 Hot Basin a 1 1.512,975
27 Pompa Utilitas (PU-01) b 2 22.706,222
28 Pompa Utilitas (PU-02) b 2 5.449,493
29 Pompa Utilitas (PU-03) b 2 5.449,493
30 Pompa Utilitas (PU-04) b 2 6.357,742
31 Pompa Utilitas (PU-05) b 2 4.541,244
32 Pompa Utilitas (PU-06) b 2 9.082,489
33 Pompa Utilitas (PU-07) b 2 5.449,493
34 Pompa Utilitas (PU-08) b 2 9.990,738
35 Pompa Utilitas (PU-09) b 2 9.082,489
36 Pompa Utilitas (PU-10) b 2 9.082,489
37 Pompa Utilitas (PU-11) b 2 5.449,493
38 Pompa Utilitas (PU-12) b 2 5.449,493
39 Pompa Utilitas (PU-13) b 2 5.449,493
40 Pompa Utilitas (PU-14) b 2 5.449,493
41 Pompa Utilitas (PU-15) b 2 4.541,244
42 Pompa Utilitas (PU-16) b 2 4.541,244
43 Boiler 1 b 1 158,943,556
44 Generator b 1 170.296,667
45 Kompresor c 2 4.283,458
Total Biaya
$ 1.438.738,558
Rp. 16.447.659.198,803 Sumber: a = Hitung
b = Ulrich 1982
c = www.matche.com d = www.proconwater.web.id
Total harga peralatan proses dan utilitas (EC):
EC = Rp 17.049.398.559,223 + Rp 16.447.659.198,803
= Rp 33.497.057.758,026
B. Total Cavital Investment
1. Fixed Capital Investment (FCI)
Fixed Capital Investment adalah biaya yang diperlukan untuk mendirikan
fasilitas-fasilitas pabrik secara fisik (belum beroperasi). Fixed Capital
Investment terdiri biaya langsung (direct cost) dan biaya tidak langsung
(indirect cost).
a. Direct Cost (DC)
Direct cost atau biaya langsung adalah biaya yang diperlukan untuk
pembangunan pabrik. Biaya ini meliputi :
Biaya pengadaan peralatan (Purchased Equipment Cost)
Adalah biaya pembelian peralatan pabrik dari tempat pembelian
sampai ke lokasi pabrik. Biaya ini terdiri dari:
Biaya transportasi sampai di pelabuhan:
Transportasi ke pelabuhan = 10 % EC
= 10 % x Rp 33.497.057.758,026
= Rp 3.349.705.775,802
Asuransi pengangkutan = 0,5 % x EC
= 0,5 % x Rp 33.497.057.758,026
= Rp 1674.852.887,901
Transportasi ke lokasi = 5 % x EC
= 5 % x Rp 33.497.057.758,026
= Rp 1.674.852.887,901
Total Pembelian alat (PEC) = Rp 38.689.101.710,519
Biaya Pemasangan Alat (Equipment Installation Cost)
Pemasangan peralatan meliputi biaya pekerja, pondasi, penyangga,
podium, biaya kontruksi dan faktor lain yan berhubungan langsung
dengan pemasangan peralatan. Meliputi pemasangan, pengecatan,
dan isolasi peralatan. Besarnya biaya pemasangan sekitar 25-55 %
dari biaya peralatan, diambil sebesar 40 %. (Peters & Timmerhaus,
1991).
Pemasangan = 40 % x PEC
= 40 % x Rp 38.689.101.710,519
= Rp 15.475.640.684,207
Biaya Instrumentasi dan Kontrol
Biaya total instrumentasi tergantung pada jumlah kontrol yang
diperlukan dan sekitar 6 – 30 % dari harga total peralatan, diambil
sebesar 10 %.(Peters & Timmerhaus, 1991).
Instrumentasi = 10 % x PEC
= 10 % x Rp 38.689.101.710,519
= Rp 3.868.910.171,052
Biaya Perpipaan (Piping Cost)
Meliputi biaya pekerja pembungkus pipa, valve, fitting, pipa,
penyangga, dan lainnya yang termasuk dalam pemancangan
lengkap semua pipa yang digunakan secara langsung dalam proses.
Besarnya biaya perpipaan sekitar 10-80 % dari biaya peralatan,
diambil sebesar 40 %, (Peters & Timmerhaus, 1991).
Perpipaan = 40 % x PEC
= 40 % x Rp 38.689.101.710,519
= Rp 15.475.640.684,207
Biaya instalasi listrik (electrical installation)
Biaya untuk intalasi listrik meliputi pekerja instalasi utama dan
material untuk daya dan lampu, dengan penerangan gedung
termasuk biaya servis. Besarnya sekitar 10-40 % dari total biaya
peralatan, diambil sebesar 40 %, (Peters & Timmerhaus, 1991).
Listrik = 40 % x PEC
= 40 % x Rp 38.689.101.710,519
= Rp 15.475.640.684,207
Biaya Bangunan (Building Including Services)
Biaya untuk bangunan termasuk servis terdiri biaya pekerja,
material, dan persediaan yang terlibat dalam pemancangan semua
gedung yang berhubungan dengan pabrik. Besarnya sekitar 10-70
% dari biaya total alat, diambil sebesar 50 %.
Bangunan = 50 % x PEC
= 50 % x Rp 38.689.101.710,519
= Rp 19.344.550.855,259
Pengembangan Lahan (Yard Improvment)
Biaya ini meliputi biaya untuk pagar, sekolah dasar, fasilitas
olahraga jalan raya, jalan alternatif, pertamanan, dan lainnya.
Dalam industri kimia nilainya sekitar 10-20 % dari total biaya
peralatan diambil sebesar 10 %, (Peters & Timmerhaus, 1991).
Yard improvement = 10 % x PEC
= 10 % x Rp 38.689.101.710,519
= Rp 3.868.910.171,052
Tanah (land)
Biaya untuk tanah dan survey tergantung pada lokasi properti dan
dapat bervariasi oleh faktor biaya per hektar. Untuk industri
jumlahnya sekitar 4-8 % dari total biaya alat, diambil sebesar 8 %,
(Peters & Timmerhaus, 1991).
Tanah = 8 % x PEC
= 8 % x Rp 38.689.101.710,519
= Rp 3.095.128.136,841
Service Facilities
Biaya ini meliputi perawatan fasilitas-fasilitas yang ada di dalam
pabrik. Dalam industri kimia nilainya sekitar 30 – 80 % dari total
pembelian alat diambil sebesar 30 %, (Peters & Timmerhaus,
1991).
Service facilities = 30 % x PEC
= 30 % x 38.689.101.710,519
= Rp 11.606.730.513,156
Total Direct Cost (DC)
DC = Rp 126.900.253.610,505
b. Indirect Cost (IC)
Indirect cost atau biaya tidak langsung meliputi:
Biaya teknik dan supervisi (engineering and supervision cost)
Biaya untuk desain kontruksi dan teknik, gambar, akuntansi,
kontruksi dan biaya teknik, travel, reproduksi, komunikasi, dan
biaya kantor pusat. Besarnya sekitar 5-30 % dari biaya langsung,
diambil sebesar 8 % (Peters & Timmerhaus, 1991).
Teknik dan supervisi = 8 % x DC
= 8 % x Rp 126.900.253.610,505
= Rp 10.152.020.288,840
Biaya Konstruksi (Contruction cost)
Biaya ini bervariasi pada situasi yang berbeda-beda, namun dapat
diperkirakan sekitar 6-30 % dari biaya langsung, diambil sebesar 8
% (Peters & Timmerhaus, 1991).
Konstruksi = 15 % x DC
= 15 % x Rp 126.900.253.610,505
= Rp 19.035.038.041,575
Biaya Jasa Kontraktor (Contractor’s Fee)
Biaya ini bervariasi pada situasi yang berbeda-beda, namum dapat
diperkirakan sekitar 2-8 % dari total Direct cost, diambil sebesar 4
% (Peters & Timmerhaus, 1991).
Biaya jasa kontraktor = 4 % x DC
= 4 % x 126.900.253.610,505
= Rp 5.076.010.144,420
Biaya Tak Terduga (Contingencies)
Faktor biaya tak terduga biasanya dilibatkan dalam estimasi
investasi modal untuk menjamin kejadian yang tak terduga, seperti
badai, banjir, perubahan harga, perubahan desain yang kecil,
kesalahan dalam estimasi, dan biaya tak terduga lainnya. Biaya ini
berkisar 5-15 % dari total FCI, diambil sebesar 6 % (Peters &
Timmerhaus, 1991).
Biaya tak terduga = 6 % x FCI
Plant start up
Sebelum pabrik beroperasi, kemungkinan akan ada perubahan-
perubahan yang bertujuan untuk mengoptimumkan kondisi desain.
Perubahan itu meliputi material, peralatan dan kerugian bila pabrik
hanya beroperasi dengan kapasitas menurun. Biaya ini berkisar 0–
12 % dari modal tetap, diambil sebesar 3 % (Peters & Timmerhaus,
1991).
Biaya start up = 3 % x FCI
Total Indirect Cost = Rp 34.263.068.474,836 + 9 % FCI
Fixed Capital Investment (FCI)
FCI = Direct Cost + Indirect Cost
FCI = Rp 126.900.253.610,505 + 34.263.068.474,836 + 0,09 FCI
FCI = Rp 177.102.551.742,13
Sehingga dapat dihitung:
Biaya tak terduga = 6 % x FCI = Rp 10.626.153.104,52
Biaya Start up = 3 % x FCI = Rp 5.313.076.552,264
2. Working Capital Investment (WCI)
Working capital untuk industri pabrik terdiri dari jumlah total uang yang
diinvestasikan untuk (1) stok bahan baku dan persediaan, (2) stok produk
akhir dalam proses yang sedang dibuat, (3) uang diterima (account
receivable), (4) uang terbayar (account payable), dan (5) pajak terbayar
(taxes payable).
Perbandingan working capital terhadap total capital investment bervariasi
untuk perusahaan yang berbeda, namum sebagian besar pabrik kimia
menggunakan working capital awal sebesar 10 – 20 % dari total capital
investment (Peters & Timmerhaus, 1991).
WCI = 15% Total Capital Invesment
Total Capital Investment (TCI)
TCI = FCI + WCI
= FCI + 0,15 TCI
= Rp 177.102.551.742,13 + 0,15 TCI
TCI = Rp 208.355.943.226,04
Sehingga, WCI = 15 % x TCI = Rp 31.253.391483,91
Perincian TCI dapat dilihat pada Tabel E.4 berikut :
Tabel E.4 Perincian TCI Pabrik Urea Formaldehid
Jenis Pengeluaran Biaya
1. Direct Cost
- Purchased equipment-delivered Rp 38.689.101.710,52
- Purchased equpment installation Rp 15.475.640.684,21
- Instrumentation dan controls Rp 3.868.910.171,05
- Piping (Biaya perpipaan) Rp 15.475.640.684,21
- Electrical (installed) Rp 15.475.640.684,21
- Buildings Rp 19.344.550.855,26
- Yard improvement Rp 3.868.910.171,05
- Service facilities Rp 11.606.730.513,16
- Land Rp 3.095.128.136,84
Total Direct Cost Rp 126.900.253.610,51
2. Indirect Cost
- Engineering and supervision Rp 10.152.020.288,84
- Construction expenses Rp 19.035.038.041,58
- Contractor Fee Rp 5.076.010.144,42
- Biaya tak terduga Rp 10.626.153.104,53
- Plant start up Rp 5.313.076.552,26
Total Indirect Cost Rp 50.202.298.131,63
Fixed Capital Investment (FCI) Rp 177.102.551.742,13
Working Capital Investment (WCI) Rp 31.253.391.483,91
Total Cost Invesment (TCI) Rp 208.355.943.226,04
C. Total Production Cost
1. Manufacturing Cost (MC)
Merupakan biaya yang dikeluarkan untuk proses pembuatan produk.
Manufacturing cost terdiri direct manufacturing cost, fixed charges dan
plant overhead.
a. Direct Manufacturing Cost
Merupakan biaya yang berhubungan langsung dengan operasi
manufaktur atau pembuatan suatu produk, yang terdiri:
Bahan Baku (Raw Material)
Dalam industri kimia, salah satu biaya utama dalam operasi
produksi adalah untuk bahan baku yang terlibat dalam proses.
Jumlah bahan baku yang harus disuplai persatuan waktu atau per
satuan produk dapat ditentukan dari proses neraca massa.
Tabel E.5 Kebutuhan bahan baku proses dan harga
Komponen Massa
(kg/jam)
Harga 2013
(Rp/kg)
Harga 2017
(Rp/kg)
Biaya
(Rp/tahun)
Metanol 1382,75 5.716,000 6.599 72.265.693.100
Urea 1722,94 1.371,840 1.584 21.610.820.049
Total
93.876.513.150
Utilitas (Utilities)
Biaya untuk utilitas terdiri dari: biaya pengolahan air, biaya
pembangkit steam, biaya pembangkit listrik dan bahan bakar.
Tabel E.6. Kebutuhan dan harga bahan pembantu untuk utilitas
Komponen Massa
(kg/jam)
Harga
(Rp/kg)
Biaya
(Rp/tahun)
Alum 63,90 300,00 103.850.525,49
Soda Kaustik 53,25 5.500,00 1.586.605.250,55
Solar (liter/jam) 325,69 11.979,00 30.849.979.652,00
Kaporit 1.278,01 7.500,00 51.925.419.642,00
Asam Sulfat 3,00 900,00 120.401.498,46
Hidrazin (liter/jam) 46,07 1.200,00 126.320.673,72
Inhibitor (Nat.Pospat) 60,04 650,00 1.739.132.755,60
Dispersant 15,01 300,00 200.669.164,11
Total 83.085.746.151,19
Pekerja Operasi (operating labor)
Dalam industri kimia, salah satu biaya utama dalam operasi
produksi adalah biaya pekerja operasi yang nilainya sebesar 10- 20
%, diambil 10 % (Peters & Timmerhaus, 1991).
Pekerja Operasi (OL) = 10 % x TPC
Direct Supervisory
Sejumlah supervisor langsung dan pekerja pencatat selalu
diperlukan untuk operasi manufaktur, Jumlah kebutuhan pegawai
ini berhubungan erat dengan jumlah pekerja operasi, kompleksitas
operasi, dan standar kualitas produk. Besarnya biaya direct
supervisory 10-25 % sebesar 15 %, (Peters & Timmerhaus, 1991).
Direct supervisory = 15 % x OL
= 1,5 % x TPC
Perawatan dan Perbaikan (Maintenence and Repair)
Biaya perawatan dan perbaikan meliputi biaya untuk pekerja,
material, dan supervisor. Biaya tahunan perawatan dan perbaikan
untuk industri kimia berkisar 2-10% dari fixed capital investment,
diambil sebesar 5 % (Peters & Timmerhaus, 1991)
Perawatan = 5 % x FCI
= 5 % x Rp 177.102.551.742,13
= Rp 8.855.127.587,11
Operating Supplies
Dalam beberapa operasi manufaktur, persediaan macam-macam
dibutuhkan untuk menjaga fungsi proses secara efisien. Misalnya
grafik, pelumas tes bahan kimia, penjagaan persediaan dan lainnya.
Biaya tahunan untuk tipe tersebut sekitar 10-20 % dari perawatan
dan perbaikan, diambil sebesar 10 % (Peters & Timmerhaus, 1991).
Operating supplies = 10 % MR
= 10 % x Rp 8.855.127.587,11
= Rp 885.512.758,71
Laboratory Charges
Biaya tes laboratorium untuk kontrol operasi dan untuk kontrol
kualitas produk dimasukkan dalam biaya ini. Biaya ini umumnya
dihitung dengan memperkirakan jam pekerja yang terlibat dan
mengalikannya dengan tingkat yang sesuai. Nilainya berkisar 10-
20 % dari operating labor atau 15 % dari TPC (Peters &
Timmerhaus, 1991)
Laboratory Charges = 15 % x OL
= 1,5 % x TPC
Royalti dan paten
Biaya yang dipersiapkan untuk pembayaran paten dan royalti,
karena pabrik beroperasi berdasarkan proses yang telah dipatenkan.
Dan telah terdapat pabrik dengan proses yang serupa di Cina.
Besarnya biaya untuk pembayaran paten dan royalti sekitar 0 – 6 %
dari total ongkos produksi (Total Production Cost/TPC). (Peters &
Timmerhaus, 1991)
Paten dan royalti = 2 % x TPC
Direct Manufacturing Cost
DMC = Rp 186.702.899.646,61 + 15 % TPC
b. Fixed Charges/Fixed Manufacturing Cost (FMC)
Merupakan biaya pengeluaran yang berkaitan dengan initial fixed
capital investment dan harganya tetap dari tahun ke tahun serta tidak
tergantung pada jumlah produksi. Terdiri dari :
Depresiasi (Depreciation)
Merupakan penurunan nilai atau harga dari peralatan atau
bangunan seiring berjalannya waktu pemakaian atau penggunaan.
Depresiasi ini terdiri dari: depresiasi mesin dan peralatan dan
depresiasi bangunan.
Depresiasi mesin dan peralatan = 10 % x FCI
= 10 % x Rp 177.102.551.742,13
= Rp 17.710.255.174,21
Depresiasi bangunan = 3 % x BV
= 3 % x Rp 19.344.550.855,259
= Rp 580.336.525,66
Total depresiasi = Rp 18.290.591.699,87
Pajak lokal (Local Taxes)
Nilai pajak lokal properti tergantung pada lokasi utama pabrik dan
peraturan atau hukum daerah tersebut. Nilai local taxes sebesar 1-4
% dari fixed capital investment, diambil 4 % (Peters and
Timmerhaus, 1991).
Local taxes = 4 % x FCI
= 4 % x Rp 177.102.551.742,13
= Rp 7.084.102.069,69
Asuransi (Insurance)
Tingkat asuransi tergantung pada tipe proses yang terjadi atai
berlangsung pada operasi manufaktur dan tingkat ketersediaan
fasilitas keamanan atau perlindungan. Nilainya sekitar 0,4-1 % dari
fixed capital investment, diambil 1 % (Peters and Timmerhaus,
1991).
Asuransi = 1 % x FCI
= 1 % x Rp 177.102.551.742,13
= Rp 1.771.025.517,42
Total Fixed Charges
FC = Rp 27.145.719.286,98
c. Plant overhead Cost (POC)
Merupakan biaya untuk keperluan seperti rumah sakit dan pelayanan
kesehatan, perawatan umum pabrik, pelayanan keselamatan, fasilitas
rekreasi, pensiun, kontrol laboratorium, pengepakan, perlindungan
pabrik, fasilitas pengiriman dan penerimaan barang dan dan
sebagainya. plant overhead sekitar 5 – 15 % total production cost,
diambil 5 % (Peters & Timmerhaus, 1991).
Plant overhead = 5 % x TPC
Manufacturing cost
Manufacturing cost = direct manufacturing cost + fixed charges + Plant
overhead
= Rp 213.848.618.933,58 + 20 % TPC
2. General Expenses
Merupakan biaya umum yang termasuk dalam operasi perusahaan. Terdiri
dari biaya administrasi, biaya distribusi dan pemasaran, biaya riset dan
pengembangan, serta biaya bunga. Terdiri dari :
Biaya Administrasi (Administrative Cost)
Biaya administratif adalah gaji karyawan keseluruhan termasuk
diantaranya Direktur Utama, Direktur, Staf Ahli, Kepala Bagian,
Kepala Seksi, Sekretaris, Karyawan Shift dan Karyawan non Shift.
Total gaji karyawan dapat dilihat pada tabel E.7. dibawah ini.
Tabel E.7 Daftar gaji karyawan
Jabatan Gaji/ bulan
(Rp) Jumlah
Gaji Total/tahun
(Rp)
Direktur Utama 35.000.000,00 1,00 460.000.000,00
Direktur (produksi + keuangan) 30.000.000,00 2,00 720.000.000,00
Staf Ahli 25.000.000,00 2,00 600.000.000,00
Kepala bagian 15.000.000,00 5,00 900.000.000,00
Kepala seksi 8.000.000,00 12,00 1.152.000.000,00
Sekretaris Direktur 5.000.000,00 3,00 180.000.000,00
Karyawan shift, terdiri dari :
Kepala regu 5.000.000,00 12,00 720.000.000,00
Proses 4.000.000,00 16,00 768.000.000,00
Laboratorium 3.000.000,00 4,00 144.000.000,00
Utilitas 3.000.000,00 24,00 864.000.000,00
Listrik/Instrumen 2.500.000,00 4,00 120.000.000,00
Peralatan dan Bengkel 2.500.000,00 4,00 120.000.000,00
Satpam 1.500.000,00 16,00 288.000.000,00
Karyawan non-shift, terdiri
dari :
Karyawan Litbang 2.500.000,00 4,00 120.000.000,00
Karyawan Personalia 2.500.000,00 4,00 120.000.000,00
Humas 2.500.000,00 2,00 60.000.000,00
K3 2.500.000,00 3,00 90.000.000,00
Pemasaran 2.500.000,00 3,00 90.000.000,00
Administrasi 2.500.000,00 3,00 90.000.000,00
Kas 3.500.000,00 3,00 126.000.000,00
Sopir 1.500.000,00 3,00 54.000.000,00
Pesuruh 900.000,00 6,00 64.800.000,00
Cleaning service 1.000.000,00 6,00 72.000.000,00
Dokter 6.000.000,00 2,00 144.000.000,00
Paramedis 2.000.000,00 3,00 72.000.000,00
Peralatan kantor 25.000.000,00
Legal,fee & auditing 40.000.000,00
Komunikasi 75.000.000,00
Total Administrative cost 134 8.513.800.000 Sumber: kellyservice.co.id. Tanggal 16 Januari 2013, Pukul 22.00 WIB.
Biaya Pemasaran dan Distribusi (Distribution and Marketing Cost)
Biaya pemasaran dan distribusi tergantung pada barang utama yang
dihasilkan, produk lain yang dijual perusahaan, lokasi pabrik, dan
kebijakan perusahaan. Dalam industri kimia besarnya biaya ini sekitar
2 - 20 % dari biaya total produksi (total production cost), diambil 10 %
(Peters and Timmerhaus, 1999).
Pemasaran dan distribusi = 10 % TPC
Biaya Riset dan Pengembangan (Research and Development Cost)
Biaya ini termasuk kaji dan upah semua pekerja yang berhubungan
langsung dengan tipe pekerjan tersebut, biaya tetap dan operasi semua
mesin dan peralatan yang terlibat, biaya untuk barang dan persediaan,
dan biaya lain-lain. Dalam industri kimia, biaya ini sekitar 2 - 5 % dari
biaya total produksi, diambil 2 % (Peters and Timmerhaus, 1999).
Biaya R and D = 2 % TPC
Finance (Interest)
Bunga dipertimbangkan sebagai kompensasi yang dibayarkan untuk
penggunaan modal yang dipinjam. Tingkat bunga tahunan sebesar 0-10 %
dari modal investasi total (total capital investment) diambil 5 % (Peter and
Timmerhaus, 1999).
Finance = 5 % x TCI
= 5 % x Rp 208.355.943.226,04
= Rp 10.417.797.161,30
General Expenses :
General Expenses = Rp 18.931.597.161,30 + 12 % TPC
Total Production Cost (TPC) :
TPC = Manufacturing Cost + General Expenses
= Rp 232.780.216.094,89 + 32 % TPC
TPC = Rp 342.323.847.198,36
sehingga dapat dihitung:
Operationg Labor = 10 % x TPC = Rp 34.232.384.719,84
Direct Supervisory = 1,5 % x TPC = Rp 5.134.857.707,98
Laboratory Charges = 1,5 % x TPC = Rp 5.134.857.707,98
Patent and Royalty = 2 % x TPC = Rp 6.846.476.943,97
Plant Over Head = 5 % x TPC = Rp 17.116.192.359,92
Distribution and Marketing Cost
= 10 % x TPC = Rp 34.232.384.719,84
Riset dan Pengembangan = 2 % x TPC = Rp 6.846.476.943,97
Perincian TPC dapat dilihat pada tabel berikut :
Tabel E.8 Perincian TPC Urea Formaldehid
MANUFACTURING COST
1. Direct manufacturing cost
- Raw Material Rp 93.876.513.149,60
- Utilitas Rp 83.085.746.151,19
- Maintenance and repair cost Rp 8.855.127.587,11
- Operating labor Rp 34.232.384.719,84
- Direct Supervisory Rp 5.134.857.707,98
- Operating supplies Rp 885.512.758,71
- Laboratory charges Rp 5.134.857.707,98
- Patents and Royalties Rp 6.846.476.943,97
Total Direct Manufacturing Cost Rp 238.051.476.726,36
2. Fixed Charges
- Depresiasi Rp 18.290.591.699,87
- Pajak lokal Rp 7.084.102.069,69
- Asuransi Rp 1.771.025.517,42
Total Fixed Charges Rp 27.145.719.286,98
3. Plant Overhead Cost (POC) Rp 17.116.192.359,92
Total Manufacturing cost Rp 282.313.388.373,26
GENERAL EXPENSES
1. Administrative cost Rp 8.513.800.000,00
2. Distribution and Selling Cost Rp 34.232.384.719,84
3. Research and Development Cost Rp 6.846.476.943,97
4. Finance Rp 10.417.797.161,30
Total General Expenses Rp 60.010.458.825,11
Total Product Cost (TPC)
= Manufacturing Cost + General expenses
Rp 342.323.847.198,36
D. Analisis Kelayakan (Profitability Analisis)
Analisis kelayakan diperuntukan untuk mengetahui apakah suatu pabrik layak
untuk didirikan dilihat dari segi ekonominya. Untuk itu perlu diketahui harga
penjualan dari produk yang dihasilkan. Analisis kelayakan ekonomi dapat
diketahui dengan dua metode, yaitu: metode analisis kelayakan linier dan
metode analisis kelayakan discounted cash flow. Berikut ini adalah tabel
harga penjualan produk dari Pabrik Urea Formaldehid.
Tabel E.9 Hasil Penjualan Produk Urea Formaldehid
Produk Produksi Harga Pendapatan/tahun
(kg/jam) (Rp/kg) (Rp/tahun)
Urea Formaldehid 2.828,28 18.476,58 413.874.910.121,62
Total Penjualan Rp. 413.874.910.121,62
Profit:
Sales = Rp 413.874.910.121,62
Total cost = TPC = Rp 342.323.847.198,36
Profit before tax (Pb) = Rp 71.551.062.923,25
Taxes = 20 % x Pb
= 20 % Rp 71.551.062.923,25
= Rp 14.310.212.584,65
Profit after tax (Pa) = Rp 71.551.062.923,25 - Rp 14.310.212.584,65
= Rp 57.240.850.338,60
1. Analisis Ekonomi Metode Linier
a. Percent Return on Investment (ROI)
ROI before taxes :
ROIb = TCI
Pb x 100 %
= 3.226,04208.355.94 Rp
.923,2571.551.062 Rp x 100 %
= 34,34 %
ROI after taxes :
ROIa = TCI
Pa x 100 %
= 3.226,04208.355.94 Rp
.338,6057.240.850 Rp x 100 %
= 27,47 %
Tabel 9.5 Minimum acceptable persent return on investment
Industri
Persen Return on Investment
Sebelum Pajak Sesudah Pajak
Low Avr High Low Avr High
Chemical proses 15 30 45 7 15 21
Drugs 25 43 56 13 23 30
Petroleum 18 29 40 12 20 28
Metal 10 17 25 5 9 13
b. Pay Out Time (POT)
POT before taxes :
POTb = FCI1,0P
FCI
b
= 1.742,13177.102.55 Rp1,0 .923,2571.551.062 Rp
1.742,13177.102.55 Rp.
= 1,98 tahun
POT after taxes :
POTa = FCI1,0P
FCI
a
= 1.742,13177.102.55 Rp1,0 .338,6057.240.850 Rp
1.742,13177.102.55 Rp.
= 2,36 tahun
Tabel 9.6 Acceptable pay out time untuk tingkat resiko pabrik
Pay Out Time
Industri Sebelum Pajak Sesudah Pajak
Low Avr High Low Avr High
Chemical proses 6,7 3,3 2,2 14,3 6,7 4,8
Drugs 4,0 2,3 1,8 7,7 4,3 3,3
Petroleum 5,6 3,4 2,5 8,3 5,0 3,6
Metal 10,0 5,9 4,0 20,0 11,1 7,7
c. Break Even Point (BEP)
BEP = %100xR7,0VS
R3,0F
aaa
aa
Keterangan:
Fa = biaya tetap per tahun (annual fixed expenses)
Ra = biaya regulasi per tahun (annual regulated expenses)
Va = biaya variabel per tahun (annual variable expenses)
Sa = penjualan per tahun (annual sales expenses)
Tabel E.10 Jumlah biaya yang dibutuhkan untuk perhitungan BEP
Jenis Biaya Rp
Annual fixed expenses (Fa) 27.145.719.286,98
Annual regulated expenses (Ra)
Labour 34.232.384.719,84
Plant overhead 17.116.192.359,92
Direct Supervisory 5.134.857.707,98
Laboratorium 5.134.857.707,98
General Expense 60.010.458.825,11
Maintenance 8.855.127.587,11
Plant Supllies 885.512.758,71
Total 131.369.391.666,63
Annual sales expenses (Sa) 413.874.910.121,62
Annual variable expenses (Va)
Bahan Baku 93.876.513.149,60
Utilitas 83.085.746.151,19
Total 176.962.259.300,79
BEP = 45,92 %
d. Shut Down Point (SDP)
SDP = %100R7,0VS
R3,0
aaa
a
= 27,19 %
Grafik BEP dan SDP pabrik Dicalcium Phosphate Dihydrate ditunjukkan
oleh Gambar E.2 berikut.
Gambar E.2 Grafik Analisis Ekonomi
2. Discounted Cash Flow Rate of Return (DCFRR)
a. Usia ekonomi pabrik dihitung dengan persamaan:
n = depresiasi
valueSalvageFCI
= 9,68 tahun = 10 tahun
b. Nilai bunga (interest, i) dihitung dengan persamaan :
0.E+00
2.E+11
4.E+11
6.E+11
8.E+11
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100
RP
Kapasitas Produksi (%)
BEP
Sale Total Cost Fixed Cost Variabel Cost
(FCI + WCI) (1 + i)n = {(1 + i)
n-1 + (1+ i)
n-2 +…+1)}.(CF).(WCI + SV)
Keterangan:
FCI = Rp 177.102.551.742,13
WCI = Rp 31.253.391.483,91
CF = keuntungan setelah pajak + depresiasi
= Rp 75.531.442.038,47
SC = Salvage value (Rp 0,00)
Berdasarkan trial and error diperoleh nilai interest,
i = 31,42 %
3. Analisis Ekonomi Discounted Cash Flow (DCF)
Diketahui data :
- TCI = Rp 208.355.943.226,04
- Modal sendiri = 55 % x TCI (asumsi)
= 55 % x Rp 208.355.943.226,04
= Rp 114.595.768.774,32
- Modal pinjaman = TCI – Modal sendiri
= Rp 93.760.174.451,72
- TPC = Rp 342.323.847.198,36
- Depresiasi = Rp 18.290.591.699,87
- Harga produk = Rp 413.874.910.121,62
- Bunga Bank = 15 % (rata-rata dan dianggap tetap)
- Pajak = 20 %
- Usia pabrik = 10 tahun
- Kapasitas produksi = - Tahun pertama sebesar 70%
- Tahun kedua sebesar 90%
- Tahun ketiga dan seterusnya sebesar 100%
- Masa konstruksi = 2 tahun
a. Pada tahun -1 (konstruksi tahun pertama)
Dikeluarkan biaya sebesar 55 % TCI sebesar Rp 114.595.768.774,32
Pengeluaran pada tahun -1 seluruhnya digunakan modal sendiri.
Modal sendiri = Rp 114.595.768.774,32
b. Pada tahun 0 (akhir masa konstruksi)
Dikeluarkan biaya sebesar 45 % TCI sebesar 93.760.174.451,72
Semua adalah pinjaman dari bank, jadi total hutang pada awal tahun 0
adalah :
Hutang tahun 0 = Rp 93.760.174.451,72
Bunga Bank = 15 % x Rp 93.760.174.451,72
= Rp 14.791.233.110,84
Bunga bank ini akan dikenakan mulai pada tahun berikutnya.
Perhitungan DCF (Discounted Cash Flow) selanjutnya ditunjukan pada
Tabel E.12.
Tahun : Tahun konstruksi dan tahun produksi
Kapasitas : Persentase kapasitas produksi dari total produksi
Hasil penjualan : Kapasitas produksi x total penjualan
Biaya produksi : Kapasitas produksi x total production cost (TPC)
Laba kotor : Hasil penjualan – biaya produksi
Pajak : 20 %
Laba bersih : Laba kotor – pajak
Depresiasi : Dari perhitungan investasi
Net cash flow : Depresiasi + laba bersih
Discounted net : Net cash flow / discount factor
Discounted factor : 1/(1+i)n
Investasi : Total pengeluaran tahun -1, dan 0.
Modal sendiri : 55 % x TCI
Cumulatif Cashflow : (cash flow)n + (cumulative cash flow)n-1
Tabel E.12 Discounted Cash Flow Pabrik Urea Formaldehid Kapasitas 28.000 ton/tahun
Tahun
ke-
Kapasitas
Produksi
Hasil
Penjualan Biaya Produksi
Laba Depresiasi Net Cash Flow
Laba Kotor Pajak Laba bersih
-1
0
1 70% 289.712.437.085 239.626.693.039 50.085.744.046 10.017.148.809 40.068.595.237 18.290.591.700 58.359.186.937
2 90% 372.487.419.109 308.091.462.479 64.395.956.631 12.879.191.326 51.516.765.305 18.290.591.700 69.807.357.005
3 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038
4 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038
5 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038
6 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038
7 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038
8 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038
9 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038
10 100% 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038
E .3
2
Tabel E.12 Lanjutan
Cumulative Cash
Flow
Trial for i =10 % Trial for i = 31,42 % Net Present
Value
Total Investasi
Discount
Factor Present Value
Discount
Factor Present Value
(114.595.768.774) (114.595.768.774) 208.355.943.226
(208.355.943.226) (208.355.943.226) 31,4223% 208.355.943.226
(149.996.756.289) 0,9091 (149.996.756.289) 0,7609 44.405.841.974
44.405.841.974
(80.189.399.285) 0,8264 57.692.030.582 0,5790 40.416.895.200
84.822.737.174
(4.657.957.246) 0,7513 56.747.890.337 0,4405 33.275.179.398
118.097.916.572
70.873.484.792 0,6830 51.588.991.215 0,3352 25.319.275.945
143.417.192.517
146.404.926.831 0,6209 46.899.082.923 0,2551 19.265.583.116
162.682.775.633
221.936.368.869 0,5645 42.635.529.930 0,1941 14.659.293.323
177.342.068.956
297.467.810.908 0,5132 38.759.572.664 0,1477 11.154.340.849
188.496.409.805
372.999.252.946 0,4665 35.235.975.149 0,1124 8.487.402.293
196.983.812.098
448.530.694.985 0,4241 32.032.704.681 0,0855 6.458.113.363
203.441.925.461
524.062.137.023 0,3855 29.120.640.619 0,0651 4.914.015.710
208.355.941.171
(82.236.050.189) 208.355.941.171
E .3
3
Tabel E.12 Lanjutan
Modal Sendiri Pinjaman Bunga Pinjaman Total Pinjaman Pengembalian Hutang
114.595.768.774 - - - -
93.760.174.452 14.064.026.168
107.824.200.619 -
107.824.200.619 16.173.630.093
123.997.830.712 40.068.595.237
83.929.235.475 12.589.385.321
96.518.620.797 96.518.620.797
- - -
LAMPIRAN F
PERANCANGAN LONG TUBE VERTICAL VAPORIZER (VP – 201)
(TUGAS KHUSUS)
Fungsi : Untuk menguapkan metanol liquid menjadi metanol dalam
fasa uap.
Kondisi operasi :
TF = 30oC = 303 K
Toperasi = 240oC = 319 K
Ppermukaan uap = 1 atm (Geankoplis,1983 A.2-9)
E .3
4
Tipe : Long Tube Vertical Vaporizer dengan head berbentuk
Flanged and standard dished head.
Alasan Pemilihan :
Jenis ini selain untuk tujuan konsentrasi larutan juga cocok untuk tujuan
membangkitkan uap (vapor generation) (Hewitt,2000).
Long tube vaporizer harganya murah serta pengoperasian dan
pembersihannya lebih mudah (Perry’s, 1989:11-109).
Flanged and standard dished head cocok digunakan pada tekanan
permukaan 1 atm (Brownell & Young,1959).
Luas perpindahan panasnya besar sehingga dapat menguapkan sejumlah
besar fluida.
Long Tube Vertical Vaporizer memiliki small floor space dan low holdup
(Perry’s, 1989).
Long Tube Vertical Vaporizer membutuhkan waktu yang lebih lama
untuk proses pembentukan kerak dibandingkan dengan Short Tube
Vertical Vaporizer (Banchero, 1955).
Ukuran tube pada Long tube vertical vaporizer pada umumnya 1,25 - 2 in OD
dan panjang 12 - 24 in (Kern,1988 Hal.404). Waktu tinggal Long tube vertical
vaporizer 5 - 10 menit (Ulrich,1984).
Article XXXIII. Perhitungan Neraca Massa
Gambar :
S, TS1
TS2
1
2
F, L, TF
V, Tv
Gambar F-1 Aliran pada Vaporizer (VP-201)
Data operasi:
F = 1384,13 kg/jam
TF = 30oC
TS1 = 300oC
Keterangan :
- Aliran 1 : Aliran metanol liquid dari TP-102 menuju VP-201
- Aliran 2 : Aliran uap metanol menuju RE-301
3. Komposisi Input VP – 201
CH3OH = 1382,7 kg/jam
H2O = 1,38 kg/jam
Total = 1384,13 kg/jam
Pada komposisi input, umpan berada dalam fase cair.
4. Komposisi output VP – 201
CH3OH = 1382,7 kg/jam
H2O = 1,38 kg/jam
Total = 1384,13 kg/jam
Pada komposisi output berada dalam fase uap.
Tabel F.1. Neraca Massa di Vaporizer (VP – 201)
KOMPONEN Input (Kg/jam) Output (Kg/jam)
Aliran 1 Aliran 2
CH3OH 1382,75 1382,75
H2O 1,38 1,38
Total 1384,13 1384,13
Article XXXIV. Dari perhitungan neraca panas
Panas Aliran Umpan Masuk (aliran 1)
Qumpan = m 363,15
298,15
dTCp
Tref = 298,15 K
T = 303,15 K
Tabel F.2 Panas aliran masuk Vaporizer (VP-201)
Komponen kg/jam ſCP dT
(kJ/kmol) ∆H1 (kJ/jam)
Panas Aliran Keluar
Panas aliran liquid keluar (aliran 5)
Qproduk = m 513,15
298,15
dTCp
Tref = 298,15 K
T = 513,15 K
Tabel F.3 Panas aliran keluar Vaporizer (VP-201)
Kebutuhan steam
∆Hsteam = ∆H2 - ∆H1
= 484798.7334 - 17322.5643
= 467476.1691 kJ/jam
Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa :
Hl = 1344 kJ/kg
Hv = 2749 kJ/kg
λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg
CH3OH 1382,75 400.7148235 17293.63975
H2O 1,38 377.4863816 28.92455339
Total 1384,13
17322.5643
Komponen kg/jam ſCP dT
(kJ/kmol) ∆H 2 (kJ/jam)
CH3OH 1382,75 11220.25118 484232.1031
H2O 1,38 7394.93588 566.6302895
Total 1384,13
484798.7334
Maka massa steam:
Panas steam masuk (∆Hsteam in)
∆Hsteam in = Ws x Hv = (332.723252 kg/jam) . (2749 kJ/kg)
= 914656.2198 kJ/jam
Panas steam keluar (∆Hsteam out)
∆Hsteam out = Ws x Hl = (332.723252 kg/jam) . (1344 kJ/kg)
= 447180.0507 kJ/jam
Tabel F.4 Neraca Energi Vaporizer
Komponen Aliran Input (kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)
∆H1 ∆Hsteam in ∆H2 ∆Hsteam out
CH3O
H
17293.6397
5 0,000
484232.103
1 0,000
H2O
28.9245533
9
566.630289
5
Steam 0,000
914656.2198
0,000 447180.050
7
Sub Total 17322.5643
914656.2198
484798.7334 447180.050
7
Total 931978.7841 931978.7841
Article XXXV. Pemilihan tube
Dari tabel 4-7 Ulrich,1984 range UD untuk Long Tube Vertical Vaporizer
sebesar 200 – 700 Btu/jam.ft2.oF . Diambil UD = 200 Btu/jam.ft
2.oF
Fluida panas (shell)
Tin = 300 oC
Tout = 300 oC
W = 332,72 kg/jam
= 733,52 lb/jam
Fluida dingin (tube)
tin = 30 oC
tout = 240 oC
W = 1384,13 kg/jam
= 3051,5 lb/jam
Menghitung ∆TLMTD
∆TLMTD =
)(
)(
)()(
12
21
1221
tT
tTLn
tTtT
= 251,3158 oF
Pemanasan dari suhu umpan ke titik didihnya 67,4 °C jumlah panas yang
harus di-supply atau yang dibutuhkan oleh fluida dingin adalah
467476,1691 kJ/jam = 443080,1747 btu/jam
Luas perpindahan panas :
A = TU
Q
D .
= 88,154 ft2
Menentukan dimensi tube :
Vertical tube vaporizer :
OD = 0,75 in
L = 10 ft (4-10 ft) (Minton, 1986, Hal 78)
Dipilih tube : Table 10. Kern 1965
OD = 0,75 in (0,0625 ft)
BWG = 16
ID = 0,62 in (0,0517 ft)
Surface per lin ft a" = 0,1963 ft
Flow area per tube (at’) = 0,3020 in2
Menghitung jumlah tube (Nt)
Nt = L.a"
A
= 10.0,1963
88,154
= 44,907 tube
= 44 tube
Koreksi UD
A = Nt.L.a”
= 44 x 10 x 0,1963
= 86,372 ft2
UD = TA
Q
.
= 251,3158372,86
7443080,174
= 204,12 Btu/hr.ft2.oF
Pemilihan pitch (Pt)
Dari Fig. 8-69 Ludwig Vol.II :
OD/Pt = 0,2-0,5
Dipilih:
OD/Pt = 0,25
Sehingga:
Pt = 0,75/0,25
= 3 in
Cross sectional area tube bundle A’
Tiap Tube memerlukan 2 x luas PQR
Luas PQR = ½ alas. tinggi
= ½ Pt.t
t = Pt sin(60)
Luas PQR = ½ 2
tP . Sin (60)
= ½ (3)2.sin (60)
= 3,8971 in2
= 0,0271 ft2
A’ = Nt . 2 luas PQR
= 44 x 2 x 0,0271
= 2,38 ft2
Diameter bundle :
Dbl =
'.4 A
= 1,74 ft
Diameter down take :
Dari Mc.Cabe and Smith
Ddt = 0,2-0,4 Dbl
Dipilih :
Ddt = 0,4 Dbl
P Q
R
Pt
t
= 0,6964 ft
Volume tube total :
Vt = ¼ . π (ODt)2. L. Nt
= ¼ . 3,14 .(0,0625)2. 10. 44
= 1,35 ft3
Article XXXVI. Perhitungan diameter vaporizer
Jumlah umpan = 1384,13 kg/jam
= 3051,5 lb/jam
ρav = 121,91 lb/ft3
Vcairan = 3051,5 / 121,91
= 25,03 ft3
Cairan akan menempati tube dan tutup bawah
Volume vaporizer bawah :
Vbawah = Vcairan + Vt
= 25,03 + 1,35
= 26,38 ft3
Dipilih vaporizer long tube dengan D : H = 1 :1
Vbawah = ¼ π D2 + π/24 D
3
26,38 = ¼ π D3 + π/24 D
3
D = 4,5718 ft
= 48 in
= 1.2192 m < 4 m, memenuhi (Tabel 4-7 Ulrich, 1984)
H = 4,5718 ft
= 1.2192 m
Jadi tinggi cairan dalam vaporizer yaitu 4,5718 ft dan diameter vaporizer
yaitu 4,5718 ft
Article XXXVII. Ruang uap
Cairan teruapkan = 1384,13 kg/jam
= 3051,5 lb/jam
Volume spesifik = 42,62 ft3/lb
Volumetrik uap = 3051,5 x 42,62
= 130.054,93 ft3/jam
= 36,126 ft3/s
Waktu tinggal diambil = 10 menit (Geankoplis, 1995)
Volume uap = 36,126 x 10
= 361,26 ft3
Uap akan menempati shell dan tutup bagian atas
Volume uap = ¼ π D2 H + π/24 D
3
361,26 = ¼ π (4,5718)2.Hv + π/24 (4,5718)
3
Hv = 21,2562 ft
= 6,4 m
Article XXXVIII. Tinggi vaporizer
HVP = HL + Hv
= 4,5718 + 21,2562
= 25,828 ft
= 7,62 m < 12 m (Tabel 4-7 Ulrich, 1984)
Article XXXIX. Cek geometri
Nilai (Hl + Hv) / D antara 3 – 6. (Evans, 1974, hal 155)
D
HH vL = 32,179 /3,389
= 5,649 (memenuhi)
Article XL. Menghitung tekanan desain
Poperasi = 20,574 psi
Pdesain = 1,5.Poerasi (Megyesy, hal 16)
= 30,86 psi
Article XLI. Menghitung tebal shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
Ketebalan shell minimum:
ts = CpEf
dp
d
id ).6,0.(2
.
keterangan :
ts = ketebalan minimum dinding shell, in
pd = tekanan desain, psi
di = diameter shell bagian dalam , in
f = nilai tegangan material, psi
digunakan material stainless steel SA 167 Grade 11 type 316
(18,750 psi).
(App.D.Item 4. Brownell and Young, 1959, Hal 342)
E = efisiensi sambungan (single-welded butt joint with backing strip,
no radiographed ) = 0,85
(Tabel 13.2 Brownell and Young,1959,Hal 254).
C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance) = 0,25 in/20 tahun
ts = in0,25psi) 86,03x0,60,85xpsi(18.7502.
in 70,7687xpsi 30,86
= 0,31 in (digunakan plat standar 0,3125 in)
h. Desain head dan bottom deflector
Bentuk-bentuk Head:
Flange and standard Dished Head
Digunakan untuk vessel proses vertikal bertekanan rendah, terutama
digunakan untuk tangki penyimpanan vertical, serta untuk menyimpan
fluida yang volatil.
Torispherical Flanged and Dished Head
Digunakan untuk tangki dengan tekanan dalam rentang 15 psig (1,020689
atm) – 200 psig (13,60919 atm).
Elliptical Flanged and Dished Head
Digunakan untuk tangki dengan tekanan tinggi dalam rentang 100 psig dan
tekanan diatas 200 psig. (Brownel and Young, 1959)
Dalam perancangan ini digunakan jenis Torispherical Flanged and Dished
Head.
Gambar F.2 Torispherical Flanged and Dished Head
Keterangan :
th = Tebal head, in
Icr = Inside corner radius, in
r = Radius of dish, in
sf = Straight flange,in
OD = Diameter luar, in
ID = Diameter dalam, in
b = Depth of dish, in
OA = Tinggi head, in
Tebal head (th)
CPfE
wrPt c
h
2,02
.. (Brownell and Young,1959,hal. 258)
Dimana :
ID
B A h
sf r
icr
C a
icr
rw c3.
4
1 (Brownell and Young,1959.hal.258)
Keterangan :
th = Tebal head (in)
P = Tekanan desain (psi)
rc = Radius knuckle, in
icr = Inside corner radius ( in)
w = stress-intensitication factor
E = Effisiensi pengelasan
C = Faktor korosi (in)
Menentukan Inside corner radius dan corner radius :
OD = ID + 2 t
= 88 in + (2 x 3/16) in
= 88,375 in
pada t = 3/16 in
maka icr = 5 ½ in (Tabel 5.7,Brownell and Young,1989)
rc = 90 in
Maka :
½ 5
903.
4
1w = 1,7613
inpsixpsiax
inpsith 125,0
) 16,72(2,0)85,0).(18700(2
)7613,1).(90).( 16,72(
= 0,208 in (dipakai plat standar ¼ in)
Untuk th = ¼ in, dari Tabel 5.8 Brownell and Young hal. 93, maka sf = 1 ¼ –
2 ¼ in, dan direkomendasikan sf = 2,5 in.
Depth of dish (b)
22
2icrIDicrrcrcb (Brownell and Young,1959.hal.87
22½ 5
288½ 59090 inb = 14,78 in
Tinggi Head (OA)
OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)
= ( ¼ + 14,78 + 2,5) in
= 17,53 in = 1,46 ft
i. Perancangan Bottom tangki
Bentuk : Kerucut terpancung
Gambar F.3 Head bawah Kerucut Terpancung
ID = diameter Deflector = 88 in
d = diameter ujung kerucut = 17 ¼ in
h = tinggi kerucut, in
Menentukan dimensi konis
d
ID
h
Perhitungan dimensi tutup bawah telah dihitung pada perhitungan di atas :
Ds = diameter dalam shell, IDs = 7,29 ft = 88 in
d = diameter kerucut terpancung = diameter Shell pada heater
Sudut kerucut, = 60o
h = {(ID - d)/2}tan
h = {(ID - d)/2}tan 60
h = 0,866 (ID - d)
h = 0,866 x (88 – 15 ¼)
= 63 in = 5,25 ft
Tinggi total deflector = Tinggi shell + Tinggi head atas + Tinggi head bawah
= (4,6+ 23) ft + 1,46ft + 5,25 ft
= 34,31 ft
j. Menghitung volume deflector
Tutup atas tangki = torispherical
Tutup bawah tangki = kerucut terpancung
Vtangki = Vshell + Vtorispherical + Vkerucut
Vtorispherical
a. Volume tanpa bagian sf:
V = 0,0000439 × ID3
= 0,0000439 × 7,3333
= 1,73 × 10-2
ft3
b. Volume pada sf:
Vsf = 0,25 × π × r2 × sf
= 0,25 × 3,14 × 7,3332 ×
125,2
= 8,794 ft3
Vtorispherical = (1,73 × 10-2
+ 8,794) ft3
= 8,8113 ft3
Vkerucut = [1/12 π.h(ID
2 + ID.d +d
2)]
= [1/12 x 3,14 x 5,25 x (7,333
2 + 7,333 x 1,27 x + 1,27
2)] ft
3
= 88,88 ft3
Volume total deflector:
Vshell = (0,25 × π × ID2 × Hs) + 8,8113 ft
3 + 88,88 ft
3
= (0,25 × 3,14 × 7,3332 × 25,096) ft
3 + 97,6913 ft
3
= 1.448,28 ft3
+ 96,9957 ft
3
= 1.545,9753 ft
3
k. Menentukan tebal konis
CPEf
DPtc
).6,0.(cos.2
.
(Brownell and young, 1959:118)
P = 16,72 Psi
f = 18700 Psi
E = 0,85 (jenis sambungan las : double-butt weld)
D = diameter dalam kerucut = 88 in
Maka tc = 0,21 in
Standardisasi tc = ¼ in
l. Perancangan Shell and Tube
Fluida Panas (Shell )
Tin = 572 oF
Tout = 572 oF
W = 332,72 kg/jam = 733,52 lb/jam
Fluida Dingin (Tube)
tin = 86 oF
tout = 464 oF
W = 1384,13 kg/jam = 3051,5 lb/jam
Tabel F.5 Menghitung ∆TLMTD
Hot Fluid Difference Cold Fluid
572 108 464
572 486 86
0 -378 378
(∆TLMTD)Pre =
68572
464572
) 68572()464572(
Ln
251,3158 oF
Temperatur Kalorik
Tc = Tavg = (T1 + T2)/2 = 572 oF
tc = tavg = (t1 + t2)/2 = 275 oF
R = )(
)(
12
21
tt
TT
= 0
Karena R = 0, maka Ft= 1, Δt = LMTD x Ft = 251,3158 oF
1. Menentukan luas bidang transfer panas (A)
Dari tabel 4-7 Ulrich,1984 range UD untuk Long Tube Vertical Vaporizer
sebesar 200 – 700 Btu/jam.ft2.oF . Diambil UD = 200 Btu/jam.ft
2.oF
Pemanasan dari suhu umpan ke titik didihnya 67,4 °C jumlah panas yang
harus di-supply atau yang dibutuhkan oleh fluida dingin adalah
467476,1691 kJ/jam = 443080,1747 btu/jam
Luas perpindahan panas dapat dihitung sebagai berikut :
A = txU
Q
D
2
11
11 ft1542,88
251,3158.200
1443080,747
.
TU
QA
2. Menentukan dimensi tube
Dari Kern,1988 hal 404, untuk Long - Tube Vertical Vaporizer, umumnya
OD tube = 0,5 - 2 in umumnya panjang tube 12-24 ft.
Diambil:
Panjang tube = 10 ft
OD tube = 0,75 in
BWG = 16
Pitch = 1 9/16 in. triangular
Passes = 1
Dari tabel 10, Kern 1965, hal 843, diperoleh:
ID = 0,62 in
Wall Thickness = 0,134 in
Flow area per tube (at’) = 0,3020 in2
Surface per lin ft (a”) = 0,1963 ft2
3. Menghitung jumlah tube (Nt)
"aL
AN
t
t
(Kern, 1965, hal 153)
1963,010
154,88
tN = 44,09 tubes
Diambil harga Nt dari tabel 9, Kern, 1965, hal 841 yang mendekati
perhitungan = 44 tubes.
4. Koreksi harga UD
A = Nt.L.a”
= 44 x 10 x 0,1963
= 86,372 ft2
UD = TA
Q
.
= 251,3158372,86
7443080,174
= 204,12 Btu/hr.ft2.oF
5. Menghitung flow area tube (at)
at = n
aN tt
144
'
= 0,441 ft2
6. Menghitung mass velocity tube (Gt)
Gt = ta
w
= 12.668,34 lb/hr ft2
7. Menghitung bilangan reynold di tube
Ret =
tGD
Pada tc = 275 oF, = 5,65 cP = 13,6824 lb/ft.hr
Ret = 13,6824
12.668,3410
982,0
= 5.555,31
Dari gambar 24 Kern, 1965, hal 834 diperoleh jH = 25
hi = tk
c
D
kjH
31
31
388,0
6824,1342,0
0818,0
388,025
t
hi
= 291,24 Btu/hr ft2 o
F
OD
IDhihio
tt
75,0
62,0 291,24
t
hio
= 228,78 Btu/hr ft
2 oF
8. Menentukan dimensi shell
ID shell = 17 ¼ in
Passes = 1
Baffle space = 4,3125 in
c’ = (Pt – tube OD)
= (1 9/16 – 1 ¼ ) = 0,3125
9. Menghitung flow area shell (as)
Pt
BcIDas
144
'
= 0,1033 ft2
10. Menghitung mass velocity shell (Gs)
Gs = sa
W
= 2.088,96 lb/hr ft2
11. Menghitung bilangan reynold di shell
Res =
GsD
Pada Tav = 572 oF = 0,015 cp = 0,0363 lb/ft.jam
Dari gambar 28 Kern, 1965, hal 838. De = 0,91 in = 0,0758 ft
Res = 0363,0
2.088,960758,0 = 4.362,07
m. Menghitung kondensasi fluida di shell
Condensation of steam, ho = 1500 Btu/hr ft2 o
F
n. Menghitung temperatur dinding tube
Tw = )( tcTchioho
hotc
t
= 275 + 5,100572228,781500
1500
= 244,1oF
Pada Tw = 244,1oF, μw = 0,27 cp × 2,42 = 0,6534 lb/ft hr
14,0
w
t
= 14,0
6534,013,6824
= 1,53
Corrected coefficient, hio = s
s
hio
= 228,78 Btu/hr ft2 oF
12. Menghitung clean overall coefficients (Uc)
Uc = oio
oio
hh
hh
= 1500 228,78
150078,228
= 198,5 Btu/hr ft
2 oF
13. Menghitung Dirt factor (RD)
DC
DC
DUU
UUR
= 0,00953
Rd yang diperlukan = 0,001
14. Menghitung pressure drop (ΔP)
1). Pressure drop tube (ΔPt)
t
t
tsD
nLGfP
10
2
1022,52
1 (Kern, 1965)
Diketahui:
Specific gravity = 0,154
untuk Ret = 5.555,31maka f = 0,00028 (fig.26 Kern, 1965 hal 836)
53,1154,015
92,01022,5
115 12.668,340,00028
2
1
10
2
tP
= 0,08935 psi
Untuk Gt = 12.668,34 lb/hr ft2 dari gambar 27, Kern, 1965
Diperoleh V2/2g = 0,0032
g2
v
s
n4P
2
r
= 0032,0154,0
14
= 0,08311
Sehingga:
ΔPT = ΔPt + ΔPr
= 0,08935 + 0,08311
= 1,72 psi
ΔPT memenuhi ∆P max yang diijinkan yaitu 10 psi (Kern,1988)
2). Pressure drop shell (ΔPs)
ΔPs = ssDxx
NDfG
e
ss
10
2
1022,5
)1(
Diketahui :
Pada tc = 100,5 o
F, specific gravity steam = 0,00214
untuk Res = 17.251,3906 diperoleh f = 0,00025 (fig. 29 Kern 1965, hal 839)
no. of crosses, N + 1 = 12 L/B
= 30
IDs = 17 ¼ /12 = 1,4375 ft
ΔPs = 100214,00758,01022,5
304375,1 10.283,85002,010
2
= 0,149 psi
ΔPT memenuhi ∆P max untuk steam yaitu 1 psi (Kern,1988 hal 165)
m. Mekanikal Desain shell and tube
1.Tube
Material : SA-53 A ( Carbon steel )
Susunan : Triangular Pitch
Faktor design : 20%
Dimensi Kern
ODt :0,75 in
IDt : 0,62 in
Surface per line, a” : 0,1963 ft2/ft
Flow area per tube,at’ : 0,3020 in2
Long tube : 10 ft
Jumlah tube : 3 tube
3 tube disusun triangular pitch
Panjang pitch, Pt’
Pt’ : 1 9/16 in
PT’ 60o
60o 60o A B
C
C’
Gambar F.4 Susuan Tube
Clearance, C'
C' : Pt - ODt
: 1 9/16 in – 3/4 in = 0,3125 in
: 1,057159 in2
: 0,073149 ft2
Volume 1 tube : LIDt 2
4/1
in121092,014,341 2
= 119,6 in3
Volume total tube : 0,00001638 x 119,6 in3 x 3 tube
= 0,164 m3
n. Perencanaan Shell
Material and Spesification Number : SA-129 C
Alasan Pemilihan : Material SA-129 (stainless steels ) memiliki nilai
safety yang lebih baik untuk temperatur antara -20 – 659 oF
Spec. Minimal Tensile : 42.000 Psia
Max. Allowable Stress Value at 278oF : 10.500,00 psia
Poperasi pada shell = 44,09 psia
Pdesign = 17 psi
E, Welded Joint efficiency = 0,8 (Tabel 13.2 Brownell & young)
ri, inside radius shell, inch = 17 ¼ in
2
60sin PtxPtABCLuas
O
f, stress maksimum = 10.500,00 psia (Tabel 13.1 Brownell &
young)
c, faktor korosi = 0,125
Menghitung Tekanan desain pada shell
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
= 67 psi + 144
Lg
g
c
= 67 psi + 144
ft 21 9,81
9,81lb/ft00324,0 3
= 67,002 psi
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson,
1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10% diatasnya.
:Pdesain = 1,1 × Pabs
= 1,1 × 67,002 psi
= 73,7 psi
Maka tebal shell :
cPEf
riPt
6,0.
125,0
73,76,08,000,10500
25,17 73,7
psiapsia
inpsiat
= 0,277 in = 5/16 in tebal standart
Diameter Luar Shell, ODs
ODs = IDs + 2 ( tshell )
= 17 ¼ in + 2 ( 5/16 ) in
= 17,875 in = 1,46958 ft
Panjang shell ( Ls )
Diambil : flanged shell ( FL ) = 2 x 2in = 4 in = 1/3 ft
Panjang shell : Panjang tube + fL
: 12 ft + 1/3 ft
: 12 1/3 = 3,759 m
Volume total shell = ¼ x π x IDs2 x L
= ¼ x 3,14 x ( 17 ¼ /39,3701 )2 x 3,759
= 0,568 m3
Volume shell tanpa tube = Volume total shell – Volume total tube
= 0,568 m3
– 0,2446 m3
= 0,324 m3
Tipe shell : Tipe E ( Standart TEMA )
Alasan Pemilihan : shell tipe E merupakan salah satu jenis shell yang
paling ekonomis, efisiensi thermalnya baik, dan terdiri dari 1 pass sesuai
dengan karakteristik HE yang dipakai. Dan juga memiliki LMTD tinggi.
o. Penyangga Tube (Baffle)
Tube pada VP-201 disangga dengan menggunakan baffle tipe segmen
tunggal, sebab tipe segmen ini adalah tipe baffle yang paling sering
digunakan, dipasang tegak lurus terhadap tube. Disamping membelokkan
arah aliran, sekat ini juga berfungsi untuk menyangga tube.
Baffle cut = 25 % x IDs
sebab pada kondisi ini akan terjadi perpindahan panas yang baik serta
penurunan tekanan yang tidak terlalu besar (Tunggul,1992)
IDs = diameter dalam shell
= 17 ¼ in
= 1,4375 ft
Maka baffle cut = 0,25 x 1,4375 ft = 0,35937 ft
Baffle space = 1/4 IDs
= 1/4 x 17 ¼ in = 4,3125 in = 0,359375 ft
Berat Penyangga = V x densitas stainless steel
= 34 x 3,14 x (IDs – baffle cut) x ρ steel
= 34 x 3,14 x (1,4375 ft - 0,35975 ft) x 490 lb/ft3
= 5.637,9681 lb = 2.557,326 kg
17,625
3/16 in
Gambar F-5. penampang baffle dengan 25 % baffle cut
p. Head Stationer
Head stationer merupakan salah satu bagian ujung dari penukar kalor.
Pada bagian ini terdapat saluran masuk fluida yang akan mengalir ke
dalam tube.
Tipe Stationary Head : Tipe B, Bonnet ( Standart TEMA )
Alasan Pemilihan : Tipe ini sangat sesuai digunakan pada Heat
Exchanger pada kondisi temperatur sedang sampai tinggi karena mudah
diisolasi secara efektif. Pembersihan tube hanya dapat dilakukan dengan
membuka head.
Gambar. F-6, Head Stationer Type B, bonnet (standart TEMA)
q. Tube Sheet
Tubesheet berupa pelat berbentuk lingkaran dan berfungsi sebagai
pemegang ujung-ujung tube dan pembatas aliran fluida disisi shell dan
tube. Pemasangan tube pada Vaporizer (VP-201), menggunakan teknik
pengelasan ( welded )
Gambar. F-7. Tube sheet dengan teknik pengelasan
Material tube sheet : SA-129 C
Maximum allowable stress, f : 10.500,00 psia
Spec. Min Tensile : 42.000 psia
Perhitungan Tebal Tube Sheet
21
2
S
PFGT
Dimana,
T = Tebal pelat dari tube sheet yang efektif, inch
S = tegangan tarik yang diijinkan pada suhu perencanaan dari bahan
Tube sheet, psia
F = 2, berdasarkan nilai ts/IDs pada grafik 5.3 APK
G = Diameter sebelah dalam shell, inch
P = Tekanan Pada shell, psia
Maka,
2
1
00,10500
72,16
2
25,172
psi
psiinT = 0,00004 in
= 0,1875 inch = 3/16 inch tebal standart
r. Menghitung isolasi Deflector
Bahan isolator yang digunakan adalah Magnesia 85%, memiliki
konduktivitas termal yang kecil sehingga efektif sebagai isolator. Sifat-
sifat fisis:
Konduktivitas termal (k) = 0,035 Btu/hr.ft2 oF
Emisivitas (ε) = 0,6
Densitas (ρ) = 271 kg/m3
(Geankoplis,Tabel.A.3-15,1979)
Perpindahan panas yang terjadi adalah perpindahan panas dari dinding
tangki ke dinding isolasi secara konduksi, kemudian dari dinding isolasi ke
udara secara konveksi dan radiasi.
Perpindahan panas konduksi dalam silinder berlapis yang disusun seri
seperti gambar berikut ini:
Gambar F.8 Profil isolasi
Perpindahan panas melalui tiap lapis tahanan dihitung dengan hukum
Fourier dan A = 2πrL, diperoleh:
Jika perpindahan panas disertai dengan konveksi dan radiasi, maka
persamaan dituliskan:
2
2
3
1
1
2
1
lnln
)(2
k
rr
k
rr
TTLQ u
32
2
3
1
1
2
1
1lnln
)(2
rhhk
rr
k
rr
TTLQ
rc
u
r1r1
r3
r1
r2
T2T1
T3
Tu
r2
r3
Jika diaplikasikan dalam perhitungan perancangan vessel maka diperoleh:
Keterangan :
xis = tebal isolasi, ft
r1 = jari – jari dalam tangki, ft
r2 = jari – jari luar tangki = r1 + tebal tangki,ft
r3 = jari – jari luar isolasi = r2 + tebal isolasi, ft
T1 = temperatur permukaan plat tangki bagian dalam , oF
T2 = temperatur permukaan plat tangki bagian luar, oF
Ti = temperatur luar isolasi , oF
Tu = temperatur udara, oF
k1 = kp = konduktivitas termal plat, Btu/ jam.ft2 oF
k2 = kis = konduktivitas termal isolasi , Btu/ jam.ft2 oF
hc = koefisien konveksi, Btu/ jam.ft2 oF
hr = koefisien radiasi, Btu/ jam.ft2 oF
a. Menghitung temperatur permukaan isolasi luar
Temperatur permukaan dinding luar dihitung dengan persamaan berikut:
(J P Holman, 9th
ed. 2002).
44
. surrtemplowsun
sun
TTA
q
)(
1lnln
)(2
2
2
2
1
2
1
isrcis
is
p
u
xrhhk
rxr
k
rr
TTLQ
Keterangan:
=
fluk radiasi matahari =500 W/m²
αsun = absorptivitas material untuk radiasi matahari = 0,18
αlow. temp = absorptivitas untuk radiasi matahari pd 25oC = 0,8
σ = konstanta Boltzman = 5,7 ×10-08
W/m2K
4
Tsurr = temperatur lingkungan, = 298 K
T = Temperatur permukaan plat luar (lapis cat putih)
Temperatur permukaan plat luar (T3) = 315,2 K = 42,2oC = 107,96
oF
b. Perpindahan panas dari dinding isolasi ke udara
Koefisien radiasi dihitung dengan persamaan berikut:
(Geankoplis, 1993, hal 279)
Keterangan:
Tu = temperatur udara = 298 K = 77 °F
ε = emisivitas bahan isolator = 0,6 (Tabel 4.1, Kern)
Ti = temperatur isolator = 315,2 K = 108 F
hr = koef. panas radiasi
hr = 3,9293 W/m².K
ui
ui
rTT
TTh
44 )100/()100/()676,5(
sunA
q
2982,315
)100/298()100/2,315()676,5)(6,0(
44
rh
= 0,692 Btu/hr ft2
°F
Koefisien konveksi dihitung dengan persamaan berikut:
Temperatur dinding tangki lebih panas dari temperatur udara luar
sehingga panas mengalir dari dinding tangki ke lingkungan. Perpindahan
panas dari dinding ke udara secara konveksi bebas dihitung dengan
persamaan :
Qc = hc. A. ∆t
Dari tabel 4.7-2 Geankoplis, 1993, hal 256, untuk konveksi bebas dari
udara (1 atm) ke permukaan silinder:
NGrNPr = 103 – 10
9 , hc = 4
1
37,1L
T
NGrNPr = > 109
, hc = 31
24,1 T
Dimana:
hc = Koefisien konveksi, W/m².K
ΔT = Perbedaan Tisolator dan Tudara, K
L = tinggi shell, m
= 31,646 ft = 9,6458 m
Udara :
Tf = ½ (Ti + Tu) = 306,6 K
Sifat Udara pada : 306,6 K = 92,48 oF (Geankoplis, 1993, App. A.3-3)
νf = 0,861 m³/kg
ρf = 1/ νf
= 1,1614 kg/m³ = 0,0725 lb/ft3
Cpf = 1,0048 kJ/kgK = 0,2399 Btu/lb oF
µf = 1,881 × 10-5
Pa.s
kf = 0,0263 W/mK = 0,0152 Btu/jam lb oF
β = 1/Tf = 0,0108/ oF = 3,2616 × 10
-3 /K
Bilangan Grashoff:
(SI) (Geankoplis, 1993, hal 254)
Gr = 1,8822 ×1012
Bilangan Prandl:
(SI) (Geankoplis, 1993, hal 254)
Pr = 7,1864 × 10-4
NGrNPr = (1,8822 ×1012
) × (7,1864 × 10-4
) = 1,3526 × 109
Sehingga:
hc = 31
24,1 T
hc = 31
2,1724,1
hc = 2,5252466 W/m².K
hc + hr = (3,9293 + 2,5252466) W/m².K
= 6,4545 W/m².K
Panas hilang dari dinding isolasi ke udara:
Q1 = (hc + hf) 2 π r3 L (Ti – Tu)
2
f
2
f
3 t.g...LGr
k
.CpPr
= 6,4545 × 2 × 3,14 × r3 × 9,6458 × (315,2 – 298)
= 6.724,97665 r3 (J/s)
Panas yang keluar lewat dinding:
Data perhitungan:
r1 = 43 in = 1,092202 m
r2 = 43,1875 in = 1,09696 m
T1 = 100oC = 373 K
Tu = 25oC = 298 K
k1 = kp = 21 Btu/ jam.ft oF = 36,345 W/m K
k2 = 0,035 Btu/hr.ft oF = 0,0606 W/m K
Panas yang keluar lewat dinding harus sama dengan panas yang hilang
dari dinding isolasi ke udara (Q1 = Q2 ), sehingga:
6.724,97665 r3 =
3
3
6,4545
1
0606,0
1,09696ln
345,36
1,092202 1,09696ln
298373 9,645814,32
r
r
Dari iterasi diperoleh r3 = 1,12807 m
Tebal isolasi (xis) = r3 – r2
32
2
3
1
1
2
1
2
1lnln
)(2
rhhk
rr
k
rr
TTLQ
rc
u
= (1,12807 – 1,1254122) m
= 0,031106 m
= 0,10251 ft
Ketebalan isolator harus di cek terhadap ketebalan kritik isolator. Nilainya
lebih kecil atau lebih besar. Hal ini disebabkan pada sistem silinder, luas area
perpindahan panas semakin meningkat seiring dengan meningkatnya
ketebalan isolator atau jari-jari isolator. Berikut ini adalah langkah-langkah
perhitungan ketebalan kritik.
Diketahui :
Konduktivitas panas isolator (k2) = 0,0606 W/m K
Koefisien perpindahan panas konveksi ke udara (hc) = 3,2008 W/m².K
mKmW
KmW
h
kr
c
c 0239976,0/5252,2
/0606,02
2 (Kern, 1950, hal.20)
Diketahui nilai r1 sebesar 1,092202 m. Nilai r1 lebih besar daripada ketebalan
kritik. Oleh karena itu, panggunaan isolator tidak menyebabkan panas yang
keluar bertambah besar.
Panas hilang dari permukaan isolasi ke udara:
Qloss = Q1 = 6.724,97665 r3
= 6.724,97665 × 1,12807
= 7586,24186 J/s
= 27.310.48627 kJ/hr
s. Menghitung isolasi Sheel n Tube
Bahan isolator yang digunakan adalah Magnesia 85%, memiliki
Perpindahan panas konduksi dalam silinder berlapis yang disusun seri
seperti gambar berikut ini:
Gambar F.8.2 Profil isolasi
Perpindahan panas melalui tiap lapis tahanan dihitung dengan hukum
Fourier dan A = 2πrL, diperoleh:
Jika perpindahan panas disertai dengan konveksi dan radiasi, maka
persamaan dituliskan:
2
2
3
1
1
2
1
lnln
)(2
k
rr
k
rr
TTLQ u
32
2
3
1
1
2
1
1lnln
)(2
rhhk
rr
k
rr
TTLQ
rc
u
r1r1
r3
r1
r2
T2T1
T3
Tu
r2
r3
Jika diaplikasikan dalam perhitungan perancangan vessel maka diperoleh:
Keterangan :
xis = tebal isolasi, ft
r1 = jari – jari dalam tangki, ft
r2 = jari – jari luar tangki = r1 + tebal tangki,ft
r3 = jari – jari luar isolasi = r2 + tebal isolasi, ft
T1 = temperatur permukaan plat tangki bagian dalam , oF
T2 = temperatur permukaan plat tangki bagian luar, oF
Ti = temperatur luar isolasi , oF
Tu = temperatur udara, oF
k1 = kp = konduktivitas termal plat, Btu/ jam.ft2 oF
k2 = kis = konduktivitas termal isolasi , Btu/ jam.ft2 oF
hc = koefisien konveksi, Btu/ jam.ft2 oF
hr = koefisien radiasi, Btu/ jam.ft2 oF
b. Menghitung temperatur permukaan isolasi luar
Temperatur permukaan dinding luar dihitung dengan persamaan berikut:
(J P Holman, 9th
ed. 2002).
44
. surrtemplowsun
sun
TTA
q
)(
1lnln
)(2
2
2
2
1
2
1
isrcis
is
p
u
xrhhk
rxr
k
rr
TTLQ
Keterangan:
=
fluk radiasi matahari =500 W/m²
αsun = absorptivitas material untuk radiasi matahari = 0,18
αlow. temp = absorptivitas untuk radiasi matahari pd 25oC = 0,8
σ = konstanta Boltzman = 5,7 ×10-08
W/m2K
4
Tsurr = temperatur lingkungan, = 298 K
T = Temperatur permukaan plat luar (lapis cat putih)
Temperatur permukaan plat luar (T3) = 315,2 K = 42,2oC = 107,96
oF
c. Perpindahan panas dari dinding isolasi ke udara
Koefisien radiasi dihitung dengan persamaan berikut:
(Geankoplis, 1993, hal 279)
Keterangan:
Tu = temperatur udara = 298 K = 77 °F
ε = emisivitas bahan isolator = 0,6 (Tabel 4.1, Kern)
Ti = temperatur isolator = 315,2 K = 108 F
hr = koef. panas radiasi
hr = 3,9293 W/m².K
= 0,692 Btu/hr ft2
°F
ui
ui
rTT
TTh
44 )100/()100/()676,5(
sunA
q
2982,315
)100/298()100/2,315()676,5)(6,0(
44
rh
Koefisien konveksi dihitung dengan persamaan berikut:
Temperatur dinding tangki lebih panas dari temperatur udara luar
sehingga panas mengalir dari dinding tangki ke lingkungan. Perpindahan
panas dari dinding ke udara secara konveksi bebas dihitung dengan
persamaan :
Qc = hc. A. ∆t
Dari tabel 4.7-2 Geankoplis, 1993, hal 256, untuk konveksi bebas dari
udara (1 atm) ke permukaan silinder:
NGrNPr = 103 – 10
9 , hc = 4
1
37,1L
T
NGrNPr = > 109
, hc = 31
24,1 T
Dimana:
hc = Koefisien konveksi, W/m².K
ΔT = Perbedaan Tisolator dan Tudara, K
L = tinggi shell, m
= 12 ft = 3,657 m
Udara :
Tf = ½ (Ti + Tu) = 306,6 K
Sifat Udara pada : 306,6 K = 92,48 oF (Geankoplis, 1993, App. A.3-3)
νf = 0,861 m³/kg
ρf = 1/ νf
= 1,1614 kg/m³ = 0,0725 lb/ft3
Cpf = 1,0048 kJ/kgK = 0,2399 Btu/lb oF
µf = 1,881 × 10-5
Pa.s
kf = 0,0263 W/mK = 0,0152 Btu/jam lb oF
β = 1/Tf = 0,0108/ oF = 3,2616 × 10
-3 /K
Bilangan Grashoff:
(SI) (Geankoplis, 1993, hal 254)
Gr = 1,8822 ×1012
Bilangan Prandl:
(SI) (Geankoplis, 1993, hal 254)
Pr = 7,1864 × 10-4
NGrNPr = (1,0257 ×1012
) × (7,1371 × 10-4
) = 7,37 × 107
Sehingga:
hc = 41
37,1L
T
hc = 1,499 W/m².K
hc + hr = (3,9293 + 1,499) W/m².K
= 5,428 W/m².K
Panas hilang dari dinding isolasi ke udara:
Q1 = (hc + hf) 2 π r3 L (Ti – Tu)
= 5,428 × 2 × 3,14 × r3 × 3,657 × (315,2 – 298)
2
f
2
f
3 t.g...LGr
k
.CpPr
= 2.144,2524 r3 (J/s)
Panas yang keluar lewat dinding:
Data perhitungan:
r1 = 17,2 in = 0,438 m
r2 = 17,875 in = 4/9 m
T1 = 150oC = 423 K
Tu = 25oC = 298 K
k1 = kp = 21 Btu/ jam.ft oF = 36,345 W/m K
k2 = 0,035 Btu/hr.ft oF = 0,0606 W/m K
Panas yang keluar lewat dinding harus sama dengan panas yang hilang
dari dinding isolasi ke udara (Q1 = Q2 ), sehingga:
6.724,97665 r3 =
3
3
2.144,2524
1
0606,0
1,0969646ln
345,36
1,092202 1,0969646ln
298423 3,65714,32
r
r
Dari iterasi diperoleh r3 = 0,55 m
32
2
3
1
1
2
1
2
1lnln
)(2
rhhk
rr
k
rr
TTLQ
rc
u
Tebal isolasi (xis) = r3 – r2
= (0,514 – 0,4550) m
= 0,06 m
= 0,199 ft
Ketebalan isolator harus di cek terhadap ketebalan kritik isolator. Nilainya
lebih kecil atau lebih besar. Hal ini disebabkan pada sistem silinder, luas area
perpindahan panas semakin meningkat seiring dengan meningkatnya
ketebalan isolator atau jari-jari isolator. Berikut ini adalah langkah-langkah
perhitungan ketebalan kritik.
Diketahui :
Konduktivitas panas isolator (k2) = 0,0606 W/m K
Koefisien perpindahan panas konveksi ke udara (hc) = 3,2008 W/m².K
mKmW
KmW
h
kr
c
c 0404,0/499,1
/0606,02
2 (Kern, 1950, hal.20)
Diketahui nilai r1 sebesar 0,4381 m. Nilai r1 lebih besar daripada ketebalan
kritik. Oleh karena itu, panggunaan isolator tidak menyebabkan panas yang
keluar bertambah besar.
Panas hilang dari permukaan isolasi ke udara:
Qloss = Q1 = 2.144,2524 r3 r3
= 6.724,97665 × 0,514
= 3.974,48 J/s
= 27.246,13476 kJ/hr
Article XLII. Perhitungan Flange
Flange Head dan Deflector
a. Sambungan Head dengan Shell Deflector
Sambungan antara tutup bagian atas bejana dengan bagian shell bejana
menggunakan sistem flange dan baut, sedangkan tutup bagian bawah adalah
dengan pengelasan. Bahan konstruksi yang dipilih berdasarkan pada kondisi
operasi.
Data perancangan:
Tekanan desain = 16,72 psi
Temperatur desain = 100 oC
Material flange = SA-285, grade C (B & Y, 1959, Tabel 13.1)
Bolting steel = SA-193, grade B7 (B & Y, 1959, Tabel 13.1)
Material gasket = Solid flat metal: Stainless steels
Diameter luar shell = 2,19 m = 88 in
Ketebalan shell = 3/16 in
Diameter dalam shell = 2,1844 m = 86 in
Tegangan dari material flange = 13750 psi
Tegangan dari bolting material = 20000 psi
Tipe flange = optional loose type
(Fig.12.24,8.a, Brownell and Young, 1959)
Gasket
hG
t
hT
HG
HT
G
h
W
R hD Cgo
g1
g1/2
Gambar F.9 Tipe flange dan dimensinya.
b. Perhitungan Lebar Gasket
Untuk menghitung lebar gasket persamaan yang digunakan:
1)p(my
pmy
d
d
i
o
(Brownell and Young, 1959, pers. 12.2, hal.226)
Keterangan:
p = tekanan desain (psi)
do = diameter luar gasket (in)
di = diameter dalam gasket (in)
y = yield stress, lb/in2 (Fig. 12.11)
m = faktor gasket (fig. 12.11)
Dari fig 12.11 Brownell and Young, diperoleh :
y = 26000
m = 6,50
Sehingga
16,5016,7260002
)(6,50) (16,7260002
d
d
i
o
= 1,000323
Asumsi bahwa diameter dalam gasket (di) sama dengan diameter luar shell,
yaitu 86,375 in, sehingga:
do = 1,000323× 86,375 in = 86,4029 in
Lebar gasket minimum (N)
N =
2
io dd
=
2
375,86 86,4029
= 0,013951489 in
Digunakan gasket dengan tebal 3/16 in.
Diameter gasket rata-rata (G) :
G = di + lebar gasket
= 86,375 + 3/16 = 86,5625 in
c. Perhitungan Beban
Dari Fig 12.12, Brownell and Young, kolom 1, tipe 1.a, didapat :
bo = 2
N=
2
163
= 0,09375 in
bo ≤ 3/16 in, sehingga b = bo = 0,09375 in
Beban terhadap seal gasket
Wm2 = Hy = × b × G × y
Wm2 = 3,14 × 0,09375 x 86,5625 × 26000
= 662.527,7 lb
Keterangan :
Hy = Berat beban bolt maksimum (lb)
b = Effective gasket (in)
G = Diameter gasket rata-rata (in)
Beban untuk menjaga joint tight saat operasi (B & Y,1959, pers. 12.90) :
Hp = 2 b π G m p
= 2 × 0,09375 × 3,14 × 86,5625 × 6,50 × 16,72
= 5.538,731 lb
Keterangan :
Hp = Beban join tight (lb)
m = Faktor gasket (fig.12.11)
b = Effective gasket (in)
G = Diameter gasket rata-rata (in)
p = Tekanan operasi (psi)
Beban dari tekanan internal (B & Y, 1959, pers. 12.89) :
H = p4
Gπ 2
= 72,164
86,56253,14 2
= 98.948 lb
Beban operasi total (B & Y, 1959, pers. 12.91) :
Wm1 = H + Hp
= 98.948 lb + 5.538,731 lb
= 103.886,7 lb
d. Baut
Berdasarkan perhitungan diatas, diperoleh Wm2 lebih besar daripada Wm1,
sehingga, beban pengontrol berada pada Wm2 = 662,527,7 lb. Luas minimum
baut dapat dihitung dengan persamaan:
Am2 = a
m2
f
W
= 20000
662,527,7
= 33,126 in2
Penentuan ukuran baut diambil dari Brownell and young, 1956, hal.186, Tabel
10-4. Dengan ukuran baut = 1 in diperoleh data sebagai berikut :
Root area = 0,551 in2
Bolt spacing standard (BS) = 3 in
Minimal radian distance (R) = 1,375 in
Edge distance (E) = 1,0625 in
Jumlah baut minimum:
= arearoot
Am2
= 2
2
551,0
33,126
in
in
= 60 buah
Digunakan jumlah baut sebanyak 60 buah. Dimensi baut digambarkan pada
Gambar F.10 berikut.
Gambar F.10 Detail ukuran baut
e. Diameter Flange
Bolt circle diameter (BC) = ID + 2 (1,145 go+ R)
= 86,375 in + 2 [(1,145 ×3 in) + 1,375 in]
= 96,745 in
Perhitungan diameter flange luar :
Flange OD (A) = bolt cirlce diameter + 2 E
= 96,745 in + 2 (1,0625 ) in
= 96,745 in
f. Koreksi lebar gasket 1
E
d
r
R
Ab actual = jumlah baut × root area
= 60 × 0,551 in2 = 33,06 in
2
Lebar gasket minimun :
Nmin = Gπy2
fA allawactualb
= in 5625,863,14006022
20000 33,06 2
psiin
= 0,0467 in
g. Perhitungan Moment
1). Untuk kondisi tanpa tekanan dalam
Beban desain diberikan dengan pers. 12.94, B & Y,1959 :
W = ½ (Ab + Am1) fa
= ½ 33,06 in2 + 33,126 in
2) (20000 psi)
= 661.863,8672 lb
Keterangan :
W = Berat beban (lb)
Am2= Luas baut minimum (in2)
Ab = Luas aktual baut (in2)
fa = Allowable stress (psi)
Hubungan lever arm diberikan dengan pers. (12.101), B & Y, 1959:
hG = ½ (BC – G)
= ½ (94,62 in – 86,5625 in)
= 4,02875 in
Keterangan :
hG = Tahanan radial circle bolt (in)
BC = Bolt circle diameter (in)
G = Diameter gasket rata-rata (in)
Flange moment dihitung sebagai berikut (B & Y, 1959, Tabel 12.4) :
Ma = W × hG
= 661.863,8672 lb × 4,02875 in
= 2.666.484,055 lb-in
2). Untuk kondisi beroperasi, W = Wm1 (B & Y, 1959, pers. 12.95)
W = 103.886,7271 lb
HD = 0,785 B2
p (B & Y, 1959, pers. 12.96)
= 0,785 (86,375 in)2 (16,72 psi)
= 97.922,40033 lb
Keterangan :
HD = Hydrostatic and force pada area dalam flange (lb)
B = Diameter dalam flange / OD shell (in)
p = Tekanan operasi (psi)
The lever arm dihitung dengan pers. 12.100 (B & Y, 1959) :
hD = ½ (BC – B)
= ½ (94,62 in – 86,375 in) = 4,1225 in
The moment, MD (dari pers. 12.96);
MD = HD × hD
= 5.538,731859 lb × 4,02875 in
= 403.685,0954 lb-in
HG dari pers. 12.98 (B & Y, 1959) :
HG = Wm1 – H
= 103.886,7 lb – 98.348 lb
= 5.538,731 lb
Moment, pers. 12.98 (B & Y, 1959) :
MG = HG × hG
= 5.538,731 lb × 4,02875 in
= 22.314,16598 lb-in
HT dihitung dengan pers. 12.97 (B & Y, 1959) :
HT = H – HD
= 98.348 lb – 97.922,40033 lb
= 425,59486 lb
Hubungan lever arm pers. 12.102 is:
hT = ½ (hD + hG )
= ½ (4,1225 in + 4,02875 in)
= 4,075625 in
Flange moments diberikan oleh pers. 12.97 (B & Y, 1959) :
MT = HT × hT
= 425,59486 lb × 4,075625 in
= 1.734,565068 lb-in
Jumlah moment untuk kondisi beropersi, Mo dihitung berdasarkan pers.
12.99 (B & Y, 1959):
Mo = MD + MG + MT
= 403.685,0954 lb-in + 22.314,16598 lb-in + 1.734,565068 lb-in
= 427.733,8264 lb-in
Karena Ma > Mo, sehingga moment kondisi tanpa tekanan dalam (Ma) yang
berfungsi sebagai pengontrol sebesar 2.666.484,84 lb-in
h. Perhitungan tebal flange (B & Y, 1959, pers. 12.85)
Untuk menghitung tebal flange dapat digunakan persamaan sebagai berikut:
t = Bf
MY
a
max
K = B
A
Dimana:
A = flange OD
B = shell OD
K = in 375,48
745,96 in = 1,120058
Untuk K = 1,120058 maka diperoleh Y = 11 (Brownell and Young,1959,
fig. 12.22, hal. 238), sehingga :
t = inpsia
inlb
375,8420000
797.19011
= 4 in
Ketebalan flange yang digunakan 4 in.
d = diameter baut
t = tebal flange
Gasket
Bolt
Gambar F.11 Detail untuk flange dan bolt pada head evaporator
Flange Head Stationer dan Shell
i. Sambungan Head dengan Shell Deflector
Sambungan antara bagian shell penukar panas menggunakan sistem flange dan
baut, sedangkan. Bahan konstruksi yang dipilih berdasarkan pada kondisi
operasi.
Data perancangan:
Tekanan desain = 16,72 psi
Temperatur desain = 100 oC
Material flange = SA-285, grade C (B & Y, 1959, Tabel 13.1)
Bolting steel = SA-193, grade B7 (B & Y, 1959, Tabel 13.1)
Material gasket = Solid flat metal: Stainless steels
Diameter luar shell = 0,438 m = 17 ¼ in
Ketebalan shell = 3/16 in
Diameter dalam shell = 0,447 m = 17 5/8 in
Tegangan dari material flange = 13750 psi
Tegangan dari bolting material = 20000 psi
Tipe flange = optional loose type
(Fig.12.24,8.a, Brownell and Young, 1959)
j. Perhitungan Lebar Gasket
Untuk menghitung lebar gasket persamaan yang digunakan:
1)p(my
pmy
d
d
i
o
(Brownell and Young, 1959, pers. 12.2, hal.226)
Keterangan:
p = tekanan desain (psi)
do = diameter luar gasket (in)
di = diameter dalam gasket (in)
y = yield stress, lb/in2 (Fig. 12.11)
m = faktor gasket (fig. 12.11)
Dari fig 12.11 Brownell and Young, diperoleh :
y = 26000
m = 6,50
Sehingga
16,5016,7260002
)(6,50) (16,7260002
d
d
i
o
= 1,000
Asumsi bahwa diameter dalam gasket (di) sama dengan diameter luar shell,
yaitu 17,25 in, sehingga:
do = 1,000 × 17,25 in = 17,25 in
Lebar gasket minimum (N)
N =
2
io dd
=
2
25,17 17,2555
= 0,000000378 in
Digunakan gasket dengan tebal 3/16 in.
Diameter gasket rata-rata (G) :
G = di + lebar gasket
= 17,25 + 3/16 = 17 4/9 in
k. Perhitungan Beban
Dari Fig 12.12, Brownell and Young, kolom 1, tipe 1.a, didapat :
bo = 2
N=
2
163
= 0,09375 in
bo ≤ 3/16 in, sehingga b = bo = 0,09375 in
Beban terhadap seal gasket
Wm2 = Hy = × b × G × y
Wm2 = 3,14 × 0,09375 × 17 4/9 × 26000
= 133.462,25 lb
Keterangan :
Hy = Berat beban bolt maksimum (lb)
b = Effective gasket (in)
G = Diameter gasket rata-rata (in)
Beban untuk menjaga joint tight saat operasi (B & Y,1959, pers. 12.90) :
Hp = 2 b π G m p
= 2 × 0,09375 × 3,14 × 17 4/9 × 6,50 × 16,72
= 1.115,75 lb
Keterangan :
Hp = Beban join tight (lb)
m = Faktor gasket (fig.12.11)
b = Effective gasket (in)
G = Diameter gasket rata-rata (in)
p = Tekanan operasi (psi)
Beban dari tekanan internal (B & Y, 1959, pers. 12.89) :
H = p4
Gπ 2
= 72,164
4/9 173,14 2
= 3.990,932 lb
Beban operasi total (B & Y, 1959, pers. 12.91) :
Wm1 = H + Hp
= 3.990,932 lb + 1.115,75 lb
= 5.106,677 lb
l. Baut
Berdasarkan perhitungan diatas, diperoleh Wm2 lebih besar daripada Wm1,
sehingga, beban pengontrol berada pada Wm2 = 133.462,25 lb. Luas minimum
baut dapat dihitung dengan persamaan:
Am2 = a
m2
f
W
= 20000
133.462,25
= 6,67311 in2
Penentuan ukuran baut diambil dari Brownell and young, 1956, hal.186, Tabel
10-4. Dengan ukuran baut = 1 in diperoleh data sebagai berikut :
Root area = 0,551 in2
Bolt spacing standard (BS) = 3 in
Minimal radian distance (R) = 1,375 in
Edge distance (E) = 1,0625 in
Jumlah baut minimum:
= arearoot
Am2
= 2
2
551,0
6,67311
in
in
= 12 buah
Digunakan jumlah baut sebanyak 12 buah.
m. Diameter Flange
Bolt circle diameter (BC) = ID + 2 (1,145 go+ R)
= 17,25 in + 2 [(1,145 ×3 in) + 1,375 in]
= 25,495 in
Perhitungan diameter flange luar :
Flange OD (A) = bolt cirlce diameter + 2 E
= 25,495 in + 2 (1,0625 ) in
= 27,62 in
n. Koreksi lebar gasket 1
Ab actual = jumlah baut × root area
= 12 × 0,551 in2 = 6,612 in
2
Lebar gasket minimun :
Nmin = Gπy2
fA allawactualb
= in 4/9 173,14006022
20000 6,612 2
psiin
= 0,0464 in
o. Perhitungan Moment
1). Untuk kondisi tanpa tekanan dalam
Beban desain diberikan dengan pers. 12.94, B & Y,1959 :
W = ½ (Ab + Am1) fa
= ½ (6,612in2 + 6,67311 in
2) (20000 psi)
= 132.815,1328 lb
Keterangan :
W = Berat beban (lb)
Am2= Luas baut minimum (in2)
Ab = Luas aktual baut (in2)
fa = Allowable stress (psi)
Hubungan lever arm diberikan dengan pers. (12.101), B & Y, 1959:
hG = ½ (BC – G)
= ½ (25,495 in – 17 4/ in)
= 4 in
Keterangan :
hG = Tahanan radial circle bolt (in)
BC = Bolt circle diameter (in)
G = Diameter gasket rata-rata (in)
Flange moment dihitung sebagai berikut (B & Y, 1959, Tabel 12.4) :
Ma = W × hG
= 132.815,1328 lb × 4 in
= 535.224,0013 lb-in
2). Untuk kondisi beroperasi, W = Wm1 (B & Y, 1959, pers. 12.95)
W = 5.106,6769 lb
HD = 0,785 B2
p (B & Y, 1959, pers. 12.96)
= 0,785 (17,25 in)2 (16,72 psi)
= 3.905,567325 lb
Keterangan :
HD = Hydrostatic and force pada area dalam flange (lb)
B = Diameter dalam flange / OD shell (in)
p = Tekanan operasi (psi)
The lever arm dihitung dengan pers. 12.100 (B & Y, 1959) :
hD = ½ (BC – B)
= ½ (25,495 in – 17,25 in) = 4 1/8 in
The moment, MD (dari pers. 12.96);
MD = HD × hD
= 3.905,567325 lb × 4 1/8 in
= 16.100,7013 lb-in
HG dari pers. 12.98 (B & Y, 1959) :
HG = Wm1 – H
= 5.106,677 lb – 3.990,932 lb
= 1.115,744541 lb
Moment, pers. 12.98 (B & Y, 1959) :
MG = HG × hG
= 1.115,744541 lb × 4 in
= 4.495 lb-in
HT dihitung dengan pers. 12.97 (B & Y, 1959) :
HT = H – HD
= 3.990,932 lb – 3.905,567325
= 85,365 lb
Hubungan lever arm pers. 12.102 is:
hT = ½ (hD + hG )
= ½ (4 1/8 in + 4 in)
= 4,075625 in
Flange moments diberikan oleh pers. 12.97 (B & Y, 1959) :
MT = HT × hT
= 85,365 lb × 4,075625 in
= 347,916 lb-in
Jumlah moment untuk kondisi beropersi, Mo dihitung berdasarkan pers.
12.99 (B & Y, 1959):
Mo = MD + MG + MT
= 16.100,7013 lb-in + 4.495 lb-in + 347,916 lb-in
= 20.943,67313 lb-in
Karena Ma > Mo, sehingga moment kondisi tanpa tekanan dalam (Ma) yang
berfungsi sebagai pengontrol sebesar 535.224 lb-in
p. Perhitungan tebal flange (B & Y, 1959, pers. 12.85)
Untuk menghitung tebal flange dapat digunakan persamaan sebagai berikut:
t = Bf
MY
a
max
K = B
A
Dimana:
A = flange OD
B = shell OD
K = in 25,17
62,27 in = 1,6011
Untuk K = 1,6011 maka diperoleh Y = 4,5 (Brownell and Young,1959, fig.
12.22, hal. 238), sehingga :
t = inpsia
inlb
25,1720000
535.2245,4
= 2,64 in
Ketebalan flange yang digunakan 3 in.
E. Desain Perpipaan dan Nozzle
1. Umpan
Data dari neraca massa :
Jumlah umpan = 1384,13 kg/jam
= 3051,5 lb/jam
ρav = 121,91 lb/ft3
Bahan pipa yang digunakan = Stainless steel
Diameter otimum ( optimumiD , ) :
optimumiD , = 226 G0.5
ρ-0.35
(Coulson Vol. 6, 1983,pers. 5.15 hal.161)
= 35,035,0/0891,2070/ 0,702226
mkgskg
= 13,0822 mm = 0,514 in
Digunakan pipa standart Kern, Tabel 11, 1965
NPS = 6 in
Schedule Number = 40
OD = 6,625 in
ID = 6,065 in
Flow area = 28,9 in2
Berat = 19 lb/ft
Spesifikasi nozzle standar dari Brownell and Young, 1959, App. F item 1:
Size = 6 in
OD of pipe = 6 ¾ in
Nozzle wall thickness (n) = 0,432
Diameter hole on in reinforcing plate (DR) = 6 ¾ in
Distance shell to flange face, outside(J) = 8
Distance shell to flange face, inside (K) = 6
Distance from Bottom of tank to center of nozzle :
- Regular, Type H = 11 in
- Low, Type G = 8/18 in
2. Steam Masuk shell
Laju alir massa , G = 332,72 kg/jam
Densitas, ρ = 0,525 kg/m3
Bahan pipa yang digunakan = Stainless steel
Diameter otimum ( optimumiD , ) :
optimumiD , = 226 G0.5
ρ-0.35
(Coulson Vol. 6, 1983,pers. 5.15 hal.161)
= 35,035,0/525,0/1,994226
mkgskg
= 399,87 mm = 13,36 in
Digunakan pipa standart Kern, Tabel 11, 1965
NPS = 6 in
Schedule Number = 40
OD = 6,625 in
ID = 6,065 in
Flow area = 28,9 in2
Berat = 19 lb/ft
Spesifikasi nozzle standar dari Brownell and Young, 1959, App. F item 1:
Size = 6 in
OD of pipe = 6 ¾ in
Nozzle wall thickness (n) = 0,432
Diameter hole on in reinforcing plate (DR) = 6 ¾ in
Distance shell to flange face, outside(J) = 8
Distance shell to flange face, inside (K) = 6
Distance from Bottom of tank to center of nozzle :
- Regular, Type H = 11 in
- Low, Type G = 8/18 in
3. Produk metanol uap
Laju alir massa = 1384,13 kg/jam
= 3051,5 lb/jam
Densitas = 1763 kg/m3
Bahan pipa yang digunakan = Stainless steel
Diameter otimum ( optimumiD , ) :
Dopt = 226 × (0,695 kg/s)0,5
× (1763 kg/m3)-0,35
= 13,789 mm
= 0,5411 in
Digunakan pipa standart Kern, Tabel 11, 1965
NPS = 2 in
Schedule Number = 40
OD = 2,38 in
ID = 2,067 in
Flow area = 3,35 in2
Berat = 3,36 lb/ft
Spesifikasi nozzle standar dari Brownell and Young, 1959, App. F item 1:
Size = 10 in
DR
Dp
OD
A
R
J
n
Q
t
OD of pipe = 10,75 in
Nozzle wall thickness (n) = 0,5 in
Diameter hole on in reinforcing plate (DR) = 10 7/8 in
Distance shell to flange face, outside(J) = 10 in
Distance shell to flange face, inside (K) = 8 in
Length of side of reinforcing plate, L = 24 ½
Width of reinforcing plate, W = 30 1/8 in
Distance from Bottom of tank to center of nozzle :
- Regular, Type H = 15 in
- Low, Type G = 12 ¼ in
Gambar F.12 Dimensi nozzle
F. Desain Manhole
Manhole adalah lubang pemeriksaan yang diperlukan pada saat pembersihan
atau pemeriksaan pada bagian dalam vaporizer. Direncanakan manhole di
pasang pada bagian atas vaporizer dengan ukuran standar 20 in, berdasarkan
rekomendasi API Standard 12 C (Brownell and Young, App. F), dengan
spesifikasi :
Tebal shell = 3/8 in
Tebal flange = 3/8 in
Jumlah = satu
Ukuran potongan : - Weld A = 3/16 in
- Weld B = 3/16 in
Panjang sisi = 45 ½ in
Lebar reinforcement (W) = 54 in
Diameter manhole, ID = 20 in
Maksimum diameter lubang, Dp = 24 ½ in
Diameter plat penutup (cover plate) = 28 ¾ in
Diameter bolt circle, DB = 26 ¼ in
Sketsa detail desain manhole ditunjukkan pada Gambar F.7 di bawah ini :
Gambar F.13 Detail desain manhole
G. Menghitung berat total vaporizer
Bahan yang digunakan stainless steel (austenitic) AISI 316.
steel = 490 lb/ft3
(Brownell and Young,1959.hal 156)
1. Berat Shell (deflector)
Data perhitungan :
Diameter dalam shell (ID)= 2,18449 m = 7,16659 ft
Ketebalan shell (ts) = 3/16 in
Diameter luar shell (OD) = 2,1939 in = 7,1979 ft
Tinggi shell (Z) = 25,1 ft
Volume shell = ¼ π × Hs × (OD2
– ID2)
= 414,3 × 25,1 ft × 0,4497 ft
2
= 886,536 ft3
Berat shell = Volume shell × steel
= 886,536 ft3
× 490 lb/ft3
= 434.402,9925 lb = 197.455,9 kg
2. Berat Dish Head
Data perhitungan :
Diameter luar head, (ID) = 86 in
Ketebalan head (th) = ¼ in
Panjang straight flange = 2,5 in
Inside corner radius = 5,5 in
Untuk th< 1 in (td = ¼ in) perkiraan blank diameter (bd) adalah :
bd = OD +42
OD+ 2 . Sf + 2/3 . icr (Brownell and Young. Eq.5- 12,p.88)
= 96,97 in
= 8,0808 ft
Volume dish head = ¼ ð (bd)2 × th
= ¼ ð (8,0808)2 (0,25)
= 1,0679 ft3
Berat head = Volume head × steel
= 1,0679 ft3
× 490 lb/ft3
= 523,2857776 lb = 237,8571 kg
Berat head = 475,71 kg
3. Berat isolator
W = V x ñ
Ro = isolasi
shellot
D
2
,
= 3,59895 + 0,0933 = 3,6922889 ft
Ri = 2
D shell,o= 7,1979/2 = 3,59895 ft
W = .RR3
2 3i
3o
ñis = 271 lb/ft3
W = 2/3 x 3,14 x (3,69228893 – 3,59895
3) x 271
= 131,7948 lb
= 59,9067 kg
4. Berat opening
1). Berat manhole
Manhole 20 in = 428 lbm (Megyesy, pp. 389)
Berat tutup = 29,22 lbm (Megyesy, pp. 384)
Berat manhole = 457,22
2). Berat nozzles
Tabel F.6 Perhitungan Berat Nozel
Keterangan Ukuran Nozel, in Berat Nozel, lb
Pipa umpan liquid 6 9,5
Pipa steam masuk 6 9,5
Pipa produk CH3OH uap 2 0,61
Total 16 20,22
Berat total Opening = 20,22 lb = 9,18 kg
5. Berat bahan dalam Deflector & “Shell and Tube”
Berat tube
Diameter tube = 0,07667 ft
Panjang tube = 12 ft
ρ tube = 490 lb/ft3
xlxIDW 2
4
W
lb01462,872.1
6912 0,076674
π 2
= 850,915 kg
Berat penyangga tube (baffle)
Jumlah buffle = 33 buah
Baffle cut = 0,3175 ft
ρ steel = 490 lb/ft3
IDs = diameter dalam shell
= 17 ¼ in
= 1,4375 ft
Maka baffle cut = 0,25 x 1,4375 ft = 0,35937 ft
Baffle space = 1/4 IDs
= 1/4 x 17 ¼ in = 4,3125 in = 0,359375 ft
Berat Penyangga = V x densitas stainless steel
= 34 x 3,14 x (IDs – baffle cut) x ρ steel
= 34 x 3,14 x (1,4375 ft - 0,35975 ft) x 490 lb/ft3
= 5.637,9681 lb = 2.557,326 kg
Berat Tube Sheet
Diameter tube sheet = 17,25 in = 1,4375 ft
Tebal tube sheet = 0,1875 in = 0,016 ft
tsDW 2
41
= ¼ x 3,14 x (1,4375 ft )2 x 0,016 ft x 490,5731 lb/ft
3
= 12,73 lb
Wts = 2 buah tube sheet x 12,73 lb = 25,46 lb = 11,55 kg
Berat liquid pada Deflector
Waktu tinggal Long tube vertical vaporizer 5-10 menit (Ulrich,1984)
diambil 5 menit = 0,0833333 jam
Pada Deflector Diketahui volume liquid = 25,29kg/jam
W = 25,29 kg/jam x 0,0833 jam
= 2,1067 kg
Berat umpan masuk = 2.529,13 kg/jam
Pada Deflector Diketahui volume liquid = 2.529,13 kg/jam
W = 2.529,13 kg/jam x 0,0833 jam
= 210,67 kg
Berat steam (pemanas)
Kebutuhan steam = 7179,01 kg/jam
Sehingga berat steam :
W = 7179,01 kg/jam × 0,0833 jam
= 598,01 kg
Berat CH3OH uap
Berat CH3OH uap = 2.503,84kg/jam
Sehingga CH3OH uap:
W = 2.503,84 kg/jam × 0,0833 jam
= 208,57 kg
Total berat vaporizer = 1019,357 kg
H. Desain Sistem Penyangga
Berat untuk perancangan = 1,2 × berat mati reaktor
= 1,2 × 1019,357 kg
= 1223,23 kg = 48,073 lbm
Reaktor disangga dengan 4 kaki.
Kaki penyangga dilas ditengah – tengah ketingggian (50 % tinggi Deflector).
1. Leg Planning
Digunakan kaki (leg) tipe I-beam dengan pondasi dari cor atau beton.
Gambar F.14 Kaki penyangga tipe I beam
Karena kaki dilas pada pertengahan ketinggian vaporizer, maka ketinggian
kaki:
(Hleg) = ½ Hr + L
Dimana : Hr : tinggi total Deflector, ft
L : jarak antara bottom Deflector ke pondasi (digunakan 5 ft)
Hr = 34,31 ft
11
2
2
Sehingga:
(Hleg) = (½ ×34,31) ft + 5 ft
= 22,155 ft = 248,856 in
Digunakan I-beam 8 in (Brownell and Young, App. G, item 2)
Dimensi I-beam :
Kedalaman beam = 8 in
Lebar flange = 4,171 in
Web thickness = 0,441 in
Ketebalan rata-rata flange = 0,425 in
Area of section (A) = 6,71 in2
Berat/ft = 23 lbm
Peletakan dengan beban eksentrik (axis 1-1) :
I = 64,2 in4
S = 16 in3
r = 3,09 in
Peletakan tanpa beban eksentrik (axis 2-2) :
I = 4,4 in4
S = 2,1 in3
r = 0,81 in
Cek terhadap peletakan sumbu axis 1-1 maupun axis 2-2 .
a) Axis 1-1
l/r = 248,856 in / 3,09 in = 80,5359 (l/r < 120, memenuhi)
(Brownell and Young, 1959, p.201)
Stress kompresif yang diizinkan (fc):
(fc) = )r./18000(l1
1800022
(Pers. 4.21, brownell and Young, 1959)
= ) 09,3/18000(248,856 1
1800022
= 531,751 lbm/in2 (<15.000 psi , sehingga memenuhi)
(Brownell and Young, p.201)
Jarak antara center line kolom penyangga dengan center line shell (a) dari
(gambar F.6) :
a = (½ × lebar flange) + 1,5
= (½ × 4,171) + 1,5
= 3,5855 in
y = ½ × lebar flange = ½ × 4,171 = 2,0855 in
Z = I/y = 64,2/2,0855 = 30,784 in3
Beban kompresi total maksimum tiap leg (P) :
P
Gambar F.15 Sketsa beban tiap lug
n
WΣ
Dn
L)(HP4P
bc
w
(Pers. 10.76, Brownell and Young, 1959)
Dimana:
Pw = beban angin total pada permukaan yang terbuka, lbm
H = tinggi vaporizer di atas pondasi, ft
L = jarak dari fondasi ke bagian bawah Vaporizer, ft
Dbc = diameter anchor-bolt circle, ft
n = jumlah penyangga, n
ÓW = berat vaporizer kosong + berat liquid dan beban mati lainnya, lbm
= 557.836,5824 lbm
Umumnya vessel dengan penyangga lug atau lug supported memiliki
ketinggian yang lebih rendah dibandingkan skirt supported vessel, sehingga
wind load sangat minor pengaruhnya. Wind load cenderung mempengaruhi
vessel jika vessel dalam keadaan kosong. Berat vessel dalam keadaan terisi
oleh cairan cenderung stabil (Hal.197, Brownell & Young, 1959). Jadi, nilai
Pw = 0, kemudian persamaan di atas menjadi :
n
WΣP =
4
lb 24557.836,58 m = 139.459,1456 lbm
Menghitung beban eksentrik :
(fec) = Z
aP. (Pers. 10.98, Brownell and Young, 1959)
=
30,784
3,5855 56139.459,14 = 16.243,203 lbm/in
2
Luas penampang lintang:
f = fc – fec
= 531.751– 16.243,203
= 515.508,23
A = f
P (Pers. 10.98, Brownell and Young, 1959)
= 515.508,23
56139.459,14 = 0,27 in
2 < A pada tabel (6,71 in
2), maka memenuhi
b) Axis 2-2
l/r = 54,25 in/ 0.63 in = 86,90 (l/r < 120, memenuhi)
(Brownell and Young, 1959, p.201)
2. Lug Planning
P = 139.459,1456 lbm
Masing-masing penyangga memiliki 4 baut (bolt)
Beban maksimum tiap baut:
Pbolt = bn
P = 34.864,78 lbm
Luas lubang baut:
Abolt = bolt
bolt
f
P (Pers.10.35, Brownell and Young, 1959)
Dengan : fbolt = stress maksimum yang dapat ditahan oleh setiap
baut
= 12000 psi
Abolt = 2
m
m
/inlb 12.000
lb 34.864,78 = 2,905 in
2
Digunakan baut thread standar dengan diameter = 3 in (Brownell and
Young,Tabel. 10.4, hal.188).
a) Ketebalan plat horizontal
thp= allow
y
f
M6 (Pers.10.41, Brownell and Young, 1959)
My=
11
e
l2ln1
4
P(Pers.10.40, Brownell and Young, 1959)
Dimana:
thp = tebal horizontal plat, in
My = bending momen maksimum sepanjang sumbu radial, in-lbm
P = beban baut maksimum, lbm
= 139.459,1456 lbm
A = panjang kompresi plate digunakan,
= ukuran baut + 9 in = 3 in + 9 in = 11 in
h = tinggi gusset
= 12 in (Brownell and Young, 1959, p.192)
b = lebar gusset, in
= ukuran baut + 8 in = 3 in + 8 in = 11 in
l = jarak radial dari luar horizontal plate luar ke shell, in
= 6 in
ì = poisson’ratio (untuk steel, ì = 0,3) (Brownell and Young, 1959)
fallow= stress yang diizinkan untuk baut
= 12,000 psi
γ1 = konstanta dari tabel 10.6 Brownell and Young, 1959
e = jarak konsentrasi beban
= setengah dari dimensi nut, in
= ½ × 3in = 1 ½ in
Ketebalan plat kompresi:
l
b = 11 in/6 in = 1,8333
Dari Tabel 10.6, Brownell and Young, 1959, diperoleh γ1 = 0,075
My =
0,0751
½ 1
)6(2ln3,01
.4
56139.459,14
= 23.770,06 in-lb
thp = 17500
23.770,066
= 2,8 in. Digunakan plat standar dengan ketebalan 3 in
b) Ketebalan gusset
(tg) = 3/8 × thp (Pers.10.47, Brownell and Young, 1959)
= 3/8 × 3 in = 1,125 in, dipilih 1 ½ in
3. Base Plate Planning
Digunakan I- beam dengan ukuran 8 in dan 23 lbm/ft
Panjang kaki (Hleg) = 16,6841 ft = 200,2092 in
Sehingga berat satu leg = 28,85 ft × 23 lbm/ft = 663,55 lbm
Beban base plate (Pb) = berat 1 leg + P
= 663,55 lbm + 142.264,9147 lbm
= 142.928,4647 lbm
Base plate area (Abp) = Pb/f
Dimana:
Pb = base plate loading
f = kapasitas bearing (untuk cor, f = 545 psi)
Abp = psi455
lb 47142.928,46 m = 262,254 in2 (= Abp min)
Untuk posisi leg 1-1
Abp = lebar (le) × panjang (pa)
= (0,8 fw + 2n)(0,95 hb + 2m)
Dimana:
fw = lebar flange = 4,171 in
hb = kedalaman beam = 8 in
m = n (diasumsikan awal)
m
n
0,9
5 h
b
0,8 fw
le
pa
Gambar. F.16. Sketsa area base plate
Abp = (0,8 × 4,171 + 2n)(0,95 × 8 + 2n) = 151,15
(3,3368 + 2n) (7,6 + 2n) = 151,15
4n2 + 21,8736 n -125,7903 = 0
Dapat diselesaikan sehingga diperoleh:
n1 = -8,9731 , n2 = 3,5047
Maka, le = (0,8 × 4,171) + (2 × 3,5047) = 10,3462 in
pa = (0,95 × 8) + (2 × 3,5047) = 14,6094 in
Umumnya dibuat pa = le, maka dibuat pa = le = 15 in
Abp,baru = 225 in2
nbaru = [15 –(0,8 × 4,171)]/2 = 5,8316 in
mbaru = [15 –(0,95 × 8)]/2 = 3,7 in
Tebal base plate:
tbp = (0,00015 × Pa × n2)1/2
Dimana:
Pa = tekanan aktual
Pa = baru,bpA
P =
225
81993 = 364,4133 psi
tbp = (0,00015 × 364,4133 × 5,83162)1/2
= 1,3634 in. Digunakan plat standar 1 7/16 in
4. Vibration
Perioda dari vibrasi pada vessel harus dibatasi, karena vibrasi yang
berlangsung dalam perioda yang cukup lama akan menimbulkan suatu
kerusakan pada vessel.
Perioda vibrasi, (T)
21
51065.2
t
Dw
D
HT (Brownell and Young, 1959, pers. 9.68)
Keterangan :
D = Outside diameter = 17,625ft
H = Tinggi Vaporizer temasuk penyangga = 31,476 ft
w = Berat Vaporizer, lb/ft tinggi
= 17.722,6 lb/ft tinggi
t = Ketebalan shell, in = 3/16 in = 0,1875 in
Sehingga:
T
5,02
5
0,1875
17,625 17.722,6
17,625
31,47610.65,2
T = 1,0908 detik
Dari Tabel 9.3 hal 167 Brownell & Young, 1959, diperoleh koefisien
seismic ( C ) = 0,04.
Periode maksimum vibrasi dirumuskan dengan (Megysey, 1983) :
Vg
WH0,80Ta
V = CW
Keterangan :
V = Total shear, lb = 708,904 lb
g = 32,2 ft/s2, percepatan gravitasi
32,2(708,904)
31,476 17.722,60,80Ta
= 3,95 detik
T < Ta = periode vibrasi diijinkan
5. Desain Anchor Bolt
Vessel harus merekat erat pada concrete fondation, beam dengan anchor
bolt. Jumlah anchor bolt harus 4 atau kelipatannya untuk setiap vertikal
shell, pada shell yang tinggi sebaiknya menggunakan 8 buah anchor bolt
atau tergantung pada besarnya diameter shell. Agar merekat kuat pada
concrete fondation, anchor bolt sebaiknya tidak dipasang terlampau dekat,
yakni tidak kurang dari 18 in (Megyesy, 1983).
Diameter tempat bolt-bolt dipasang diasumsikan sebesar 30 in.
As = Area di dalam lingkaran bolt
= 3,14×(30/2)2 = 706,8583 in
2
CB = Circumference pada lingkaran bolt
= 2 × 3,14 × (30/2) = 94,2478 in
Menentukan area bolt
Karena tidak ada pengaruh angin, maka T diabaikan.
Keterangan :
SB = Maximum allowable stress value dari material bolt
Menggunakan bahan carbon steel, SA 325
Allowable pressure = 15000 psi
CB = Circumference pada lingkaran bolt = 94,2478 in
N = jumlah dari anchor bolts = 4 buah (Tabel B, Megyesy hal 69)
NS
CTB
B
B
.
.4
Area bolt yang diperlukan = 0,0016 in2.
Dipakai bolt area seluas 0,126 in2
dari Tabel 10.4 Brownell&Young hal 188 untuk area bolt seluas 0,126 in2,
maka ukuran bolt = ½ in
6. Beban Karena Gempa
Magnitud akibat tekanan gempa merupakan hasil dari berat vessel dan
koefisien seismic (C) yang merupakan fungsi dari vibrasi.
Momen karena gempa
Msx =
2
2 34
H
XHXwC (Brownell and Young, 1959, pers. 9.71)
Keterangan :
Msx = Momen bending, in-lb
C = Dari Tabel 9.3 (Brownell and Young, 1959), untuk zone 1 dan
T > 1 s diperoleh, C = 0,02
X = H = Tinggi shell total = 31,476 ft
W = Berat shell = 253.029,0954 kg = 557.836,5824 lbm
Msx =
2
2
31,476
31,476 31,476331,476 24557.836,5802,04 xxxx
= 6.357.762,13 in-lb
Stress karena gempa, fsx
fsx = )2 ctr
M
s
sx
(Brownell and Young, 1959, pers. 9.72)
125,01875,08125,7
136.357.762,2
= 530.780 psi
Keterangan:
r = jari-jari shell + isolasi, in
ts = tebal shell, in
c = faktor korosi, in
G. Perancangan Pondasi
Perancangan pondasi dengan sistem konstruksi pondasi beton terdiri dari
campuran: semen : kerikil : pasir, dengan perbandingan 1 : 2 : 3. Direncanakan
pondasi berbentuk limas terpancung, dianggap hanya gaya vertikal dari berat
kolom yang bekerja pada pondasi. Asumsi tanah pondasi adalah clay dengan
safe bearing maksimal 10 ton/ft2 (Tabel 12,2 Hess & Rushton). Pondasi
dibuat dari beton dengan specific gravity 2,65 dan densitas 140 lb/ft3 (Dirjen
Bina Marga DPU & Tenaker).
Berat menara (termasuk perlengkapannya) yang diterima oleh :
I-Beam pada kondisi operasi = 557.836,5824 lb
Berat I-Beam yang diterima oleh base plate adalah = 139.459,1456 lb
Jadi berat total yang diterima pondasi adalah = 697.295,828 lb
Digunakan tanah dengan :
Luas bagian atas (a) = 13949,9721 in2 (3 m × 3 m)
Luas bagian bawah (b) = 24799,9504 in2 (4 m × 4 m)
Tinggi pondasi = 60 in
Volume pondasi (V) = (1/3) × tinggi pondasi × ((a + b) + (a ×b)1/2
)
= 573498,853 in3
= 331,8859 ft3
Berat pondasi (W) = V × densitas beton
= 331,8859 ×140 = 46464,0274 lb
Jadi berat total yang diterima tanah adalah :
Wtotal = 697.295,828 lb + 46.464,0274 lb = 743.759,8554 lb
Tegangan tanah karena beban (τ) = P/F < 10 ton
keterangan : P = beban yang diterima tanah (lb)
F = luas alas (ft2)
Jadi tegangan karena beban (τ) :
τ = 743.759,8554 lb / 24799,9504 in2
= 29,99 lb/in2
= 1,9161 ton/ft2
< 10 ton/ft2
Pondasi dapat dipasang pada tanah clay, karena tegangan tanah karena beban
(τ) kurang dari safe bearing maksimal pada tanah clay.
A
B
C
DE
F
G
H
I
J K
Gambar F.17 Vaporizer (VP-201)
Keterangan:
A. Menhole G. Baffle
B. Deflector H. Saluran Steam Keluar
C. Saluran Keluar Produk (uap) I. Tube Sheet
D. Saluran Keluar Produk (liquid) J Head Stationer
E. Saluran Steam Masuk K. Saluran Produk Masuk
F. Tube
OA = 17,026 in
OD = 86,375 in
ID =
icr = 5,5, in
th = ¼ in
86
14,276
Sf = 2,5 in
in
in
Gambar F.18 Standard Dished Head of Vaporizer (VP-201)
Odt = 1 ¼ in
PT = 1 9/16 in
A B
C
C’
60°
60°
60°
Triangular pitch
17,625
Gambar F.19 Susunan Tube
Keterangan:
PT = jarak antara 2 pusat pipa
PT = 1 9/16 inchi
Clearance = PT-OD
= 0,3125 inchi
top related