33581_laporan Nitrobenzene Full.pdf

PRARENCANA PABRIK PEMBUATAN NITROBENZENE KAPASITAS 60.000 TON/TAHUN

SKRIPSI Dibuat untuk memenuhi salah satu syarat mengikuti Ujian Sarjana pada Jurusan Teknik Kimia Fakultas Teknik Universitas Sriwijaya

OLEH :

HAMDANI

03111003032

VIESTA LISTUYERI SYARIF

03111003066

FAKULTAS TEKNIK JURUSAN TEKNIK KIMIA UNIVERSITAS SRIWIJAYA PALEMBANG 2016

i

ii

KATA PENGANTAR Puji syukur kepada Allah Azza Wajalla, atas berkat rahmat, dan karuniaNya tugas akhir yang berjudul “Pra Rencana Pabrik Pembuatan Nitrobenzene Kapasitas 60.000 Ton/Tahun” dapat diselesaikan. Tugas akhir ini disusun sebagai syarat untuk menyelesaikan kurikulum akademik yang ada di Jurusan Teknik Kimia Universitas Sriwijaya. Pada kesempatan ini, banyak terima kasih kepada semua pihak yang telah memberikan bantuan selama pengerjaan Tugas Akhir ini, terutama kepada : 1. Kedua orang tua yang telah memberikan dukungan baik secara materil maupun non materil 2. Ibu Dr.Hj.Tuty Emilia Agustina,S.T.,M.T., selaku Dosen pembimbing Tugas Akhir. 3. Serta semua pihak yang tidak dapat disebutkan satu persatu yang telah berkontribusi hingga tugas akhir ini dapat diselesaikan. Akhirnya, semoga Tugas Akhir ini dapat bermanfaat bagi semua pihak. Inderalaya, Maret 2016

Penulis

iii

ABSTRAK Pabrik Nitrobenzene direncanakan berlokasi di daerah Cilegon, Banten. Pabrik ini meliputi area seluas 8 Ha dengan kapasitas 60.000 ton per tahun. Proses pembuatan Nitrobenzene dilakukan melalui proses pereaksian asam nitrat dengan benzene dengan kehadiran katalis berupa asam sulfat yang berlangsung di Reaktor (R-01) pada temperatur 133oC dan tekanan 4,42 atm dengan reaksi sebagai berikut : HNO3

+

Asam Nitrat

C6H6

C6H5NO2

+ H2 O

benzene

Nitrobenzene

air

Pabrik ini merupakan perusahaan yang berbentuk Perseroan Terbatas (PT) dengan sistem organisasi line and staff , yang dipimpin oleh seorang direktur utama dengan jumlah karyawan 166 orang. Berdasarkan hasil analisa ekonomi, maka pabrik ini layak didirikan dengan perincian sebagai berikut : a) Total Capital Investment (TCI)

: US$ 17.942.881,9233

b) Biaya produksi per tahun

: US$ 118.307.013,3163

c) Total penjualan per tahun

: US$ 130.069.377,4181

d) Laba bersih per tahun

: US $ 8.821.773,0764

e) Annual Cash Flow (ACF)

: US $ 10.128.014,8804

f) Pay Out Time

: 2 tahun

g) Rate Of Return On Investment

: 49,1659 %

h) Break Event Point

: 36,3293 %

i) Service Life

: 11 tahun

iv

DAFTAR ISI

HALAMAN JUDUL .......................................................................................... i KATA PENGANTAR ......................................................................................... ii DAFTAR ISI ....................................................................................................... iii DAFTAR GAMBAR............................................................................................ v DAFTAR TABEL .............................................................................................. vi DAFTAR LAMPIRAN ......................................................................................vii INTISARI .......................................................................................................... viii BAB I PEMBAHASAN UMUM ....................................................................... 1.1. Latar Belakang ................................................................................ 1.2. Sejarah dan Perkembangan ............................................................. 1.3. Proses Pembuatan ........................................................................... 1.4. Sifat Fisika dan Kimia ....................................................................

1 1 2 3 7

BAB II PERENCANAAN PABRIK ................................................................. 14 2.1. Alasan Pendirian Pabrik .................................................................. 14 2.2. Pemilihan Bahan Baku ..................................................................... 15 2.3. Pemilihan Proses ............................................................................. 15 2.4. Pemilihan Kapasitas..........................................................................16 2.5. Uraian Proses ................................................................................... 17 BAB III LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK ................................................... 21 3.1. Lokasi Pabrik .................................................................................. 21 3.2. Tata Letak Pabrik ............................................................................ 22 3.3. Luas Area ........................................................................................ 23 BAB IV NERACA MASSA DAN NERACA PANAS ....................................... 27 4.1. Neraca Massa .................................................................................. 27 4.2. Neraca Panas ................................................................................... 34 BAB V UTILITAS ............................................................................................. 41 5.1. Unit Pengadaan Air ......................................................................... 41 5.2. Unit Pengadaan Steam .................................................................... 46 5.3. Unit Pengadaan Listrik ................................................................... 46 5.4. Unit Pengadaan Bahan Bakar ......................................................... 49 5.5. Unit Pengadaan Refrigerant ............................................................ 50 BAB VI SPESIFIKASI PERALATAN ............................................................ 52 BAB VII ORGANISASI PERUSAHAAN ......................................................90 7.1. Bentuk Perusahaan ...........................................................................90 7.2. Struktur Perusahaan. ........................................................................91 7.3. Tugas dan Wewenang ..................................................................... 92 7.4. Sistem Kerja .................................................................................... 95 v

7.5. Penentuan Jumlah Karyawan .......................................................... 97 BAB VIII ANALISA EKONOMI .................................................................. 103 8.1. Keuntungan (Profitabilitas) ............................................................ 104 8.2. Lama Waktu Modal ...................................................................... 105 8.3. Total Modal Akhir ......................................................................... 107 8.4. Laju Pengembalian Modal ……………………………………… 109 8.5. Break Even Point (BEP) …………………………………………110 8.6. Kesimpulan Analisa Ekonomi ………………………………….. 113 BAB IX KESIMPULAN …………………………………………………….. 114 BAB X TUGAS KHUSUS…………………………………………………….115 DAFTAR NOTASI............................................................................................ 136 DAFTAR PUSTAKA LAMPIRAN

vi

DAFTAR GAMBAR Halaman Gambar 2.1.

Flowsheet Proses Pembuatan Nitrobenzene…...............................20

Gambar 3.1. Peta Lokasi Pabrik..........................................................................24 Gambar 3.2.

Lokasi Pabrik.................................................................................24

Gambar 3.3.

Layout Pabrik…………………………………………………….25

Gambar 3.4.

Tata Letak Peralatan.......................................................................26

Gambar 5.1.

Siklus recycle refrigerant……………………………………… .50

Gambar 7.1.

Struktur Organisasi Perusahaan...................................................102

Gambar 8.1.

Grafik Break Event Point.............................................................110

vii

DAFTAR TABEL Halaman Tabel 2.1.

Kebutuhan Nitrobenzene…...............................................................96

Tabel 7.1.

Pembagian Jam Kerja Pekerja Shift..................................................96

Tabel 7.2.

Perincian Jumlah Karyawan..............................................................99

Tabel 8.1.

Angsuran Pengembalian Modal......................................................106

Tabel 8.2.

Kesimpulan Analisa Ekonomi.........................................................113

viii

DAFTAR LAMPIRAN Halaman Lampiran 1. Perhitungan Neraca Massa………………….….............................148 Lampiran 2. Perhitungan Neraca Panas.......... ....................................................189 Lampiran 3. Perhitungan Spesifikasi Peralatan...................................................249 Lampiran 4. Perhitungan Ekonomi…….……………………………………….451

ix

BAB I PEMBAHASAN UMUM

1.1.

Latar Belakang Dunia industri di Indonesia terus mengalami peningkatan setiap tahunnya.

Indonesia sebagai negara yang berkembang, sudah selayaknya meningkatkan pembangunan dibidang industri. Dengan pembangunan dibidang industri diharapkan bangsa Indonesia dapat mengurangi ketergantungan terhadap negara luar. Pembangunan industri ditujukan untuk memperkuat struktur ekonomi nasional dengan keterkaitan yang kuat antar sektor, menambah lapangan pekerjaan, dan mengurangi ketergantungan akan dana luar negri. Salah satu sektor industri yang terus berkembang secara terintegrasi adalah industri kimia. Berbagai jenis industri kimia tumbuh pesat di Indonesia, baik itu industri hulu maupun industri hilir. Perkembangan industri hilir dan juga industri bahan setengah jadi yang pesat selama ini, merupakan pendorong dibangunnya industri-industri hulu. Dengan kata lain, kebutuhan bahan baku atau penyedia bahan baku dalam sektor industri saling terkait. Oleh karena itu, pembangunan industri kimia haruslah seimbang antara industri hulu yang merupakan penyedia bahan baku, dengan industri hilir yang akan memproses bahan baku tersebut menjadi produk. Indonesia hendaknya bisa mengembangkan industri secara efektif agar mampu bersaing dengan pasar global. Selain itu diharapkan industri Indonesia dapat merubah paradigma dari negara konsumen menjadi negara produsen hingga sejajar dengan negara – negara besar lainnya. Salah satu industri yang bisa dipertimbangkan untuk didirikan di Indonesia adalah industri petrokimia aromatik, yaitu industri Nitrobenzene. Hal yang bisa dijadikan pertimbangan dalam pendirian pabrik nitrobenzene ini adalah dilihat dari aspek ekonominya. Sebagian besar penggunaan nitrobenzene adalah pada pembuatan anilin, namun banyak industri lain yang menggunakan nitrobenzene sebagai bahan baku seperti industri obat-obatan, pewarna, bahan celup, ataupun sebagai pelarut. Maka dari itu,

di

Indonesia

memungkinkan

untuk

1

didirikan

pabrik

nitrobenzene

1.2.

Sejarah dan Perkembangan Senyawa nitro-aromatik paling awal didapatkan oleh Mitscherlich pada

tahun 1834 dengan memperlakukan hidrokarbon yang berasal dari tar batubara dengan uap asam. Pada 1835 Laurent bekerja pada nitrasi naftalena, hidrokarbon aromatik murni yang tersedia pada waktu itu. Pada pertemuan tahunan di Inggris tahun 1838, Dale mengatakan bahwa senyawa nitro campuran berasal dari crude benzen. Tidak sampai 1845, Hofmann dan Muspratt melaporkan kerja yang sistematis pada nitrasi benzen untuk menghasilkan mono dan dinitrobenzene dengan menggunakan campuran asam nitrat dan asam sulfat. Produksi nitrobenzene skala kecil pertama kali didestilasi secara hati-hati untuk memberikan cairan berwarna kuning dengan bau almond pahit untuk dijual ke produsen sabun dan parfum sebagai essence. Jumlah senyawa alami nitroaromatik sangat kecil; pertama kali yang diakui adalah kloramfenikol, senyawa yang diekstrak dari jamur tanah Streptomyces venezuelas dan diidentifikasi pada tahun 1949. Penemuan ini mendorong penyelidikan peran kelompok nitro di aktivitas farmakologi, setelah sebelumnya (1943) penemuan dari aktivitas antibakteri turunan nitrofuran. Banyak obat-obatan sintetis dan agrokimia mengandung gugus aromatik nitro, meskipun fungsi kelompok nitro tidak jelas. Sebagian besar senyawa nitro, atau turunannya, adalah zat perantara untuk pewarna, bahan kimia pertanian, farmasi, atau bahan kimia lainnya untuk bahan sintetis dan bahan peledak. Nitrobenzene, C6H5NO2, merupakan cairan berwarna kuning pucat yang memiliki bau menyerupai almond. Tergantung pada kemurniannya, warnanya bervariasi dari kuning pucat sampai coklat kekuningan. Nitrobenzene pertama kali disintesis tahun 1834 dengan memperlakukan benzen dengan uap asam nitrat, dan pertama kali diproduksi secara komersial di Inggris tahun 1856. Sebagian besar kegunaan nitrobenzene adalah sebagai bahan baku untuk produksi anilin, yang digunakan untuk pembuatan zat warna (pigment). Nitrobenzene digunakan sebagai solvent dalam pengolahan minyak, sebagai

2

solvent dalam pembuatan eter selulosa dan asetat selulosa (sekitar 1.5%), dalam reaksi Friedel-Crafts untuk mempertahankan katalis dalam larutan (melarutkan aluminium klorida anhidrat sebagai hasil pada pembentukan kompleks) dan dalam pembuatan dinitrobenzene dan dinitroanilin (sekitar 0.5%). Nitrobenzene juga digunakan untuk memproduksi berbagai produk lainnya, seperti para-aminofenol (PAP) dan bahan celup nigrosin. PAP terutama digunakan sebagai bahan pendukung untuk asetaminofen (parasetamol), sedangkan bahan celup nigrosin digunakan secara besar-besaran untuk pewarnaan hitam pada plastik, tinta, tekstil, dan semir sepatu. Dunlap (1981) melaporkan bahwa sebagian besar produksi anilin dan substitusi nitrobenzene lainnya dari nitrobenzene masuk ke pembuatan berbagai plastik monomer dan polimer (50%) dan bahan kimia karet (27%), dengan proporsi yang lebih kecil ke dalam sintesis hydroquinon (5%), pewarna dan zat perantara (6%), obat-obatan (3%), pestisida dan barang-barang khusus lainnya (9%). Dulu penggunaan nitrobenzene sebagian kecil digunakan sebagai agen penyedap, sebagai pelarut dalam menandai tinta dan logam, mebel, lantai dan semir sepatu, sebagai parfum, termasuk dalam sabun wangi, sebagai pewarna perantara, sebagai deodoran dan desinfektan, untuk pemurnian minyak pelumas dan sebagai agen penyedap. Hal ini tidak diketahui apakah masih dapat digunakan di beberapa negara sebagai pelarut di beberapa produk konsumen (misalnya, semir sepatu). (Othmer and kirk, 1991) 1.3.

Macam-Macam Proses Pembuatan Nitrobenzene Nitrobenzene secara komersial dihasilkan dengan cara nitrasi langsung

pada benzen menggunakan asam campuran. Asam campuran atau asam penitrasi tersebut terdiri dari asam nitrat dan asam sulfat. Dua asam ini dibentuk dalam campuran reaksi, dan reaktan disalurkan antar zat tersebut, laju nitrasi dikendalikan oleh perpindahan massa antar fase tersebut seperti kinetika kimia. Nitrobenzene dapat diproduksi baik secara batch atau kontinyu. Macam –macam proses pembuatan nitrobenzene, diantaranya : a. Proses nitrasi batch b. Proses reaktor tubular

3

c. Proses nitrasi kontinyu d.

Proses nitrasi kotinyu adiabatik

e. Proses nitrasi kontinyu isotermik 1.3.1. Proses Nitrasi Batch Dengan proses batch, reaktor diisi dengan benzen, kemudian asam penitrasi (56-60 %massa H2SO4, 27-32% massa HNO3, dan 8-17 %massa H2O) ditambahkan secara perlahan dibawah permukaan benzen. Temperatur campuran dipertahankan 50-55oC dengan mengatur laju feed asam campuran dan sejumlah pendingin. Temperatur dapat dinaikkan kira-kira 90oC hampir akhir reaksi untuk menaikkan penyelesaian reaksi. Campuran reaksi diumpankan ke dalam separator dimana spent acid mengendap di dasar dan dikeluarkan. Crude nitrobenzene dikeluarkan dari bagian atas separator dan dicuci dengan beberapa langkah dengan mengencerkan bahan pencuci, seperti sodium karbonat, sodium hidroksida, magnesium hidroksida, dan lain-lain, kemudian air. Tergantung pada kemurnian nitrobenzene yang diinginkan, produk

dapat

didestilasi. Biasanya excess benzen yang kecil digunakan untuk meyakinkan bahwa sedikit atau tidak asam nitrat yang menetap dalam spent acid. Waktu reaksi batch umumnya 2-4 jam, dan menghasilkan 95-98 %massa berdasarkan pada benzen yang diisi. Pemisahan nitrobenzenee biasanya terjadi dalam dasar tangki timah berbentuk kerucut. Beban nitrator yang diizinkan untuk menetap di sini selama 412 jam, ketika spent acid diambil dari bagian bawah tangki timah dan dikirim ke tangki spent acid untuk pengendapan tambahan atau untuk perlakuan benzen yang selanjutnya untuk dinitrasi, dengan tujuan untuk mengekstrak sisa nitrobenzene. Nitrobenzene tersebut kemudian dikirim ke bagian penetralisir. Bak penetralisir dapat berupa bak timah berbentuk kerucut besar mengandung udara, yang digunakan untuk pengadukan nitrobenzenee selama proses pencucian, atau ketel besi standar yang sama untuk nitrator dengan pengadukan sleeve and propeller. Vesel penetralisir dipersiapkan dengan air hangat, yang dikirimkan dari tong yang berdekatan, dan nitrobenzenee dimasukkan ke dalamnya. Nitrobenzene ini diaduk sepenuhnya dan dihangatkan dengan uap baru selama 30 menit, atau sampai

4

netral, kemudian dibiarkan mengendap dengan periode yang sama. Air asam kemudian mengalir melalui bagian outlet menuju ke labirin di mana hampir semua nitrobenzene akan mengendap. Temperatur yang diberikan pencucian netalisir adalah 40-50oC dengan larutan natrium karbonat hangat, sampai alkali menjadi fenolftalein. (Othmer and kirk,2007) 1.3.2. Proses Reaktor Tubular Reaktor aliran fase gas yang paling homogen adalah tubular. Nitrator juga dapat didesain sebagai reaktor tubular, misalnya, tube-and-shell heat exchanger dengan pendinginan yang tepat, melibatkan aliran turbulen. Umumnya, dengan reaktor tubular, campuran reaksi dipompa melalui reaktor dalam putaran recycle dan bagian campuran ditarik dan dimasukkan ke separator. Sedikit kelebihan benzen biasanya dimasukkan ke nitrator untuk memastikan bahwa asam nitrat dalam asam penitrasi dikonsumsi semaksimal mungkin dan untuk meminimalkan pembentukan dinitrobenzene. o

Suhu nitrator dijaga pada 50- 100 C dengan memvariasikan jumlah pendinginan. Campuran reaksi mengalir dari nitrator ke separator atau sentrifuge di mana campuran tersebut dipisahkan menjadi dua tahap. Reaktor tubular [yaitu, plug flow reactor (PFR)] relatif mudah untuk mempertahankan (tidak ada bagian yang bergerak), dan biasanya menghasilkan konversi tertinggi per volume reaktor dari beberapa reaktor aliran. Kerugian dari reaktor adalah hotspot dapat terjadi ketika reaksi eksotermis. Reaktor tubular umum ditemukan dalam bentuk satu tube panjang. (Othmer and kirk,2007) 1.3.3. Proses Nitrasi Kontinyu Benzen dan asam penitrasi (56-65% massa H2SO4, 20-26 % massa HNO3, dan 15-18% massa air) yang dimasukkan ke dalam nitrator, dapat dengan diaduk reaktor silinder dengan kumparan pendingin internal dan penukar panas eksternal. Urutan dasar operasi untuk proses kontinyu adalah sama dengan proses batch; namun untuk tingkat produksi tertentu, ukuran nitrator jauh lebih kecil dalam proses kontinyu. Nitrator kontinyu berukuran 0,114-m3 (30-gal) kira-kira memiliki kapasitas produksi yang sama seperti reaktor batch 5.68-m3 (1500-gal).

5

Nitrasi dalam proses kontinyu dapat berlangsung dengan penghilangan panas reaksi, seperti secara adiabatik, atau isotermal. (Othmer and kirk,2007) 1.3.3.1. Proses Kontinyu Adiabatik Sebuah

proses

nitrasi

adiabatik

dikembangkan

untuk

produksi

nitrobenzene. Metode ini perlu untuk menghilangkan panas reaksi dengan melakukan pendinginan yang berlebihan. Kelebihan panas dapat digunakan dalam tahap reconcentration asam sulfat. Keuntungan tambahan dari metode ini adalah pengurangan waktu reaksi 0,5-7,5 menit. Tahap nitrasi dilakukan pada suhu lebih tinggi dari suhu biasanya, yaitu 120-160oC. Karena kelebihan benzen digunakan, suhu yang lebih tinggi memungkinkan air yang akan dihilangkan sebagai azeotrop air-benzen. Air dipisahkan dan fase benzen, yang berisi sekitar 8% nitrobenzene, di-recycle kembali ke dalam reaktor. Asam sulfat kering kemudian digunakan kembali terus menerus. (Othmer and kirk,2007) Proses adiabatik mengintegrasikan nitrasi dengan konsentrasi asam sulfat, sehingga menggunakan panas nitrasi untuk mengonsentrasikan kembali spent asam sulfat. Hal ini dicapai oleh sirkulasi volume besar asam sulfat melalui nitrator, menyerap panas dari nitrasi tanpa kenaikan suhu yang tidak semestinya. Spent acid kemudian terkonsentrasi di bawah vakum. Pada satu pengamatan bahwa aliran nitrobenzene dari separator digunakan untuk memanaskan umpan benzen. Namun, perawatan harus dilakukan sehingga suhu tidak pernah melebihi 190oC, di mana reaksi sekunder bisa mengakibatkan ledakan. Salah satu tindakan pencegahan keselamatan adalah pemasangan katup pelepas yang akan pecah sebelum suhu mendekati 190oC, sehingga memungkinkan pendidihan pada air dan benzen, akan menurunkan suhu reaktor.(McKetta,1989) 1.3.3.2. Proses Kontinyu Isotermal Proses isotermal berbeda dari proses adiabatik hanya di bagian nitrasi. Dalam proses isotermal, biasanya minimal 2 nitrator bersusun seri yang digunakan sampai dengan 4 nitrator di pabrik besar. Spent acid dan crude nitrobenzene biasanya dipisahkan melalui pengendap gravitasi, tetapi dalam beberapa desain pemisahan sentrifugal digunakan. Spent acid dilucuti bebas dari nitrobenzene dan asam nitrat terlarut baik oleh uap stripping atau melalui benzen

6

ekstraksi-prenitrasi. Hal ini kemudian di-reconcentrate dan di-recycle atau dikeluarkan. Pelucutan spent acid kadang-kadang diabaikan dalam pabrik-pabrik kecil. (McKetta, 1989) 1.4.

Sifat-Sifat Fisika dan Kimia Berikut adalah sifat fisika dan sifat kimia bahan baku dan produk untuk

proses pembuatan nitrobenzene. Bahan baku dari pembuatan nitrobenzene terdiri dari benzen, asam sulfat, dan asam nitrat. Adapun sifat fisika dan kimia pada zat yang bahan untuk pencucian, yaitu sodium hidroksida. 1.4.1. Bahan baku : 1.4.1.1. Benzen

(Othmer and kirk, 2007)

a) Sifat fisika Rumus Molekul

: C6H6

Berat Molekul

: 78 g/mol

Titik beku pada 101.3 kPa : 5.530oC Titik didih 101.3 kPa

: 80.094oC

Massa jenis pada 25oC

: 0.8736 gr/cm3

Tekanan udara, 25oC

: 12.6 kPa

Tegangan permukaan, 25oC : 28.2 dyn/cm Viskositas absolut,25oC

: 0.6010 cP

Temperatur kritis

: 289.1oC

Tekanan kritis

: 4.898 x 103 kPa

Volume krtis

: 259 cm3/mol

Panas pembentukan

: 82.9 kJ/mol

Panas pembakaran

: 3.2676 x 103 kJ/mol

b) Sifat kimia 1) Reaksi

Substitusi

Aromatik

Elektrofilik.

Benzen mengalami

substitusi satu atau lebih pada atom hidrogennya pada berbagai kelompok seperti halogen, nitro, asam sulfat, atau alkil. Reaksi dengan klorin, bromin, atau asam nitrat dikategorikan subsitusi aromatik elektrofilik karena melibatkan serangan pada reagan pencarian elektron pada π-elektron terdelokalisasi cincin aromatik.

7

2) Reaksi Substitusi Nukleofilik Aromatik. Reaksi ini membutuhkan kondisi, dimana terjadi penarikan elektron pada cincin aromatik. Contohnya, konversi p-nitroklorobenzen menjadi p-nitrofenol yang terjadi dengan larutan NaOH pada suhu 160oC. 3) Nitrasi. Nitrasi benzen menjadi nitrobenzene, C6H5NO2, sering terjadi dengan hasil lebih besar dari 95% ketika dicampurkan dengan asam sulfat dan asam nitrat pada 50-55oC. 4) Sulfonasi. Benzen dikonversikan ke dalam asam benzensulfonat, C6H6SO3, melalui reaksi dengan uap asam sulfat (oleum) atau asam klorosulfonat. 5) Alkilasi. Alkilasi Friedel-Crafts pada benzen dengan etilen untuk menghasilkan etilbenzen, C6H10, atau isopropilbenzen, C9H12 (cumene) dengan mudah disempurnakan dalam fase liquid atau uap dengan berbagai jenis katalis seperti BF3, aluminium klorida, atau didukung dengan asam polifosforat. 1.4.1.2. Asam Nitrat

(Othmer and kirk, 2007)

a) Sifat fisika Rumus Molekul

: HNO3

Berat Molekul

: 63 g/mol

Titik beku

: -41.59oC

Titik didih, 1 atm

: 120.5 oC

Panas pembentukan, 25oC

: -174.10 kJ/molkJ/mol

Energi bebas, 25oC

: -80.71 kJ/mol

Panas penguapan, 25oC

:

39.04 kJ/mol

b) Sifat kimia a) Bersifat asam. Karena bersifat asam, asam nitrat dengan mudah bereaksi dengan alkali, oksida, dan karbonat menjadi garam. Aplikasi industri terbesar pada asam nitrat adalah reaksi dengan ammonia untuk menghasilkan ammonium nitrat.

8

b) Bersifat oksidasi. Asam nitrat merupakan agen oksidasi yang sangat kuat (akseptor elektron) yang bereaksi dengan banyak bahan organik (misal terpentin, arang, dan serbuk gergaji). c) Reaksi organik. Asam nitrat digunakan secara luas dalam industri pada alifatik nitrat dan senyawa aromatik. Dalam banyak contoh, nitrasi membutuhkan asam sulfat sebagai agen dehidrasi atau katalis. Tingkat nitrasi yang dicapai tergantung pada konsentrasi asam nitrat dan asam sulfat yang digunakan. 1.4.1.3. Asam Sulfat

(pubchem.com)

a) Sifat fisika Rumus Molekul

: H2SO4

Berat Molekul

: 98.08 g/mol

Wujud

: cairan bening, tak berwarna, tak berbau

Densitas

: 1,84 g/cm3, cair

Titik didih

: 270oC (518oF),terdekomposisi pada 340o C

Kelarutan dalam air

: tercampur penuh

Keasaman (pKa)

: −3

Viskositas

: 26,7 cP (20 °C)

b) Sifat kimia 1)

Reaksi dengan air Reaksi hidrasi asam sulfat sangatlah eksotermik. Air memiliki

massa jenis yang lebih rendah daripada asam sulfat dan cenderung mengapung di atasnya, sehingga apabila air ditambahkan ke dalam asam sulfat pekat, asam sulfat akan dapat mendidih. Reaksi yang terjadi adalah pembentukan ion hidronium: H2SO4 + H2O → H3O+ + HSO4HSO4- + H2O → H3O+ + SO42Afinitas asam sulfat terhadap air cukuplah kuat dan akan memisahkan

atom hidrogen dan oksigen dari suatu senyawa. Sebagai 9

contoh, ketika pati (C6H12O6)n dicampurkan dengan asam sulfat pekat akan menghasilkan karbon dan air yang terserap dalam asam sulfat (yang akan mengencerkan asam sulfat) : (C6H12O6)n → 6n C + 6n H2O 2)

Reaksi dengan basa Sebagai asam, asam sulfat bereaksi dengan kebanyakan basa,

menghasilkan garam sulfat. Sebagai contoh, garam tembaga (II) sulfat dibuat dari reaksi antara tembaga (II) oksida dengan asam sulfat: CuO + H2SO4 → CuSO4 + H2O Asam sulfat juga dapat digunakan untuk mengasamkan garam dan menghasilkan asam yang lebih lemah. Reaksi antara natrium asetat dengan asam sulfat akan menghasilkan asam asetat, CH3COOH, dan natrium bisulfat: H2SO4 + CH3COONa → CH3COOH + NaHSO4 Hal yang sama juga berlaku apabila asam sulfat bereaksi dengan kalium nitrat. Reaksi ini akan menghasilkan asam nitrat dan endapan kalium bisulfat. Ketika dikombinasikan dengan asam nitrat, asam sulfat berperilaku sebagai asam sekaligus zat pendehidrasi, membentuk ion nitronium NO2+, yang penting dalam reaksi nitrasi yang melibatkan substitusi aromatik elektrofilik. Reaksi jenis ini sangatlah penting dalam kimia organik. Asam sulfat bereaksi dengan kebanyakan logam

melalui

reaksi

penggantian

tunggal,

menghasilkan

gas hidrogen dan logam sulfat. Asam sulfat encer menyerang besi, aluminium, seng, mangan, magnesium, dan nikel. 3)

Reaksi dengan logam Reaksi timah dan tembaga memerlukan asam sulfat yang panas

dan pekat. Timbal dan tungsten tidak bereaksi dengan asam sulfat. Reaksi antara asam sulfat dengan logam biasanya akan menghasilkan hidrogen seperti yang ditunjukkan pada persamaan di bawah ini. Namun reaksi dengan timah akan menghasilkan sulfur dioksida. Fe (s) + H2SO4 (aq) → H2 (g) + FeSO4 (aq) 10

Sn (s) + 2 H2SO4 (aq) → SnSO4 (aq) + 2 H2O (l) + SO2 (g) Hal ini karena asam pekat panas umumnya berperan sebagai oksidator, sedangkan asam encer berperan sebagai asam biasa, sehingga ketika asam pekat panas bereaksi dengan seng, timah, dan tembaga, ia akan menghasilkan garam, air dan sulfur dioksida, sedangkan asam encer yang bereaksi dengan logam seperti seng menghasilkan garam dan hidrogen.

Asam

sulfat

menjalani

reaksi substitusi

aromatik

elektrofilik dengan senyawa-senyawa aromatik, menghasilkan asam sulfonat. 1.4.2. Bahan pencucian : 1.4.2.1. Sodium hidroksida 50%

(pubchem.com)

a) Sifat fisika Rumus molekul

: NaOH

Berat molekul

: 40 g/mol

Wujud

: liquid

Warna

: bening

Titik beku

: 14oC (58oF )

Titik didih

: 145 oC (239 oF)

pH

: 14

Specific gravity, 20oC

: 1,52 g/ml

Tekanan uap, 20oC

: 0,20 kPa

Massa jenis uap

: 0,62

b) Sifat kimia 1) Sodium hidroksida merupakan liquid yang bening, memiliki sifat korosif yang tinggi dan reaktif. 2) Larutan NaOH mudah bereaksi dengan logam seperti aluminum, magnesium, zinc, kromium, tembaga, kuningan, perunggu, dan tantalum. 3) Larutan NaOH bereaksi dengan jenis-jenis glukosa seperti fruktosa, galaktosa, dan maltosa untuk menghasilkan karbon monoksida.

11

1.4.3. Produk 1.4.3.1. Nitrobenzene

(Othmer and kirk, 2007)

a) Sifat fisika Rumus Molekul

:

C6H5NO2

Berat Molekul

:

123,11 g/mol

Titik leleh

:

5.85oC

Titik didih pada 101 kPa

:

210.9oC

Densitas (supercooled liquid)

: 1.223 g/cm3

Viskositas pada 15oC

:

2.17 cP

Tegangan permukaan pada 20oC

:

46.34 dyne/cm

Panas spesifik pada 30oC

:

1.509 J/g

Panas laten pada penguapan

:

331 J/g

b) Sifat Kimia 1) Reaksi nitrobenzene meliputi substitusi pada cincin aromatik dan reaksi

yang melibatkan gugus nitro.

2) Di bawah kondisi elektrofilik, substitusi terjadi lebih lambat dibandingkan

benzen, dan gugus nitro menaikkan substitusi meta.

3) Nitrobenzene dapat mengalami halogenasi, sulfonasi, dan nitrasi, tetapi tidak dapat mengalami reaksi Friedel-Crafts. 4) Di bawah kondisi nukleofilik, gugus nitro menaikkan substitusi orto dan para. 1.4.3.2. Air a) Sifat fisika Rumus molekul

: H2O

Massa molar

: 18,05 g/mol

Densitas

: 0,997 g/cm3 (25 oC)

Titik lebur

: 0 oC

Titik didih

: 100 oC

Titik kritis

: 374,1 oC, 22120 kPa

Kapasitas panas

: 75,28 J/mol.K

Viskositas

: 0,894 m.Pa.s (25 oC)

12

b) Sifat kimia 1) Pelarut kimia yang baik (paling sering digunakan). 2) Merupakan reagen penghidrolisa pada reaksi hidrolisa. 3) Memiliki sifat netral (pH = 7). 4) Bersifat polar karena adanya perbedaan muatan.

13

BAB II PERENCANAAN PABRIK

2.1.

Alasan Pendirian Pabrik Perkembangan industri kimia dari tahun ke tahun berdampak pada

meningkatnya kebutuhan akan bahan kimia, baik berupa produk jadi ataupun produk intermediate seperti nitrobenzene. Nitrobenzene merupakan senyawa kimia yang sangat dibutuhkan dalam industri kimia, yaitu produk intermediate sebagai bahan dasar pembuatan produk-produk lain seperti aniline, bahan obatobatan dalam industri farmasi, karet dan pelarut untuk beberapa senyawa. Selama ini, Indonesia melakukan impor nitrobenzen dari negara lain walaupun dengan jumlah yang tidak banyak. Sebagian besar nitrobenzene digunakan untuk bahan baku pembuatan anilin yang kebanyakan diproduksi di luar negeri. China merupakan salah satu negara pengekspor anilin terbesar pertama di Asia. Oleh karena itu dirasakan perlu pembangunan suatu pabrik pembuatan nitrobenzen untuk menunjang kebutuhan nitrobenzen dalam negeri maupun kebutuhan ekspor. Adapun alasan-alasan pendirian pabrik pembuatan nitrobenzen ini adalah sebagai berikut : 1) Semua bahan baku pembuatan nitrobenzen terdapat di Indonesia, yaitu Benzen diperoleh dari PT. Pertamina RU IV Cilacap, Jawa Tengah. asam nitrat dari PT. Multi Nitrotama Kimia di Cikampek, Jawa Barat, asam sulfat dari PT. Indonesian Acids Industry, Jakarta dan sodium hidroksida dari PT. Soda Waru, Surabaya. 2) Dengan didirikannya pabrik nitrobenzen, maka kebutuhan ekspor untuk negara yang kebutuhan nitrobenzene paling tinggi akan terpenuhi. 3) Berdirinya pabrik pembuatan nitrobenzen di Indonesia diharapkan dapat membuka lebih banyak lapangan pekerjaan, sehingga dapat meningkatkan taraf hidup masyarakat. 4) Nitrobenzen merupakan senyawa nitro-aromatik yang bersifat chemical intermediate (zat kimia perantara), sehingga dapat meningkatkan pertumbuhan industri-industri lain yang menggunakan bahan baku nitrobenzene. 2.2.

Pemilihan Bahan Baku

14

Bahan baku yang dipilih dalam pembuatan nitrobenzen ini adalah : a) Benzen (C6H6) b) Asam sulfat (H2SO4) c) Asam nitrat (HNO3) d) Sodium hidroksida (NaOH) Benzen diperoleh dari PT. Pertamina RU IV Cilacap, Jawa Tengah, asam nitrat dari PT. Multi Nitrotama Kimia di Cikampek, Jawa Barat, asam sulfat dari PT. Indonesian Acids Industry, Jakarta dan sodium hidroksida diperoleh dari PT. Soda Waru Surabaya. 2.3.

Pemilihan Proses Proses yang dipilih pada pembuatan Nitrobenzen adalah nitrasi kontinyu

karena umumnya membutuhkan biaya modal yang rendah dan pemakaian tenaga kerja lebih efisien dibandingkan dengan proses batch; maka dari itu, dipilihlah proses pembuatan nitrobenzen menggunakan proses kontinyu. Proses nitrasi kontinyu nitrobenzen ada dua cara, yaitu secara isotermal dan secara adiabatis. Perbedaan proses isotermal dan adiabatis hanya terletak pada proses nitrasinya saja. Pada nitrasi isotermal, reaktor dijalankan secara isotermal, yang artinya membutuhkan jaket pendingin di sekeliling nitrator atau coil di dalam reaktor dengan tujuan suhu masuk dan suhu keluar nitrator konstan, sehingga membutuhkan biaya yang lebih besar bila dibandingkan dengan nitrasi adiabatik, dimana konstruksi reaktor tidak rumit, karena tidak menggunakan coil pendingin. Dalam pra-rencana pembuatan pabrik nitrobenzen dipilih proses nitrasi kontinyu adiabatik dengan dasar pertimbangan sebagai berikut : 1) Konstruksi reaktor tidak terlalu rumit karena hanya menggunakan jacket, sehingga biaya operasional lebih murah. Bila dibandingkan dengan proses isotermal, konstruksi reaktor tidak hanya menggunakan coil saja, tetapi juga menggunakan jaket pendingin di sekeliling nitrator. 2) Prosesnya lebih sederhana bila dibandingkan dengan isotermal, sehingga biaya investasi peralatan lebih murah. 3) Katalis asam sulfat di recycle setelah di konsentrasikan menggunakan flash evaporator yang memanfaatkan panas dari proses nitrasi di dalam reaktor. 15

4) Ditinjau dari segi ekonomi, pabrik akan mendapatkan keuntungan karena dengan adanya penggunaan energi yang optimal, maka peralatan yang digunakan serta biaya maintanance lebih rendah, biaya investasi lebih rendah, dan biaya penggunaan energi juga lebih rendah.(Knauf et al, 2014) 5) Meningkatkan efisiensi reaktor karena menggunakan komposisi asam nitrat yang sedikit, yaitu 3%-5% massa. (Berretta, 2014) 6) Semakin tinggi Tadiabatic, maka semakin rendah kandungan produk samping (dinitrobenzen) yang dihasilkan, sehingga kemurnian nitrobenzen yang dihasilkan tinggi pula. (Munnig et al, 2011) 7) Menghasilkan kandungan impurities dinitrobenzen yang kecil pada produk nitrobenzen tersebut (J.A.Kent, 2007). 2.4. Pemilihan Kapasitas Untuk menentukan kapasitas pabrik pembuatan nitrobenzen yang akan diekspor dilihat dari banyaknya kebutuhan China terhadap bahan kimia tersebut. Tabel 2.1 menunjukkan data statistik ekspor anilin China yang diperoleh dari data Comtrade 2010 sampai 2014. Tabel 2.1. Data ekspor anilin Cina dari Tahun 2010 Sampai Tahun 2014 Tahun 2010 2011 2012 2013 2014 Sumber : Comtrade 2015

Jumlah Ekspor (Ton) 3519,735 8212,824 12759,540 20553,298 50165,932

Berdasarkan data ekspor anilin Cina dari data Comtrade, dapat diperkirakan kebutuhan nitrobenzen yang akan diekspor pada tahun 2020. Metode regresi linier, digunakan sebagai cara untuk menentukan perkiraan ekspor nitrobenzen ke Cina pada tahun 2020 dari grafik berikut:

16

Gambar 2.1. Ekspor anilin Cina tahun 2010-2014

Dari gambar 2.1. diperoleh nilai: a (slope)

= 10.563,287

b (intersept)

= -21.234.290,780

Dengan mensubstitusikan harga x = 2020 (pada tahun 2020) ke persamaan y = ax + b, maka diperoleh : y = 103.548,56 ton Dari hasil perhitungan di atas, diperkirakan impor nitrobenzen pada tahun 2020 sebesar 103.548,560 ton. Direncanakan pabrik nitrobenzen berkapasitas 60.000 ton/tahun, yaitu sekitar 60% dari kebutuhan impor nitrobenzen di Cina pada tahun 2020. 2.5.

Uraian Proses Proses pembuatan Nitrobenzen secara nitrasi adiabatis, terdiri dari tahap :

1) Tahap Preparasi 2) Tahap Sintesa 3) Tahap Purifikasi 2.5.1. Tahap Preparasi Tahap preparasi merupakan tahap dari persiapan bahan baku. Bahan baku yang berupa asam sulfat yang dialirkan dari Tangki (T-01). Aliran asam sulfat yang berasal dari Tangki (T-01) dicampur dengan aliran asam nitrat yang berasal

17

dari Tangki (T-02). Sebelum masuk ke Reaktor (R-01), asam campuran tersebut akan dipanaskan terlebih dahulu dengan menggunakan Heater (H-01) sampai 80oC. Sedangkan aliran benzen yang dialirkan dari Tangki (T-03) langsung diumpankan ke Reaktor (R-01). 2.5.2. Tahap Sintesa Tahap sintesa benzen menjadi nitrobenzen terjadi di dalam Reaktor (R-01) dengan menggunakan asam campuran (asam nitrat dan asam sulfat). Pada Reaktor (R-01) ini, terjadi reaksi nitrasi adiabatik, reaksi berlangsung secara eksotermis. Karena berlangsung secara adiabatis, maka temperatur input tidak sama dengan temperatur output pada reaktor. Kondisi reaktor tersebut 133oC dan 4,42 atm, dengan reaksi : H2SO4 C6H6(l) + HNO3 (l) Benzen

C6H5NO2(l) + H2O(l)

Asam Nitrat

Nitrobenzen

Air

Panas yang timbul akibat reaksi yang terjadi di dalam Reaktor (R-01) akan di kontrol dengan mengunakan jacket dengan cara mengalirkan air pendingin di dalam jacket tersebut. Produk yang keluar dari Reaktor (R-01) diturunkan temperaturnya terlebih dahulu dengan menggunakan Cooler (C-01) sebelum diproses lebih lanjut di Decanter (DE-01). Pada Dekanter-01 (DE-01) terjadi proses pemisahan berdasarkan perbedaan densitas, dimana terbentuk 2 fase, yaitu fase crude nitrobenzen dan fase spent acid (dominan asam sulfat). Crude nitrobenzen diumpankan ke mixer 1 dan 2

dengan tujuan pencucian crude

menggunakan senyawa natrium hidroksida dan asam nitrat dan masing-masing mixer disertai proses pemisahan menggunakan decanter, sedangkan spent acid diumpankan dalam Evaporator (EV-01 dan EV-2) dengan parsial kondensor (PC01) dan (PC-02) dimana terbentuk asam sulfat recycle untuk digunakan kembali di Reaktor (R-01). 2.5.3. Tahap Purifikasi Campuran produk keluaran dari Dekanter-01 (DE-01) yang berbentuk crude nitrobenzen akan dicuci menggunakan NaOH 50% pada suhu 500C di dalam washer berpengaduk (W-01) agar kandungan asam sulfat dan asam nitrat 18

dalam crude nitrobenzen tersebut hilang. Setelah proses purufikasi dari asam sulfat dilakukan, dilakukan pemisahan menggunakan decanter (DC-02) untuk memisahkan campuran nitrobenzene dari garam-garam yang terbentuk saat pencucian menggunakan NaOH. Selanjutnya dilakukan kembali proses pencucian menggunakan HNO3 60% pada Washer-02 (W-02) untuk menetralkan garam dan NaOH yang masih tersisa setelah proses pencucian pertama. Selanjutnya output Washer yang berbentuk akan dipisahkan kembali menggunakan decanter (DC03), dimana lapisan light phase akan diumpankan ke kolom destilasi (KD-01), sedangkan heavy phase dari decanter pencucian pertama dan pencucian kedua akan diumpankan ke waste treatment. Sebelum memasuki Kolom Destilasi (KD-01), crude nitrobenzen tersebut akan dinaikkan temperaturnya terlebih dahulu dengan menggunakan Heater (H03). Crude nitrobenzene keluaran dari decanter (DC-03) akan dipisahkan dari benzen dan air dengan menggunakan Kolom Destilasi (KD-01), dimana produk atas KD berupa benzen dengan kemurnian 99,9% yang keluar dari Condenser (CD-01) akan didinginkan terlebih dahulu di Cooler (C-03) sebelum masuk ke tangki penyimpanan benzene (T-05) untuk dijual, sedangkan produk bagian bottom KD-01 berupa nitrobenzen dengan kemurnian 99,98% akan didinginkan terlebih dahulu di Cooler (C-04) sebelum ditampung dalam Tangki produk (T06).

19

20

1

2

2

3

4

5 5

6

9

10

8

12

12

16

11 13

15

7

12

18

14

17

19 20

G ambar. Tata Letak Pabrik Keterangan : 1. Waduk 2. Area Perluasan 3. Unit Utilitas 4. Area Pabrik 5. Control Room

6. Maintenance 7. Fire and Safety 8. Quality Control 9. Laboratorium 10.Kantin

21

11.Kantor 12.Area Hijau 13.Lapangan 14.GSG 15.Mushola

16.Perumahan 17.Area Parkir 18.Poliklinik 19.Pos 20.Jalan Raya

BAB III LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK

3.1.

Lokasi Pabrik Pemilihan lokasi merupakan hal yang sangat penting dalam perancangan

pabrik, karena berhubungan langsung dengan nilai ekonomis pabrik yang akan didirikan. Secara geografis penentuan lokasi pabrik akan menentukan kemajuan pabrik tersebut pada saat produksi dan di masa yang akan datang. Penentuan lokasi pabrik yang tepat dapat menekan biaya produksi dan distribusi sehingga pabrik tersebut dapat berjalan secara efisien dan menguntungkan. Berdasarkan pertimbangan teknis dan ekonomis, maka pabrik nitrobenzen ini direncanakan akan didirikan di Kawasan Industri Modern Cikande, yang terletak di daerah Cikande, Serang, Banten. Faktor – faktor yang harus diperhatikan dalam pendirian pabrik diantaranya : a) Sumber bahan baku Lokasi pabrik harus cukup dekat dengan sumber bahan baku, sehingga proses operasi dapat berlangsung dengan baik karena selalu tersedianya bahan baku. Bahan baku pabrik Nitrobenzen ini adalah benzen, asam sulfat dan asam nitrat. Benzen diperoleh dari PT. Pertamina RU IV Cilacap, Jawa Tengah. asam nitrat dari PT. Multi Nitrotama Kimia di Cikampek, Jawa Barat, asam sulfat dari PT. Indonesian Acids Industry, Jakarta, sodium hidroksida diperoleh dari PT. Soda Waru Surabaya. b) Sarana Transportasi Adanya sarana transportasi yang memadai untuk proses penyediaan bahan baku dan pemasaran produk, yakni tersedianya jalan raya dengan kondisi yang baik dan memiliki akses jalan tol. Memiliki jarak yang dekat dengan pusat pendistribusian baik dalam bentuk bandara maupun pelabuhan. Kawasan industri ini memiliki jarak 75 km dari Pelabuhan pusat ekspor dan impor Indonesia, Tanjung Priok dan 50 km dari Bandara Internasional Soekarno-Hatta. Hal ini mendukung untuk pengadaan bahan baku serta pemasaran ekspor ke luar negeri. c) Tenaga Kerja

22

Serang merupakan daerah dengan beberapa sentralisasi industri sehingga menjadi salah satu tujuan untuk para pekerja industri baik operator maupun pekerja ahli. Untuk memperoleh tenaga kerja ahli, dapat didatangkan dari kota lain, karena lokasi pabrik mudah dijangkau oleh transportasi yang telah beroperasi secara permanen pada daerah lokasi pabrik. d) Utilitas Utilitas yang diperlukan adalah air, bahan bakar serta listrik. Daerah Cikande dilalui oleh sungai Cikambuy yaitu sungai besar yang terdekat dengan kawasan industri modern Cikande. Sungai ini dapat dimanfaatkan sebagai sumber air untuk mencukupi kebutuhan pabrik. Kebutuhan bahan bakar diperoleh dari PT. Pertamina (persero) RU IV Cilacap, Jawa Tengah. Untuk kebutuhan listrik disediakan oleh PLN dan generator sendiri yang dioperasikan pada unit utilitas. e) Perluasan pabrik Berada pada kawasan

industri

dan

memiliki

area

yang

luas,

memungkinkan untuk dilakukannya perluasan pabrik. Hal ini dapat menunjang pertumbuhan pabrik di msa yang akan datang. f) Kebijakan pemerintah Kawasan industri modern cikande masuk dalam kategori kawasan industri pada Rencana Tata Ruang Wilayah Kabupaten Serang. Hal ini dijabarkan di dalam Peraturan Daerah Kabupaten Serang nomor 10 Tahun 2011 tentang Rencana Tata Ruang Wilayah Kabupaten Serang Tahun 2011 – 2031. 3.2.

Tata Letak Pabrik Tata letak pabrik (plant lay out) / tata letak fasilitas (facilities lay out)

adalah tata cara pengaturan fasilitas-fasilitas pabrik guna menunjang kelancaran proses produksi. Fasilitas pabrik dalam hal ini adalah mesin atau peralatan dan departemen yg ada di dalam pabrik. Dari segi biaya, tujuan dalam tata letak pabrik adalah untuk meminimalkan total biaya yang menyangkut elemen-elemen sebagai berikut: a) Biaya konstruksi dan instalasi baik untuk bangunan mesin maupun fasilitas produksi lainnya. b) Biaya pemindahan bahan, biaya produksi, maintenance, safety dan produk setengah jadi.

23

c) Tujuan utama dari tata letak pabrik adalah mengatur area kerja dan segala fasilitas produksi yg paling ekonomis untuk produksi aman dan nyaman sehingga akan dapat menaikkan moral kerja dan performance karyawan. Tata letak yang baik dapat memberikan keuntungan dalam sistem produksi, menaikkan output produksi dan memberikan produktifitas yang tinggi (output lebih besar dengan biaya sama atau lebih kecil) d) Pengaturan tata letak yang terkoordinir dan terencana dengan baik akan dapat mengurangi waktu tunggu yang berlebihan. e) Perencanaan tata letak yang optimal akan dapat mengatasi pemborosan pemakaian ruangan secara berlebihan. f) Perencanaan tata letak yang baik dapat mengurangi Inventory In Process, sehingga waktu tunggu antar proses bisa berjalan dengan baik, sehingga penumpukan barang setengah jadi dapat dikurangi dan diolah secepat mungkin. g) Perencanaan tata letak pabrik juga ditujukan untuk membuat suasana kerja yang nyaman dan aman bagi karyawan yang bekerja di dalamnya, sehingga hal yang bisa dianggap membahayakan dapat dihindari. h) Tata letak pabrik yang baik akan dapat mengurangi kerusakan yang bisa terjadi pada bahan baku atau produk jadi. i) Kondisi cuaca sangat berpengaruh terhadap tata letak pabrik, penempatan peralatan haruslah disesuaikan, sehingga kenyamanan, optimalisasi kerja, pencegahan terhadap kerusakan dapat dilakukan. 3.3. Luas Area Perkiraan pabrik Nitrobenzen akan dibangun di atas tanah seluas 4 Ha dengan perincian sebagai berikut: a. Luas area pabrik b. Luas area perumahan dan fasilitas umum c. Luas area untuk perluasan pabrik Total Luas Area

24

= 1 Ha = 1 Ha = 2 Ha = 4 Ha

Gambar 3.1. Peta Lokasi Pendirian Pabrik Nitrobenzene

Sumber: RTRW kabupaten serang – Provinsi Banten tahun 2011 – 2031

Gambar 3.2. Lokasi Pabrik Nitrobenzene di Kabupaten Serang-Banten

25

BAB 4 NERACA MASSA DAN NERACA PANAS

4.1. Neraca Massa Bahan baku

: Benzen, Asam Nitrat, dan Asam Sulfat

Produk

: Nitrobenzen

Kapasitas Produksi

: 60.000 ton/tahun

Lama operasi/tahun

: 300 hari

Basis perhitungan

: 1 jam operasi

4.1.1. Mix-Point (MP-01) Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Komponen Aliran 1

Aliran 2

Aliran 3

HNO3

0,0000

4348,396

4.348,396

H2SO4

133,533

0,0000

133,533

H2O

1490,239

2.898,641

4.388,880

NO2

0,0000

0,290

0,290

1.623,773

7.247,326

Total

8.871,099

8.871,099

4.1.2. Mix-Point (MP-02) Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Komponen Aliran 4

Aliran 20

Aliran 5

HNO3

4.348,396

2,959

4.351,355

H2SO4

133,533

95.446,205

95.579,739

H2O

4.388,880

462,341

4.851,220

NO2

0,290

0.000

0,290

8.871,099

95.911,505

Total

104.782,604 104.782,604

26

4.1.3. Reaktor CSTR (R-01) Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

HNO3

Aliran 6 0,0000

Aliran 5 4.351,355

Aliran 7 83,279

H2SO4

0,0000

95.579,739

95.579,739

H2O

6,237

4.851,220

6.077,697

C6H6

6.230,317

0.000

943,987

C6H5NO2

0,000

0.000

8.324,166

C6H4N2O4

0,000

0.000

10.000

NO2

0,000

0.290

0.290

6.236,554

104.782,604

Total

111.019,158

111.019,158

4.1.4. Decanter (DE-01) Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

HNO3

Aliran 8 83,279

Aliran 22 0.019

Aliran 10 83,260

H2SO4

95.579,739

21,823

95.557,916

H2O

6.077,697

1,388

6.076,310

C6H6

943,987

930,313

13,675

C6H5NO2

8.324,166

8.324,166

0.000

C6H4N2O4

10.000

10.000

0.000

NO2

0.290

0.000

0.290

101.731,450

9.287,708

Total

111.019,158

111.019,158

27

4.1.5. Flash Evaporator (EV-01) Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Aliran 11

Aliran V (13)

Aliran L (16)

C6H6

13,675

11,396

2,279

HNO3

83,260

70,461

12,799

H2SO4

95.557,916

69,657

95.488,259

H2O

6.076,310

4.678,938

1.397,372

NO2

0,290

0,285

0,005

Total

101.731,450

4.830,737

96.900,713

101.731,450

4.1.6. Parsial Kondensor (PC – 01) Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Aliran 13

Aliran L (15)

Aliran V (14)

C6H6

11,396

11,351

0,045

HNO3

70,461

70,238

0,223

H2SO4

69,657

69,657

0,000

H2O

4.678,938

4.672,291

6,647

NO2

0,285

0,275

0,011

Total

4.830,737

4.823,811

6,926 4.830,737

4.1.7. Flash Evaporator (EV-02) Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Aliran 16

Aliran V (17)

Aliran L (20)

HNO3

12,799

9,840

2,959

H2SO4

95.488,259

42,054

2,959

H2O

1.397,372

935,031

95.446,205

28

C6H6

2,279

2,279

462,340

NO2

0.005

0,005

0,000

Total

96.900,713

989,208

95.911,505 96.900,713

4.1.8. Parsial Kondensor (PC – 02) Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Aliran 17

Aliran L (19)

Aliran V (18)

C6H6

1,712

1,702

0,010

HNO3

9,840

9,835

0,005

H2SO4

42,054

42,054

0,000

H2O

935,031

933,461

1,570

NO2

0,005

0,004

0,000

Total

988,641

987,055

1,586 988,641

4.1.9. Mixer (MX-01) Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Aliran 22

Aliran 23

Aliran 24

C6H6

930,313

0,000

930,313

HNO3

0.019

0,000

0,000

H2SO4

21,823

0,000

0,000

H2O

1,388

18,702

28,112

C6H5NO2

8.324,166

0,000

8.324,166

C6H4N2O4

10.000

0,000

10.000

NaOH

0,000

18,702

0,891

NaNO3

0,000

0,000

0,026

Na2SO4

0,000

0,000

31,605

Total

9.287,708

37,404

9.325,111

29

9.325,111

4.1.10. Decanter (DC-02) Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Aliran 24

Aliran 26

Aliran 25

C6H6

930,313

930,251

0,061

Na2SO4

31,605

0,000

31,605

H2O

28,112

1,368

26,774

C6H5NO2

8.324,166

8.324,166

0,000

C6H4N2O4

10,000

10,000

0,000

NaNO3

0,026

0,000

0,026

NaOH

0,000

0,000

0,000

9.265,785

58,438

9.325,111

Total

9.325,111

4.1.11. Mixer (MX-02) Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Aliran 26

Aliran 27

Aliran 28

C6H6

930,249

0,000

930,249

HNO3

0,000

1,403

0,000

H2O

1,388

0,935

2,704

C6H5NO2

8.324,166

0,000

8.324,166

C6H4N2O4

10,000

0,000

10.000

NaOH

0,891

0,000

0,000

NaNO3

0,000

0,000

1,892

Total

9.266,673

2,338

9.269,012

30

9.269,012

4.1.12. Decanter (DC-03) Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Aliran 28

Aliran 30

Aliran 29

C6H6

930,249

930,243

0,006

H2O

2,704

1,367

1,337

C6H5NO2

8.324,166

8.324,166

0,000

C6H4N2O4

10,000

10,000

0,000

NaNO3

1,892

0,000

1,892

9.265,776

3,235

Total

9.269,012

9.269,012

4.1.13. Kolom Destilasi (KD-01) Input (kg/jam) Komponen

Aliran 30

Output (kg/jam) Destilat

Bottom

Aliran 32

Aliran 37

C6H6

930,243

930,150

0.000

H2O

1,367

1,367

0,093

C6H5NO2

8324,166

0,832

8323.333

C6H4N2O4

10.000

0.000

10.000

932,350

8.333,247

Total

9.265,776 9.265,776

4.1.14. Condenser (CD-01)

31

Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Aliran 31(V)

Aliran 33(L)

Aliran 34(D)

H2O

1,854

0,487

1,367

C6H6

1.261,376

331,225

930,150

C6H5NO2

1,129

0,296

0,832

C6H4N2O4

0,000

0,000

0,000

Total

1.264,358

332,009

932,350 1.264,358

4.1.15. Akumulator-01 (ACC-01) Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Aliran 32(V)

Aliran 33(L)

Aliran 34(D)

H2O

1,854

0,487

1,367

C6H6

1.261,376

331,225

930,150

C6H5NO2

1,129

0,296

0,832

C6H4N2O4

0,000

0,000

0,000

Total

1.264,358

332,009

932,350 1.264,358

4.1.16. Reboiler-01 (RB-01) Input (kg/jam) Komponen

Output (kg/jam)

Feed (L*)

Refluks (V*)

Bottom (B*)

Aliran 37

Aliran 38

Aliran 39

H2O

0,000

0,000

0,000

C6H6

0,115

0,022

0,093

C6H5NO2

10.323,320

1.999,986

8.323,333

C6H4N2O4

12,403

2,403

10,000

Total

10.335,838

2.002,412

8.333,427

32

10.335,838

4.2. Neraca Panas 4.2.1. Mixing Point (MP-01) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ

Q1

32.181,201

0,000

Q2

98.972,200

0,000

Q3

0,000

131.153,401

131.153,401

131.153,401

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ

Q3

131.153,401

0,000

Q4

0,000

1.447.880,731

Qsi

2.371.747,000

0,000

Qc

0,000

1.055.019,670

2.502.900,401

2.502.900,401

Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ

Q4

1.447.880,731

0,000

Q21

7.799.906,465

0,000

Q5

0,000

9.247.787,197

Total

9.247.787,197

9.247.787,197

Total

4.2.2. Heater (H-01) Komponen

Total

4.2.3. Mixing Point (MP-02)

4.2.4. Reaktor (R-01) Komponen

Panas masuk (kJ)

33

Panas keluar (kJ)

Q5

9.247.787,197

0,000

Q6

55.281,173

0,000

Q7

0,000

17.126.113,500

Qr

0,000

- 8.201.248,174

Qw-in

54.029,006

0,000

Qw-out

0,000

432.232,050

∑ Qin

9.357.097,375

9.357.097,375

4.2.5. Exchanger (HE-01) Komponen

Panas masuk (KJ)

Panas keluar (KJ)

Q7

17.126.113,500

0,000

Q8

4.092.700,401

0,000

Q10

0,000

4.460.178,013

Q11

0,000

16.757.370,579

Total

21.218.813,901

21.218.813,901

4.2.6. Cooler (C-01) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q8

6.268.834,9707

0,000

Q9

1.206.648,6725

0,000

Qri

0,000

4.458.432,0507

Qro

0,000

603.754,2476

Total

5.062.186,2982

5.062.186,2982

Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q9

4.459.879,749

0,000

Q10

0,000

4.092.700,401

Q22

0,000

367.179,347

4.2.7. Decanter (DC-01)

34

Total

4.459.879,749

4.459.879,749

Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q11

12.753.198,957

0,000

Q12

0,000

20.159.315,526

Qsi

13.340.221,889

0,000

Qc

0,000

5.934.105,320

Total

26.093.420,846

26.093.420,846

4.2.8. Heater (H-02)

4.2.9. Flash Evaporator (EV-01) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q12

20.159.315,526

0,000

Q13

0,000

2.406.479,022

Q16

0,000

17.752.836,503

Total

20.159.315,526

20.159.315,526

4.2.10. Parsial kondensor (PC-01) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q12

2.406.479,022

0,000

Q13

0,000

672,686

Q14

0,000

2.394.044,763

Q14L

0,000

-10.852.684,354

Qri

-7.241.479,022

0,000

Qro

0,000

3.623.201,942

Total

-4.834.764,962

-4.834.764,962

4.2.11. Flash Evaporator (EV-02) 35

Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q16

17.752.836,503

0,000

Q17

0,000

484.967,112

Q20

0,000

17.267.869,392

Total

17.752.836,503

17.752.836,503

Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q20

17.267.869,392

0,000

Q21

0,000

7.612.051,402

Qri

-6.435.683,366

0,000

Qro

0,000

3.220.134,623

Total

10.832.186,025

10.832.186,025

4.2.12. Cooler (C-02)

4.2.12. Parsial Kondensor (PC-02) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q17

484.840,277

0,000

Q18

0,000

97,516

Q19

0,000

482.430,981

Q19L

0,000

-2.220.587,564

Qri

-1.481.580,984

0,000

Qro

0,000

741.318,358

Total

-996.740,708

-996.740,708

Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q22

367.179,347

0,000

Q23

595,555

0,000

Q24

0,000

413.119,089

4.2.13. Mixer (M-01)

36

QR

0,000

-45.299,905

Total

367.774,903

367.774,903

4.2.14. Decanter (DC-02) Komponen

Input (KJ)

Output (KJ)

Aliran 25

Aliran 26

Aliran 27

Q24

413.036,066

0,000

0,000

Q25

0,000

4.524,776

0,000

Q26

0,000

0,000

408.511,289

4.524,776

408589,189

Total

413.036,066

413.036,066

4.2.15. Mixer (MX-02) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q26

408.511,289

0,000

Q27

162,785

0,000

Q28

0,000

6.078,597

QR

0,000

402.595,478

Total

408.674,074

408.674,074

4.2.16. Decanter (DC-03) Komponen

Input (KJ)

Output (KJ)

Aliran 25

Aliran 26

Aliran 27

Q28

402.595,478

0,000

0,000

Q29

0,000

402.346,975

0,000

Q30

0,000

0,000

248,503

402.346,975

248,503

Total

402.595,478

402.595,478

37

4.2.17. Heater (H-03) Input (KJ)

Komponen

Output (KJ)

Aliran 27

Sin

Aliran 28

Sout

Q30

2.826.419,029

0,000

0,000

0,000

Q31

0,000

0,000

1.971.823,877

0,000

Qsin

0,000

2.826.419,029

0,000

0,000

Qsout

0,000

0,000

0,000

1.257.270,556

2.826.419,029

2.826.419,029

1.971.823,877

1.257.270,556

Total

3.229.094,434

3.229.094,434

4.2.18. Kolom Destilasi (KD-01) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Qd

0,000

138.719,844

Qb

0,000

4.259.054,324

Qcd

0,000

494.153,884

Qf

2.329.121,281

0,000

Qrb

2.562.806,771

0,000

Total

4.891.928,052

4.891.928,052

4.2.19. Condenser (CD-01) Q input (kJ/jam) Q32

Q output (kJ/jam)

49.397,981

Q30

49.397,981

Q32l

0,000

Q31

138.719,844

Qwi

436.104,362

Qwo

218.207,559

∑ Qout

406.325,384

∑ Qin

406.325,384

38

4.2.20. Cooler (C-03) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Qin

138.719,844

0,000

Qw-in

14.524,053

0,000

Qout

0,000

8.003,366

Qw-out

0,000

145.240,531

Total

153.243,897

153.243,897

4.2.21. Reboiler (RB-01) Q input (kJ/Jam)

Q output (kJ/Jam)

Q37

3.602.550,2055

Q35

3.038.174,492

Qsi

4.616.239,924

Q36

3.292.839,723

Qs-out

2.053.433,153

∑ Qout

8.384.447,368

∑ Qin

8.384.447,368

4.2.22. Cooler (C-04) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q39

3.038.174,492

0,000

Q40

1.982.085,709

0,000

Qri

0,000

64.339,741

Qro

0,000

991.749,043

Total

1.056.088,783

1.056.088,783

39

BAB V UTILITAS

Dalam suatu proses industri kimia terdapat unit utilitas yang berfungsi sebagai unit yang bertindak untuk menyediakan, mengolah, dan mengoptimasi jenis-jenis utilitas yang dibutuhkan untuk memproses suatu bahan menjadi sebuah produk. Unit utilitas merupakan unit yang membantu kelancaran pelaksanaan proses dan operasi pabrik, yaitu dengan menyediakan dan mendistribusikan kebutuhan pabrik seperti air, steam, listrik, bahan bakar, refrigerant dan mengolah side produk menjadi produk yang lebih ekonomis. Adapun unit-unit yang terdapat pada pabrik pembuatan Nitrobenzen kapasitas 60.000 ton/tahun ialah sebagai berikut: 5.1. Unit Pengadaan Air Baku

= 3015,209 kg/jam

5.2. Unit Pengadaan Steam

= 10448,870 kg/jam

5.3. Unit Pengadaan Listrik

= 226,9069 kW

5.4. Unit Pengadaan Bahan Bakar

= 217,3318 kg/jam

5.5. Unit Pengadaan Refrigerant

= 22701,020 kg/jam

Perincian perhitungan kebutuhan bahan penunjang dapat dilihat di bawah ini. 5.1. Unit Pengadaan Air Unit pengadaan air adalah bagian dari unit yang sangat vital, yaitu sebagai unit yang berfungsi dalam pengolahan air yang mendukung

kegiatan dari

produksi itu sendiri antara lain untuk kebutuhan make up cooling water, pembuatan air demin, untuk proses dan untuk memenuhi keperluan air bersih dan air minum baik untuk kompleks mauupun untuk pabrik itu sendiri. Air siap dikonsumsi adalah air yang aman dan sehat karena air rentan terhadap penyebaran penyakit yang disebarkan melalui air (water borne desease). Adapun sumber air antara lain air permukaan, mata air dan air tanah. Sedangkan macammacam air di alam yakni : air sungai, air danau/waduk, rawa, air tanah dan mata air serta air laut. Adapun jenis-jenis air yang digunakan pada pabrik pembuatan Nitrobenzen ini, yaitu :

40

5.1.1. Air untuk Proses Industri Air untuk proses di dalam industri merupakan air yang digunakan untuk menunjang proses-proses produksi. Air ini biasanya digunakan sebagai pendingin atau pemanas pada sistem heat exchanger, sebagai reaktan pada reaksi, dan sebagai penunjang kebutuhan proses lainnya. Adapun jenis air untuk proses yang digunakan pada pabrik ini, yaitu : 5.1.1.1. Air Proses Air proses adalah air dari utilitas yang sudah di treatment bebas mineral pengotor dan pH netral sehingga bisa digunakan untuk melarutkan atau mengencerkan zat dalam proses reaksi kimia. Pada umumnya air untuk proses dari kegiatan industri diperuntukan sebagai pelarut, pencampur, pengencer, media pembawa pencuci dan lainnya. Air proses yang digunakan diindustri ini adalah: 1) Pengenceran H2SO4

= 1490,2392 kg/jam

5.1.1.2. Air untuk Pendingin Air untuk pendingin berfungsi sebagai media penyerap panas dalam alat penukar panas sehingga terjadi perpindahan panas antara fluida dingin dan fluida panas. Air pendingin sangat penting perannya dalam menghantarkan atau menyerap panas yang diberikan oleh sistem dalam suatu proses produksi. Air pendingin yang digunakan diindustri ini meliputi : 1) Reactor 01 (R-01)

=

3347,878

2) Cooler-01 (C-01)

=

1157,111

Total (Wc)

=

4.504,9883

kg/jam kg/jam + kg/jam

Pemakaian air baku untuk pendingin dilakukan secara sirkulasi. Air baku untuk pendingin ini digunakan secara kontinyu (terus-menerus) selama proses produksi berlangsung. Suhu air baku untuk pendingin akan meningkat setelah air tersebut digunakan sebagai pendingin pada alat penukar panas. Untuk mendinginkan kembali air pendingin agar dapat digunakan kembali, maka air pendingin dialirkan menuju Cooling Tower. Selama terjadi perpindahan panas di Cooling Tower, terjadi beberapa kehilangan (loss), yaitu Evaporative Loss, Drift Loss, dan Blow Down. Perhitungan kehilangan air baku untuk pendingin dihitung berdasarkan literatur Perry & Green (1997), dengan persamaan sebagai berikut : 41

1) Evaporative Loss Kehilangan air baku untuk pendingin karena penguapan yang terjadi di dalam suatu proses produksi dihitung dengan menggunakan persamaan :

We  0,00085 x Wc x (T1  T2 )

(Perry & Green, 1997)

Keterangan : We

= Evaporative loss

Wc

= Jumlah sirkulasi air pendingin

T1

= Temparatur air pendingin masuk cooling tower (oF)

T2

= Temparatur air pendingin keluar cooling tower (oF)

Inlet water flow (Wc) = 4.504,9883 kg/jam o

C = 131 0F

T1

= 55

T2

= 28 oC

We

= 0,00085 x 4.504,9883 kg/jam x (131 - 82) oF

= 82 0F

= 186,101 kg/jam 2) Drift Loss Drift Loss merupakan jumlah air pendingin yang hilang karena terbawa aliran udara keluar Cooling Tower. Drift loss biasanya didesain 0,1-0,2% dari total kebutuhan air pendingin (Wc). Wc = 4.504,9883 kg/jam Dipilih desain drift loss sebesar 0,2% Wd = 0,2% x Wc

(Perry & Green, 1997)

= 0,2% x 4.504,9883 kg/jam = 9,010 kg/jam 3) Blowdown Blowdown merupakan air pendingin yang dibuang untuk mengurangi konsentrasi padatan dalam air karena evaporasi (We). Blowdown dihitung berdasarkan jumlah cycle of concentration yang dibutuhkan untuk membatasi terbentuknya scale. Siklus konsentrasi (cycle of concentration) adalah perbandingan kandungan padatan pada air sirkulasi (Wc) terhadap padatan pada air make up. Biasanya digunakan siklus konsentrasi antara 3 dan 5. Rumus :

42

Wb 

We (cycle 1)

(Perry & Green, 1997)

Keterangan: Wb

= Blowdown, kg/jam

We

= Evaporative Loss = 186,101 kg/jam

Cycle = Cycle of Concentration =

186,101 kg/jam (3 - 1 lb/ft 3 )

= 93,051 kg/jam Jadi, jumlah total make up cooling water A

= W e + Wd + Wb

(Perry & Green, 1997)

Keterangan : A

= Water make up, kg/jam

We = Evaporative loss, kg/jam Wd = Drift loss, kg/jam Wb = Blowdown, kg/jam Perhitungan : A A

= We + W d + Wb = (186,101 + 9,010 + 93,051) kg/jam

= 288,162 Kg/Jam 5.1.1.3. Air untuk Umpan Boiler Kebutuhan air untuk umpan boiler yang digunakan untuk menghasilkan steam adalah sebesar 10448,8706 kg/jam. Kondensat dari steam disirkulasi kembali sebagai air umpan boiler. Kehilangan (loss) yang terjadi di steam trap dan pada saat blowdown adalah sebesar 10 % (Binoy, P., and Prince. M.G., 2013).Suplai unit utilitas untuk make-up air umpan boiler ini adalah: Total air umpan boiler

= 9498,9730 x 5% kg/jam

= 474,9486 kg/jam Jadi kebutuhan air baku untuk umpan boiler adalah sebesar 474,9487 kg/jam 5.1.2. Air untuk Domestik

43

Air domestik digunakan untuk keperluan rumah tangga, perkantoran, laboratorium dan fasilitas umum. Adapun rincian kebutuhan air domestik meliputi: 1) Kebutuhan rumah tangga 120 liter/orang/hari (Dinas PU, 1996) Terdapat 6 rumah yang dihuni oleh 4 orang/rumah Kebutuhan air rumah tangga =

6 x 4 x 120 liter/orang/hari

= 2880 liter/hari 2) Kantor 10 liter/pegawai/hari (Dinas PU, 1996) Untuk 160 pegawai = 1600 liter/hari 3) Laboratorium Untuk 1 ruang

= 10 liter/jam

4) Kantin dan musholla 10 Liter/orang/hari Untuk 160 orang

=

1600 kg/hari

Total kebutuhan air domestik (C)

= 6090 liter/hari = 253,750 liter/jam

Densitas air = 1 kg/liter, maka Kebutuhan air domestik (C)

= 110% x 235,750 kg/jam = 259,325 kg/jam

5.1.3. Total Air Baku yang dibutuhkan 1) Air Proses

=

1490,2392 kg/jam

2) Make Up Air Pendingin

=

288,162 kg/jam

3) Air untuk umpan boiler

=

474,9487 kg/jam

4) Air domestik

=

259,325 kg /jam.+

Jumlah air

=

Faktor keamanan 20 % Total kebutuhan air

2512,6744 kg/jam

=

502,5349 kg/jam +

=

3015,209 kg/jam

5.2. Unit Pengadaan Steam Steam pada pabrik pembuatan nitrobenzen ini merupakan steam yang bertipe saturated steam yang digunakan sebagai pemanas. Steam yang digunakan pada

44

pabrik pembuatan nitrobenzen ini merupakan jenis saturated steam dengan temperatur sekitar 150 0C. Steam ini diharapkan dapat digunakan sebagai media pemanas yang digunakan pada peralatan heater untuk memanaskan feed yang masuk kedalam alat proses. Adapun steam yang digunakan dalam proses ini, meliputi: 1) Heater-01 (H-01)

=

853,024 kg/jam

2) Heater -02 (H-02)

=

5969,119 kg/jam

3) Heater-03 (H-03)

=

1016,5512 kg/jam

4) Reboiler-01 (RB-01)

=

Jumlah steam

=

Faktor keamanan 10%

=

Total steam

=

1660,279 kg/jam + 9498,9730 kg/jam 949,897 kg/jam + 10448,870 kg/jam

5.3. Unit Pengadaan Listrik Kebutuhan tenaga listrik mempengaruhi seberapa banyak produksi listrik dan pengantaran tenaga listrik dalam jumlah yang cukup untuk menjalankan peralatan

rumah

tangga,

peralatan

perkantoran,

mesin

industri,

dan

menyediakan energi untuk lampu umum, alat pemanasan, memasak, dan lain-lain. Pada pabrik ini terdapat beberapa alat yang menggunakan motor listrik dan memerlukan pencahayaan sehingga diperlukan listrik sebagai sumber energinya. 5.3.1. Peralatan Motor Listrik Peralatan yang menggunakan motor listrik memerlukan energi sebagai penggerak pada kumparannya. Adapun beberapa peralatan pada pabrik ini yang menggunakan motor listrik, yaitu : 1) Pompa 01 2) Pompa 02 3) Pompa 03 4) Pompa 04 5) Pompa 05 6) Pompa 06 7) Pompa 07 8) Pompa 08 9) Pompa 09 10) Pompa 10

= = = = = = = = = = 45

5 1 1 1 1 1 1 1 1 1

Hp Hp Hp Hp Hp Hp Hp Hp Hp Hp

11) Pompa 11 12) Pompa 12 13) Pompa Vacuum 1 14) Pompa Vacuum 2 15) Reaktor 01 16) Mixer 01 17) Mixer 02 Total

= = = = = = = =

1 1 9 4 11 2 2 44

Hp Hp Hp Hp Hp Hp Hp + Hp

=

33,732

kW

5.3.2. Penerangan Penerangan pabrik merupakan salah satu bagian yang memerlukan daya listik. Pada pabrik pembuatan nitrobenzen ini kami membagi area penerangan menjadi 2 bagian yaitu penerangan pabrik dan penerangan perumahan, kantor dan lingkungan sekitar. Jenis lampu yang digunakan sebagai media penerangan untuk area pabrik, perumahan, dan kantor adalah menggunakan lampu jenis flourescent. 5.3.2.1.Penerangan pabrik Luas area pabrik

=

10000 m2

= 107639,100 ft2

....(Baasel, 1990) Keterangan : Pw

= Daya yang dibutuhkan (watt)

A

= Luas area yang diterangi (ft2)

I

= Penerangan yang direkomendasikan, (ft-candles)

L

= Efisiensi dan lama pakai (lumen/watt)

U

= Koefisien pemakaian

M

= Faktor pemeliharaan

Diketahui : A

= 107639,100 ft2

I

= 30 ft-candles, general chemical plants

(Baasel, 1990)

L

= 50 lumen/watt, flourescent lamp

(Baasel, 1990)

U

= 0,6 asumsi

(Baasel, 1990)

M

= 0,7 asumsi

(Baasel, 1990)

46

= 107639,100 ft2 x 30 ft-candles

Pw

50 lumen/watt x 0,6 x 0,7 Pw

= 12500,0000 watt = 12,5000 kW

5.3.2.2.Penarangan Kantor, Perumahan, dan Lainnya Luas Area

=

10000 m2 = 107639,100 ft2

Diketahui : A

= 142,8571ft2

I

= 100 ft-candles, office work

(Baasel, 1990)

L

= 50 lumen/watt, flouroscent lamp

(Baasel, 1990)

U

= 0,6 asumsi

(Baasel, 1990)

M

= 0,7 asumsi

(Baasel, 1990)

Pw

= 142,8571 ft2 x 100 ft-candles 50 lumen/watt x 0,6 x 0,7

Pw

= 142857,1429 watt = 142,8571 kW

5.3.2.3.Total Kebutuhan Listrik Penerangan Total kebutuhan listrik

=

(12,5000 + 142,8571) kW

=

155,3571 kW

5.3.3. Kebutuhan Listrik Keseluruhan Total kebutuhan listrik

=

Faktor Keamanan 20%

=

Total Kebutuhan Listrik =

(33,732 + 155,3571) = 189,0891 kW 37,8178 kW + 226,9069 kW

Untuk memenuhi kebutuhan listrik pada proses produksinya maka digunakan 1 buah generator listrik dengan jenis pembangkit listrik dengan kekuatan 372,8500 kW. Jenis ini merupakan jenis standar yang dijual di pasaran. 5.4. Unit Pengadaan Bahan Bakar 5.4.1. Bahan Bakar untuk Generator

47

1) Daya Generator

=

372,8500kW = 1.273.349,319 btu/hr

2) Nilai kalor bahan bakar 3) Efisiensi Generator

=

= 21.047 Btu/lb 55,00 %

Bahan bakar yang diperlukan untuk generator : =

1.273.349,319 Btu/hr 55% x 21.047 Btu/lb

=

242,0011 lb/jam = 109,7699 kg/jam Keamanan

=

10%

= 10,9770 + 109,7699 kg/jam = 120,7468 kg/jam 5.4.2. Bahan Bakar untuk Boiler 1) Kebutuhan Steam

= 3438798,720 kg/jam

2) Panas yang ditransfer boiler

= 15404724,15 kJ/jam = 14600597,54 Btu/jam

3) Efisiensi boiler Total bahan bakar

=

80,00%

=

14600597,54 Btu/jam Btu/jam 80% x 23900 Btu/lb

=

193,576 lb/hr

= 87,805 kg/jam Keamanan

= 10% = 8,7805 + 87,805 kg/jam = 96,5850 kg/jam

5.4.3. Total Kebutuhan Bahan Bakar 1) Generator

=

Boiler

=

Total Bahan Bakar

=

120,7468 kg/jam 96,5850 kg/jam + 217,3318 kg/jam

5.5. Unit Pengadaan Refrigerant Ammonia berfungsi sebagai refrigerant atau media penyerap panas pada heat exchanger sehingga terjadi perpindahan panas antara fluida dingin dan fluida panas. Adapun kebutuhan ammonia pada pabrik pembuatan Nitrobenzen ini, yakni 20637,291 kg/jam, dengan rincian sebagai berikut :

48

1) Parsial Condenser-01 =

7938,307 kg/jam

2) Parsial Condenser -02 =

1624,202 kg/jam

3) Cooler 01

=

7055,201 kg/jam

4) Cooler 02

=

1368,610 kg/jam

5) Cooler 04

=

2172,887 kg/jam

6) Condenser 01

=

478,085 kg/jam +

Total

=

20637,291 kg/jam

Keamanan 10%

=

2063,729 kg/jam

Total Ammonia

=

22701,020

kg/jam

Ammonia yang telah digunakan sebagai refrigerant direcycle pada Unit Utilitas. Condenser

Expander

Kompressor Evaporator

Gambar 5.1. Siklus Carnot Recycle Refrigerant Ammonia

1. Proses 1-2 (kompresi) : Gas refrigerant yang keluar dari evaporator masuk dan dikompres pada kompresor sehingga menghasilkan gas refrigerant dengan tekanan dan suhu yang lebih tinggi. Suhu tinggi merupakan akibat dari proses kompresi isentropik. 2. Proses 2-3 (kondensasi) : Gas refrigerant bertekanan dan bersuhu tinggi dikondensasi dan menghasilkan refrigerant cair jenuh. Proses yang terjadi adalah pelepasan panas ke lingkungan. Proses kondensasi bekerja pada tekanan tetap. Pada awal proses suhu gas refrigerant sedikit mengalami penurunan, selanjutnya terjadi perubahan fase gas menjadi cair pada suhu tetap.

49

3. Proses 3-4 (Expansi) : Tekanan cairan refrigerant diturunkan dengan menggunakan expansion valve. Saat terjadi penurunan tekanan, terjadi juga penurunan suhu dan peningkatan mutu gas refrigerant, karena dengan penurunan tekanan dan suhu sebagian refrigerant cair berubah menjadi gas. 4. Proses 4-1 (penguapan) : Proses penguapan terjadi pada suhu sama, dimana hanya terjadi perubahan fase refrigerant cair menjadi gas. Panas laten penguapan diambil dari lingkungan sehingga terjadi pendinginan lingkungan.

50

BAB VI SPESIFIKASI PERALATAN

6.1.

ACCUMULATOR-01 (ACC-01) IDENTIFIKASI

Nama alat

Accumulator

Kode alat

ACC-01

Jumlah

1 unit

Fungsi

Menampung kondensat dari kondensor-01 DATA DESAIN

Tipe

Cylinder horizontal dengan ellipsoidal head

Kapasitas

0,610 m3

Tekanan

1,015 atm

Temperatur

82,490

o

C

Diameter

0,588 m

Panjang

2,038 m

Tebal Dinding

0,003 m

Bahan konstruksi 6.2.

Carbon Steel

COOLER-01(C-01) IDENTIFIKASI

Nama alat

Cooler-01

Kode alat

C-01

Jumlah Fungsi

1 unit Untuk menurunkan suhu output EV-02sebelum masuk MP-02 DATA DESAIN

51

Tipe

Shell and tube heat exchanger 392,777 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

30 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

89,955 Btu/jam.ft2.oF

SHELL SIDE

TUBE SIDE

ID

27

in

Nt

306

Baffle Space

13,5

in

L

16

ft

Pass

1

OD

1

in

ΔPs

0,015

BWG

12

Pitch

1,25

Pass

2

ΔPt

0,043

psi

Dirt Factor

psi

0,022

Bahan konstruksi

6.3.

triangular

stainless steel 304 (SA-240)

COOLER-02 (C-02) IDENTIFIKASI

52

Nama alat

Cooler-02 (C-02)

Kode alat

C-02

Jumlah

1 unit Untuk menurunkan suhu aliran keluar R-01 sebelum

Fungsi

masuk DC-01 DATA DESAIN

Tipe

Double Pipe Heat Exchanger

Jumlah hairpin

3 Buah 71,605 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

151,449 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

178,480 Btu/jam.ft2.oF

ANNULUS IPS

6

SN

40

ID

6,625

OD a” ΔPa

INNER PIPE in

IPS

4

SN

40

in

ID

4,5

in

6,065

in

OD

4,026

in

1,734

ft2

a”

1,178

ft2

psi

ΔPp

9,987

0,001

Dirt Factor

psi

0,001

Bahan konstruksi 6.4.

in

Stainless Steel

COOLER -03 (C-03) IDENTIFIKASI

Nama alat

Cooler-03

Kode alat

C-03

Jumlah Fungsi

1 unit Untuk menurunkan suhu aliran keluar CD-01 sebelum masuk T-05 DATA DESAIN

Tipe

Double Pipe Heat Exchanger

Jumlah hairpin

11 Buah

53

158,313 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

44,700 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

178,480 Btu/jam.ft2.oF

ANNULUS IPS

4

SN

40

ID

4,5

OD

INNER PIPE IPS

2

SN

40

in

ID

2,38

in

4,026

in

OD

2,07

in

a”

1,178

ft2

a”

0,62

ft2

ΔPa

0,028

psi

ΔPp

0,080

psi

in

Dirt Factor

in

0,001

Bahan konstruksi 6.5.

Carbon Steel

COOLER-04 (C-04) IDENTIFIKASI

Nama alat

Cooler-04

Kode alat

C-04

Jumlah

1 unit Untuk menurunkan suhu aliran keluar RB-01 sebelum

Fungsi

masuk T-06 DATA DESAIN

Tipe

Double Pipe Heat Exchanger

Jumlah hairpin

3 Buah 74,011 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

155,387 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

183,975 Btu/jam.ft2.oF

ANNULUS IPS

6

INNER PIPE in

IPS

54

4

in

SN

40

SN

40

ID

6,625

in

ID

4,5

in

OD

6,065

in

OD

4,026

in

a”

1,734

ft2

a”

1,178

ft2

ΔPa

6

psi

ΔPp

0,080

psi

Dirt Factor

0,001

Bahan konstruksi

6.6.

Carbon Steel

CONDENSOR-01 (CD-01) IDENTIFIKASI

Nama alat

Condensor-01

Kode alat

CD-01

Jumlah

1 unit

Fungsi

Untuk mengkondensasikan top produk KD-01 DATA DESAIN

Tipe

Double Pipe Heat Exchanger

Jumlah hairpin

3 Buah

Actual surface area

84,816 ft2

Actual design coefficient, Ud

35,173 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

36,738 Btu/jam.ft2.oF

ANNULUS IPS

6

SN

40

ID

6,625

OD a” ΔPa

INNER PIPE IPS

4

SN

40

in

ID

4,5

in

6,065

in

OD

4,026

in

1,734

ft2

a”

1,178

ft2

psi

ΔPp

0,005

in

Dirt Factor

0,107 0,001

Bahan konstruksi

Carbon Steel

55

in

psi

6.7.

Decanter-01 (DC-01) IDENTIFIKASI

Nama alat

Decanter

Kode alat

DC-01

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Memisahkan crude nitroenzene dengan mix acid DATA DESAIN

Tipe

Vertikal silinder drum

Settling velocity

0,009 m/s

Tutup atas

Elipsoidal

Tutup bawah

Kerucut

Temperatur

50 oC

Tinggi

1,790 m

Diameter

0,895 m

Residence time droplet

0,321 menit

Tekanan

1 atm

Bahan konstruksi

Stainless Steel

6.8.

DECANTER-02 (DC-02) IDENTIFIKASI

Nama alat

Decanter

Kode alat

DC-02

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Memisahkan crude nitrobenzene dengan pengotor NaNO3 dan Na2SO4 DATA DESAIN

Tipe

Vertical silinder drum

Settling velocity

0,012 m/s

Tutup atas

Elipsoidal

Tutup bawah

Kerucut

56

Temperatur

50 oC

Tinggi

1,552 m

Diameter

0,776 m

Residence time droplet

0,209 menit

Tekanan

1 atm

Bahan konstruksi

Stainless Steel

6.9.

Decanter-03 (DC-03) IDENTIFIKASI

Nama alat

Decanter

Kode alat

DC-03

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Memisahkan campuran nitrobenzen dengan pengotor dan bahan pencuci (HNO3) DATA DESAIN

Tipe

Vertical silinder drum

Settling velocity

0,011 m/s

Tutup atas

Elipsoidal

Tutup bawah

Kerucut

Temperatur

50 oC

Tinggi

1,649 m

Diameter

0,824 m

Residence time droplet 0,251 Tekanan

1 atm

Bahan konstruksi

Stainless steel

6.10.

FLASH EVAPORATOR-01(EV-01) IDENTIFIKASI

Nama alat

Flash Evaporator

Kode alat

EV-01

Jumlah Fungsi

1 unit Untuk mengkonsentrasikan asam sulfat

57

DATA DESAIN Tipe

Cylinder horizontal dengan ellipsoidal head

Temperatur

121,18

Tekanan

o

C

0,151 atm

holding time

15,000 menit DATA MEKANIK

Diameter

2,134 m

panjang

6,403 m

Tebal bahan konstruksi

0,003 m

Bahan konstruksi 6.11.

stainless steel 304 (SA-240)

FLASH EVAPORATOR-02 (FV-02) IDENTIFIKASI

Nama alat

Flash Evaporator

Kode alat

EV-02

Jumlah Fungsi

1 unit Untuk mengkonsentrasikan asam sulfat DATA DESAIN

Tipe

Cylinder horizontal dengan ellipsoidal head

Temperatur

121,18

Tekanan

o

C

0,05 atm

holding time

5,500 menit DATA MEKANIK

Diameter

1,484 m

panjang

4,452 m

Tebal bahan konstruksi

0,003 m

Bahan konstruksi 6.12.

stainless steel 304 (SA-240)

HEATER-01 (H-01) IDENTIFIKASI

Nama alat

Heater-01

Kode alat

H-01

58

Jumlah

1 unit

Fungsi

Untuk menaikan suhu asam campuran menuju MP-02 DATA DESAIN

Tipe

Double Pipe Heat Exchanger

Jumlah hairpin

3 Buah 19,831 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

156,035 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

184,884 Btu/jam.ft2.oF

ANNULUS IPS

3,000

SN

40,000

ID

3,500

OD

3,068

a”

0,917

ΔPa

1,545

INNER PIPE IPS

2,500

SN

40,000

in

ID

2,880

in

in

OD

2,469

in

0,753

ft2

in

ft2

a”

psi

ΔPp

9,310

Dirt Factor

in

psi

0,001

Bahan konstruksi

Stainless Steel 304 (SA-240)

6.13. HEATER-02 (H-02) IDENTIFIKASI Nama alat

Heater-02

Kode alat

H-02

Jumlah

1 unit

Fungsi

Untuk menaikan suhu input EV-01 DATA DESAIN

Tipe

Shell and tube heat exchanger 279,602 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

99,988 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

121,547 Btu/jam.ft2.oF

SHELL SIDE

TUBE SIDE

59

ID

17,250

in

Nt

89

Baffle Space

8,625

in

L

12

ft

Pass

1

OD

1

in

ΔPs

0,176

BWG

16

Pitch

1,25

Pass

2

ΔPt

0,009

psi

Dirt Factor

psi

0,002

Bahan konstruksi 6.14.

triangular

stainless steel 304 (SA-240)

Heater-03 (H-03) IDENTIFIKASI

Nama alat

Heater-03

Kode alat

H-03

Jumlah

1 unit

Fungsi

Untuk menaikan suhu temperature input KD-01 DATA DESAIN

Tipe

Shell and tube heat exchanger 121,18 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

19,81 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

27,524 Btu/jam.ft2.oF

SHELL SIDE ID

15,250

TUBE SIDE in

Nt

60

77

Baffle Space

7,625

Pass

1

ΔPs

3,645

in

psi

L

12

ft

OD

1

in

BWG

16

Pitch

1,25

Pass

2

ΔPt

0,008

Dirt Factor

psi

0,014

Bahan konstruksi 6.15.

triangular

stainless steel 304 (SA-240)

MIXER-01(M-01) IDENTIFIKASI

Nama Alat

Mixing Tank

Kode Alat

M T – 01

Jumlah

1 buah

Fungsi

Tempat

Mencuci

crude

nitrobenzene

dengan larutan NaOH DATA DESIGN Tipe

Silinder vertical dengan ellipsoidal head

Temperature design

50

Tekanan design

o

C

1 atm 23,1496 m3

Kapasitas

61

DATA MEKANIK Tipe pengaduk

Disk flate blade turbine

Diameter vessel

2,5243 m

Tinggi silinder

3,7865 m

Tinggi tutup

0,6311 m

Tinggi total tangki

5,0486 m

Tinggi liquid

4,5438 m

Diameter impeller

0,8414 m

Tinggi impeller

0,8414 m

Lebar baffle

0,0252 m

Lebar blade pengaduk

0,1683 m

Panjang blade pengaduk

0,2104 m

Posisi baffle dari dinding tanki

0,0526 m

Tebal tanki

0,0030 m

Kecepatan putaran pengaduk

0,9060 rps

Tenaga pengaduk

1,1190 Hp

Bahan konstruksi 6.16.

Stainless steel

MIXER-02 (M-02) IDENTIFIKASI

Nama Alat

Mixing Tank

Kode Alat

M T – 03

62

Jumlah

1 buah

Fungsi

Tempat Mencuci crude nitrobenzene dengan larutan HNO3 DATA DESIGN

Tipe

Silinder vertical dengan ellipsoidal head

Temperature design

50

Tekanan design

o

C

1 atm 23,0977 m3

Kapasitas

DATA MEKANIK Tipe pengaduk

Disk flate blade turbine

Diameter vessel

2,5224 m

Tinggi silinder

3,7836 m

Tinggi tutup

0,6306 m

Tinggi total tangki

5,0449 m

Tinggi liquid

4,5404 m

Diameter impeller

0,8408 m

Tinggi impeller

0,8408 m

Lebar baffle

0,0252 m

Lebar blade pengaduk

0,1683 m

Panjang blade pengaduk

0,1682 m

Posisi baffle dari dinding

0,0526 m

63

tanki Tebal tanki

0,0030 m

Kecepatan putaran pengaduk

0,9075 rps

Tenaga pengaduk

1,1163 Hp

Bahan konstruksi 6.17.

Stainless steel

PARTIAL CONDENSOR-01 (PC-01) IDENTIFIKASI

Nama alat

Partial condenser-01

Kode alat

PC-01

Jumlah

1 unit

Fungsi

Untuk mengkondensasi sebagian uap dari top EV-01 DATA DESAIN

Tipe

Shell and tube heat exchanger 653,453 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

74,918 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

86,567 Btu/jam.ft2.oF

SHELL SIDE

TUBE SIDE

ID

19,25

In

Nt

156

Baffle Space

9,625

In

L

19,685

ft

Pass

1

OD

1

in

64

ΔPs

3,645

Psi

BWG

16

Pitch

1,25

Pass

2

ΔPt

0,008

Dirt Factor

psi

0,002

Bahan konstruksi 6.18.

triangular

stainless steel 304 (SA-240)

PARTIAL CONDENSOR-02 (PC-02) IDENTIFIKASI

Nama alat

Partial condenser-01

Kode alat

PC-01

Jumlah

1 unit

Fungsi

Untuk mengkondensasi sebagian uap dari top EV-01 DATA DESAIN

Tipe

Shell and tube heat exchanger 653,453 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

74,918 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

86,567 Btu/jam.ft2.oF

SHELL SIDE ID

12

TUBE SIDE In

Nt

65

54

Baffle Space

6

Pass

1

ΔPs

0,124

In

Psi

L

20

ft

OD

1

in

BWG

16

Pitch

1,25

Pass

2

ΔPt

0,007

Dirt Factor

psi

0,001

Bahan konstruksi

6.19.

triangular

stainless steel 304 (SA-240)

EJECTOR-01 (E-01)

IDENTIFIKASI Nama Alat EJECTOR-01 Alat Kode E-01 Tipe Steam jet ejector Jumlah 1 Bahan Stainless steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan non condensable gas dari PC-01 DATA DISAIN Temperatur 53,112

o

C

o

Temperatur steam

280

Tekanan

0,142

atm

Tekanan luar

0,394

atm

Tekanan steam

1

atm

Laju alir

6,925

Kg/jam

Laju alir steam

0,740

Kg/jam

66

C

6.20.

Diameter

19,654

cm

Diameter nozzle

7,468

cm

Panjang ruang pencampuran

112,027

cm

Diffuser

137,577

cm

Spacing nozzle

5,974

cm

Panjang total

255,580

cm

EJECTOR-02

IDENTIFIKASI Nama Alat EJECTOR-02 Alat Kode E-02 Tipe Steam jet ejector Jumlah 1 Bahan Stainless steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan non condensable gas dari PC-02 DATA DISAIN Temperatur 33,130

6.21.

o

C

o

Temperatur steam

280

Tekanan

0,049

atm

Tekanan luar

0,394

atm

Tekanan steam

1

atm

Laju alir

1,586

Kg/jam

Laju alir steam

0,107

Kg/jam

Diameter

9,853

cm

Diameter nozzle

3,744

cm

Panjang ruang pencampuran

56,164

cm

Diffuser

68,973

cm

Spacing nozzle

7,489

cm

Panjang total

132,625

cm

VACUUM PUMP-01(LRVP-01) IDENTIFIKASI

67

C

Nama Alat Alat Kode Tipe Jumlah Bahan Operasi Fungsi

Vacuum Pump-01 LRVP-01 Liquid Ring Vacuum Pump 1 Stainless steel Kontinyu Mengalirkan top produk EV-01 DATA DISAIN Temperatur 121,179

o

C

Tekanan masuk

153

mbar

Tekanan keluar

200

mbar

Volumetric flowrate

5.602,153

m3/jam

Power

9

HP

6.22.

VACUUM PUMP-02(LRVP-02) IDENTIFIKASI Nama Alat Vacuum Pump-02 Alat Kode LRVP-02 Tipe Liquid Ring Vacuum Pump Jumlah 1 Bahan Stainless steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan top produk EV-02 DATA DISAIN Temperatur 121,179

6.23.

o

C

Tekanan masuk

53,5

mbar

Tekanan keluar

100

mbar

Volumetric flowrate

3.206,509

m3/jam

Power

4

HP

POMPA-01(P-01) IDENTIFIKASI

Nama Alat Alat Kode

POMPA-0 P-01

68

Tipe Jumlah Bahan Operasi Fungsi

Centrifugal pump 2 (1 buah cadangan) Stainless steel 304 Kontinyu Mengalirkan asam sulfat menuju MP-01 DATA DISAIN Temperatur 30,000

o

C

Laju Alir Massa

97.530,346

kg/jam

Densitas

1.812,000

kg/m3

Viskositas

19,242

cp

Tekanan Uap

31,228

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

260,681

gal/min

Volumetric Flowrate

0,581

ft3/det

Suction 5,000

NPS

in

Discharge 4,000 in

SN

40ST,40S

40ST,40S

ID

5,047

in

4,026

in

OD

5,563

In

4,500

In

L

3,000

m

6,000

m

Velocity

4,178

ft/s

6,570

ft/s

Total Friction Loss

0,964

ft. lbf/lb

5,193

ft. lbf/lb

Tekanan Operasi

14,696

psi

16,019

psi

NPSH

20,256

ft. lbf/lb

Required Motor Driver

5,000

Hp

6.24.

POMPA-02

Nama Alat Alat Kode Tipe

IDENTIFIKASI POMPA-02 P-02 Centrifugal pump

69

Jumlah Bahan Operasi Fungsi

2 (1 buah cadangan) Stainless steel Kontinyu Mengalirkan asam nitrat menuju mixing point (MP-01) DATA DISAIN o Temperatur 30 C

Laju Alir Massa

7252,258

kg/jam

Densitas

1.244,000

kg/m3

Viskositas

4,706

cp

Tekanan Uap

61,775

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

29,518

gal/min

Volumetric Flowrate

0,066

ft3/det

Suction in

Discharge 2,5 in

NPS

3

SN

40ST,40S

ID

3,068

in

2,469

in

OD

3,5

In

2,875

In

L

4

m

15

m

Velocity

1,282

ft/s

1,979

ft/s

Total Friction Loss

0,104

ft. lbf/lb

0,326

ft. lbf/lb

Tekanan Operasi

14,696

psi

16,166

psi

40ST,40S

NPSH

28,212

ft. lbf/lb

Required Motor Driver

1

Hp

6.25.

POMPA-03

Nama Alat Alat Kode Tipe Jumlah

IDENTIFIKASI POMPA-03 P-03 Centrifugal pump 2 (1 buah cadangan)

70

Bahan Operasi Fungsi

carbon steel Kontinyu Mengalirkan benzene menuju R-01 DATA DISAIN Temperatur 30

o

C

Laju Alir Massa

6236,554

kg/jam

Densitas

867,000

kg/m3

Viskositas

0,567

cp

Tekanan Uap

118,905

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

36,422

gal/min

Volumetric Flowrate

0,081

ft3/det

Suction in

NPS

3

SN

40ST,40S

ID

3,068

in

2,469

in

OD

3,5

In

2,875

In

L

4

m

15

m

Velocity

1,581

ft/s

2,442

ft/s

Total Friction Loss

0,158

ft. lbf/lb

0,496

ft. lbf/lb

Tekanan Operasi

14,696

psi

16,166

psi

NPSH Required Motor Driver 6.26.

Discharge 2,5 in 40ST,40S

36,104 1

Pompa 04 (P-04)

Nama Alat Alat Kode Tipe Jumlah Bahan

IDENTIFIKASI POMPA-04 P-04 Centrifugal pump 2 (1 buah cadangan) carbon steel

71

ft. lbf/lb Hp

Operasi Fungsi

Kontinyu Mengalirkan recycle asam sulfat menuju MP-02 DATA DISAIN o Temperatur 121,179 C

Laju Alir Massa

95.911,505

kg/jam

Densitas

1.798,000

kg/m3

Viskositas

2,306

cp

Tekanan Uap

2,219

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

258,351

gal/min

Volumetric Flowrate

0,576

ft3/det

NPS SN ID OD L Velocity Total Friction Loss Tekanan Operasi NPSH Required Motor Driver 6.27. Pompa 05 (P-05)

Suction 5,000 in 40ST,40S 5,047 in 5,563 In 1,000 m 0,812 ft/s 0,020 ft. lbf/lb 17,635 psi 6,540 1,000

Discharge 4,000 in 40ST,40S 4,026 in 4,500 In 8,000 m 1,277 ft/s 0,205 ft. lbf/lb 16,166 psi ft. lbf/lb Hp

IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-05 Alat Kode P-05 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan bahan baku NaOH menuju M-01 DATA DISAIN Temperatur 30,000 Laju Alir Massa

37,404

72

o

C

kg/jam

Densitas

1.186,000

kg/m3

Viskositas

1,214

cp

Tekanan Uap

15,932

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

0,153

gal/min

Volumetric Flowrate

0,000

ft3/det

NPS SN ID OD L Velocity Total Friction Loss Tekanan Operasi NPSH Required Motor Driver 6.28. Pompa -06 (P-06)

Suction 0,750 in 40 ST, 40 S 0,824 in 1,050 In 2,000 m 0,092 ft/s 0,001 ft. lbf/lb 14,696 psi 31,263

Discharge 0,500 in 40 ST, 40 S 0,622 in 0,840 In 6,000 m 0,161 ft/s 0,004 ft. lbf/lb 16,019 psi ft. lbf/lb

1,000

IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-06 Alat Kode P-06 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan top DC-01 menuju M-01 DATA DISAIN Temperatur 50,000

Hp

o

C

Laju Alir Massa

9.287,708

kg/jam

Densitas

470,766

kg/m3

Viskositas

1,432

cp

Tekanan Uap

0,549

psi

Safety Factor

10

%

73

Kapasitas Pompa

95,550

gal/min

Volumetric Flowrate

0,213

ft3/det

NPS SN ID OD L Velocity Total Friction Loss Tekanan Operasi NPSH Required Motor Driver 6.29. Pompa -07 (P-07)

Suction 5,000 in 40ST,40S 5,047 in 5,563 In 2,000 m 1,532 ft/s 0,126 ft. lbf/lb 14,696 psi 75,754 1,000

Discharge 4,000 in 40ST,40S 4,026 in 4,500 In 6,000 m 2,408 ft/s 0,399 ft. lbf/lb 16,166 psi ft. lbf/lb Hp

IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-07 Alat Kode P-07 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan produk M-01 menuju DC-02 DATA DISAIN Temperatur 52,832

o

C

Laju Alir Massa

9.325,111

kg/jam

Densitas

443,102

kg/m3

Viskositas

1,203

cp

Tekanan Uap

0,616

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

101,925

gal/min

Volumetric Flowrate

0,227

ft3/det

NPS

Suction 5,000

74

in

Discharge 4,000 in

SN ID OD L Velocity Total Friction Loss Tekanan Operasi NPSH Required Motor Driver 6.30. Pompa -08 (P-08)

40ST,40S 5,047 5,563 2,000 1,634 0,143 14,696

in In m ft/s ft. lbf/lb psi 79,714 1,000

40ST,40S 4,026 4,500 6,000 2,569 0,454 16,166

in In m ft/s ft. lbf/lb psi ft. lbf/lb Hp

IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-08 Alat Kode P-08 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan top produk DC-02 menuju M-02 DATA DISAIN Temperatur 52,832

o

C

Laju Alir Massa

9.266,673

kg/jam

Densitas

441,200

kg/m3

Viskositas

1,182

cp

Tekanan Uap

31,865

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

101,722

gal/min

Volumetric Flowrate

0,227

ft3/det

NPS

Suction 5,000

in

Discharge 4,000 in

SN

40ST,40S

ID

5,047

in

4,026

in

OD

5,563

In

4,500

In

L

2,000

m

6,000

m

75

40ST,40S

Velocity

1,630

ft/s

2,564

ft/s

Total Friction Loss

0,142

ft. lbf/lb

0,452

ft. lbf/lb

Tekanan Operasi

14,696

psi

16,166

psi

NPSH

80,031

ft. lbf/lb

Required Motor Driver

1,000

Hp

6.31.

Pompa 09 (P-09)

IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-09 Alat Kode P-09 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan produk M-02 menuju DC-03 DATA DISAIN Temperatur 52,421

o

C

Laju Alir Massa

9.269,012

kg/jam

Densitas

441,426

kg/m3

Viskositas

1,182

cp

Tekanan Uap

31,865

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

101,696

gal/min

Volumetric Flowrate

0,227

ft3/det

NPS SN ID OD L Velocity

Suction 5,000 in 40ST,40S 5,047 in 5,563 In 2,000 m 1,630 ft/s

76

Discharge 4,000 in 40ST,40S 4,026 in 4,500 In 6,000 m 2,563 ft/s

Total Friction Loss Tekanan Operasi NPSH Required Motor Driver

6.32.

0,142 14,696

ft. lbf/lb psi 79,993 1,000

0,452 16,166

ft. lbf/lb psi ft. lbf/lb Hp

Pompa 10 (P-10)

IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-10 Alat Kode P-10 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan top product DC-03 menuju KD-01 DATA DISAIN o Temperatur 52,421 C Laju Alir Massa

9.265,776

kg/jam

Densitas

441,350

kg/m3

Viskositas

1,182

cp

Tekanan Uap

31,865

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

101,678

gal/min

Volumetric Flowrate

0,227

ft3/det

NPS SN ID OD L Velocity

Suction 5,000 in 40ST,40S 5,047 in 5,563 In 2,000 m 1,630 ft/s

77

Discharge 4,000 in 40ST,40S 4,026 in 4,500 In 6,000 m 2,563 ft/s

Total Friction Loss Tekanan Operasi NPSH Required Motor Driver

0,142 14,696

ft. lbf/lb psi 80,006 1,000

0,452 16,019

ft. lbf/lb psi ft. lbf/lb Hp

6.33.

Pompa 11 (P-11) IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-10 Alat Kode P-10 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Mengalirkan bottom ACC-01 menuju KD-01(refluks) dan Fungsi T-05 DATA DISAIN o Temperatur 82,490 C Laju Alir Massa

1.264,358

kg/jam

Densitas

345,353

kg/m3

Viskositas

0,304

cp

Tekanan Uap

15,686

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

17,731

gal/min

Volumetric Flowrate

0,040

ft3/det

NPS SN ID OD L Velocity

Suction 1,000 in 40 ST, 40 S 1,049 in 1,315 In 1,000 m 6,584 ft/s 78

Discharge 0,750 40 ST, 40 S 0,824 1,050 8,000 10,648

in in In m ft/s

Total Friction Loss

1,632

ft. lbf/lb

17,592

Tekanan Operasi

14,916

psi

16,166

NPSH

3,072

Required Motor Driver

1,000

6.34.

ft. lbf/lb psi ft. lbf/lb Hp

Pompa-12(P-12)

IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-12 Alat Kode P-12 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Mengalirkan bottom ACC-01 menuju KD-01(refluks) dan Fungsi T-05 DATA DISAIN o Temperatur 218,478 C Laju Alir Massa

10.335,838

kg/jam

Densitas

987,800

kg/m3

Viskositas

0,304

cp

Tekanan Uap

17,636

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

50,676

gal/min

Volumetric Flowrate

0,113

ft3/det

NPS

Suction 5,000

in

Discharge 4,000 in

SN

40ST,40S

ID

5,047

in

4,026

in

OD

5,563

In

4,500

In

L

1,000

m

8,000

m

79

40ST,40S

Velocity

0,812

ft/s

1,277

ft/s

Total Friction Loss

0,020

ft. lbf/lb

0,205

ft. lbf/lb

Tekanan Operasi

17,635

psi

16,166

psi

NPSH Required Motor Driver

6.35.

3,072 1,000

ft. lbf/lb Hp

TANKI-01 IDENTIFIKASI

Nama Alat

Tangki

Kode Alat

T – 01

Jumlah

6 buah

Fungsi

Untuk menyimpan bahan baku asam sulfat DATA DESIGN

Tipe

Silinder Vertikal dengan ellipsoidal head

Temperature design

30

Tekanan design

o

C

1 atm 1237,968 m3

Kapasitas

DATA MEKANIK Diameter vessel

11,640 m

Tebal dinding vessel

0,027 m

Tinggi vessel

13,580 m

80

Bahan konstruksi 6.36.

Stainless steel

TANKI-02 (T-02) IDENTIFIKASI

Nama Alat

Tangki

Kode Alat

T – 02

Jumlah

1 buah

Fungsi

Untuk menyimpan bahan baku asam nitrat DATA DESIGN

Tipe

Silinder Vertikal dengan ellipsoidal head

Temperature design

30

Tekanan design

o

C

1 atm 804,511 m3

Kapasitas

DATA MEKANIK Diameter vessel

10,082 m

Tebal dinding vessel

0,017 m

Tinggi vessel

11,763 m

Bahan konstruksi 6.37.

Stainless steel

TANKI-03 IDENTIFIKASI

Nama Alat

Tangki

81

Kode Alat

T – 03

Jumlah

1 buah

Fungsi

Untuk menyimpan bahan baku benzene DATA DESIGN

Tipe

Silinder Vertikal dengan ellipsoidal head

Temperature design

30

Tekanan design

o

C

1 atm 992,669 m3

Kapasitas

DATA MEKANIK Diameter vessel

10,814 m

Tebal dinding vessel

0,016 m

Tinggi vessel

12,616 m

Bahan konstruksi 6.38.

carbon steel

TANKI-04(T-04) IDENTIFIKASI

Nama Alat

Tangki

Kode Alat

T – 04

Jumlah

1 buah

Fungsi

Untuk menyimpan NaOH DATA DESIGN

82

Tipe

Silinder Vertikal dengan ellipsoidal head

Temperature design

30

Tekanan design

o

C

1 atm 4,352 m3

Kapasitas

DATA MEKANIK Diameter vessel

1,770 m

Tebal dinding vessel

0,002 m

Tinggi vessel

2,065 m

Bahan konstruksi 6.39.

carbon steel

TANKI-05 (T-05) IDENTIFIKASI

Nama Alat

Tangki

Kode Alat

T – 05

Jumlah

1 buah

Fungsi

Untuk menyimpan benzene DATA DESIGN

Tipe

Silinder Vertikal dengan ellipsoidal head

Temperature design

30

Tekanan design

o

C

1 atm 148,385 m3

Kapasitas

DATA MEKANIK

83

Diameter vessel

5,739 m

Tebal dinding vessel

0,007 m

Tinggi vessel

6,696 m

Bahan konstruksi 6.40.

carbon steel

TANKI 06 (T-06) IDENTIFIKASI

Nama Alat

Tangki

Kode Alat

T – 06

Jumlah

1 buah

Fungsi

Untuk menyimpan produk nitrobenzene DATA DESIGN

Tipe

Silinder Vertikal dengan ellipsoidal head

Temperature design

30

Tekanan design

o

C

1 atm 288,948 m3

Kapasitas

DATA MEKANIK Diameter vessel

7,167 m

Tebal dinding vessel

0,010 m

Tinggi vessel

8,361 m

Bahan konstruksi 6.41.

carbon steel

REAKTOR-01 (R-01) IDENTIFIKASI

84

Nama Alat Kode Alat Jumlah Fungsi

Reaktor R – 01 1 buah Tempat terjadinya reaksi antara benzene dan asam nitrat dengan katalis asam sulfat DATA DESIGN Tipe Continuous Stirred Tank Reactor Temperature design 133 oC Tekanan design 4,42 atm Kapasitas 15,879 m3 DATA MEKANIK Diameter vessel 4,546 m Tinggi silinder 4,498 m Tinggi tutup 1,021 m Tinggi total tangki 6,539 m Tebal tanki 0,024 m Jumlah impeller 1 buah Kecepatan putar pengaduk 0,992 rps Tenaga motor pengaduk 11 hP Lebar Jaket Pendingin 0,198 m Laju alir pendingin 3.347,878 Kg/jam Bahan konstruksi Stainless steel 6.42. KOLOM DISTILASI-01 (KD-01) IDENTIFIKASI Nama Alat Kolom destilasi nitrobenzene Alat Kode KD-01 Jenis Tray Column Jumlah 1 buah Operasi Kontinyu Fungsi Tempat memisahkan nitrobenzene dari benzene dan air DATA DISAIN Top Bottom Tekanan 1,0150 atm 1,2000 atm Temperatur Tinggi kolom Diameter

82,4898

O

C

KOLOM 5,2181 Top 0,4487 m

85

218,4778

O

C

m Bottom 0,7153 m

Tray spacing Jumlah tray Tebal silinder Tebal head Material

0,3000 6 2,2942 79,0196

m buah mm mm

0,3000 11 2,5487 79,0369 Carbon Steel

PELAT Top

m buah mm mm

Bottom

Downcomer area

0,0316 m

2

0,0803 m2

Active area

0,0948 m2

0,2410 m2

Hole Diameter

8,0000 mm

8,0000 mm

Hole area

0,0095 m

2

0,0241 m2

Tinggi weir 40,0000 mm Panjang weir 0,3769 m Tebal pelat 5,0000 mm Pressure drop per tray 101,5406 mm liquid Tipe aliran cairan Single pass Desain % flooding 77,0000 % Jumlah hole 189 Buah 6.43. EXCHANGER-01 (HE-01) IDENTIFIKASI

40,0000 mm 0,6008 m 5,0000 m 87,6513 mm liquid Single pass 77,0000 % 480 buah

Nama alat

Exchanger-01

Kode alat

HE-01

Jumlah

1 unit Untuk menukar panas output R-01 dengan input EV-

Fungsi

01 DATA DESAIN

Tipe

Shell and tube heat exchanger

Actual surface area

1.023,182 ft2

Actual design coefficient, Ud

250 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

287,604 Btu/jam.ft2.oF

SHELL SIDE

TUBE SIDE

ID

23,25

in

Nt

196

Baffle Space

11,625

in

L

20

86

ft

Pass

1

ΔPs

2,571

psi

OD

1

BWG

12

Pitch

1,25

Pass

2

ΔPt

0,061

Dirt Factor

in

psi

0,002

Bahan konstruksi 6.44.

triangular

stainless steel 304 (SA-240)

REBOILER-01 (RB-01) IDENTIFIKASI

Nama alat

Reboiler-01

Kode alat

RB-01

Jumlah

1 unit Untuk menguapkan sebagian likuid bottom product

Fungsi

KD-01 DATA DESAIN

Tipe

Shell and tube heat exchanger 279,602 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

98,945 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

363,313 Btu/jam.ft2.oF

SHELL SIDE

TUBE SIDE

ID

13,25

in

Nt

68

Baffle Space

6,625

in

L

16

ft

Pass

1

OD

1

in

ΔPs

0,022

BWG

16

Pitch

1,25

Pass

2

ΔPt

0,012

psi

Dirt Factor

0,007

Bahan konstruksi

Carbon steel

87

triangular

psi

BAB 7 ORGANISASI PERUSAHAAN 7.1. Bentuk Perusahaan Dewasa ini setiap perusahaan baik yang bergerak dibidang produksi, jasa maupun industri, pada umumnya perusahaan memiliki tujuan untuk memperoleh keuntungan dengan mempertimbangkan kepuasan konsumen yang maksimal. Untuk mencapai tujuan tersebut, perusahaan memerlukan sistem manajemen yang efektif, baik dan tingkat efektivitas kerja karyawan yang dapat menunjang jalannya operasi perisahaan secara terus menerus. Perusahaan memiliki beberapa bagian, yakni bagian produksi, bagian keuangan, bagian teknik, bagian pemasaran,

dan

bagian

administrasi.

Masing-masing

bagian

tersebut

melaksanakan kegiatan yang berbeda tetapi saling berhubungan satu sama lain. Struktur organisasi sangat penting peranannya dalam meningkatkan efektivitas kerja dan mempunyai sifat umum yang sangat berpengaruh terhadap keberhasilan dalam kepempinan organisasi. Organisasi perusahaan yang dipilih dalam pengoperasian pabrik pembuatan Nitrobenzene adalah Perseroan Terbatas (PT). Bentuk organisasi usaha berbadan hukum yang dapat memiliki, mengatur, dan mengolah kekayaannya sendiri, serta dapat mengumpulkan modal secara efektif. Tingkat kegiatan yang dilaksanakan perusahaan akan mengalami perubahan setiap periodenya. Perubahan tersebut mengharuskan manajemen mengadakan koordinasi dalam suatu perusahaan dan menciptakan wadah yang merupakan alat komunikasi antar bagian, yaitu struktur organisasi. Pola hubungan dan lalu lintas wewenang berdasarkan struktur dapat dibedakan menjadi 4 sistem organisasi, yaitu: 1) Organisasi Garis Merupakan organisasi yang sederhana, jumlah karyawan sedikit dan mempunyai hubungan darah, serta kepemimpinan yang bersifat diktator. 2) Organisasi Garis dan Staf

88

Merupakan organisasi yang memiliki dua kelompok yang berpengaruh dalam menjalankan organisasi. 3) Organisasi Fungsional Merupakan organisasi yang berdasarkan pembagian tugas dan kegiatannya berdasarkan spesialisasi yang dimiliki oleh pejabatnya. 4) Organisasi Fungsional dan Staf Merupakan organisasi yang wewenang pimpinan tertinggi dilimpahkan kepada kepala unit dan pejabat fungsional. Namun hasil tugas diserahkan kepada kepala unit terlebih dahulu. Dari keempat bentuk sistem organisasi di atas, dipilih bentuk sistem organisasi Garis dan Staf (Line and Staff). Sistem organisasi jenis ini mempunyai beberapa kelebihan, antara lain: 1) Dapat digunakan dalam organisasi skala besar dengan susunan organisasi yang kompleks dan pembagian tugas yang beragam. 2) Dapat menghasilkan keputusan yang sehat dan logis melalui bantuan staf ahli. 3) Pelaksanaan pengawasan dan pertanggungjawaban lebih mudah dilakukan. 4) Cocok untuk perubahan yang cepat (rasionalisasi dan promosi). 5) Memungkinkan konsentrasi dan loyalitas tinggi terhadap pekerjaan. Sedangkan modal untuk pengoperasian pabrik berasal dari kepemilikan saham dan pinjaman yang berasal dari bank. (Fayol, 1995) 7.2. Struktur Organisasi Struktur organisasi dalam perusahaan sangatlah penting dikarenakan adanya kejelasan tanggung jawab, kejelasan kedudukan, kejelasan menganai jalur hubungan, dan kejelasan uraian tugas. Dewan Komisaris merupakan badan tertinggi yang tugasnya mengawasi serta menentukan keputusan dan kebijaksanaan perusahaan dan sebagai pelaksana langsung operasional perusahaan. Dewan Komisaris menunjuk atau mengangkat seorang Direktur Utama yang bertanggung jawab kepada Dewan Komisaris. Dalam menjalankan tugasnya, Direktur Utama dibantu oleh tiga orang Direktur yaitu:

89

7.2.1. Direktur Teknik dan Produksi, membawahi: a. Bagian Teknik dan Produksi b. Bagian Pemeliharaan c. Bagian Pusat Penelitian dan Pengembangan 7.2.2. Direktur Pemasaran dan Keuangan, membawahi: a.

Bagian keuangan

b.

Bagian Pemasaran

7.2.3. Direktur Umum dan Kepegawaian, membawahi: a.

Bagian Pelayanan Umum

b.

Bagian Personalia

7.3. Tugas dan Wewenang 7.3.1. Dewan Komisaris Dewan Komisaris selaku pimpinan perusahaan tertinggi diangkat oleh rapat umum pemegang saham untuk masa jabatan tertentu dan mempunyai tugas dan wewenang: a. Menetapkan kebijaksanaan sesuai dengan kebijaksanaan pemerintah. b. Mengangkat dan memberhentikan serta melakukan pengawasan terhadap Direksi. c. Menolak dan menyetujui rencana Direksi. d. Mengadakan rapat Dewan Komisaris setiap tahun 7.3.2. Direktur Utama Direktur Utama membawahi Direktur Teknik dan Produksi, Direktur Pemasaran dan Keuangan, dan Direktur Umum dan Kepegawaian. Tugas dan Wewenang Direktur Utama adalah: a.

Melaksanakan

kebijaksanaan

Dewan Komisaris.

90

yang ditetapkan

oleh

b.

Mengendalikan kebijaksanaan umum dalam operasi perencanaan dan program perusahaan.

c.

Memberkan laporan tentang hal-hal yang berhubungan dengan kegiatan perusahaan kepada Dewan Komisaris.

d.

Mengambil inisiatif serta membuat perjanjian-perjanjian dan kontrak kerja sama dengan pihak di luar organisasi perusahaan.

7.3.3. Direktur Teknik dan Produksi Dalam melaksanakan tugasnya, Direktur

Teknik dan Produksi

mempunyai wewenang dan merumuskan kebijaksanaan teknik dan operasi pabrik serta mengawasi kesinambungan operasional pabrik. Direktur Teknik dan Produksi membawahi: 7.3.3.1. Bagian Pengolahan dan Produksi Kepala bagian ini mempunyai wewenang untuk: a.

Melaksanakan operasi selama proses berlangsung.

b.

Mengawasi

persediaan

bahan

baku

dan

penyimpanan hasil produksi serta transportasi hasil produksi. c.

Bertanggung jawab atas kelancaran fungsional unit utilitas.

7.3.3.2. Bagian Teknik dan Pemeliharaan Kepala bagian ini mempunyai wewenang untuk: a. Mengawasi dan melaksanakan pemeliharaan peralatan pabrik serta menjaga keselamatan kerja. b. Melakukan perbaikan peralatan yang mendukung kelancaran operasi pabrik 7.3.3.3. Bagian Pusat Penelitian dan Pengembangan (Puslitbang) Kepala bagian ini mempunyai wewenang untuk:

91

a. Membuat program dan melaksanakan penelitian untuk peningkatan mutu produk. b. Mengawasi pelaksanaan penelitian dan analisa hasil produksi. 7.3.4. Direktur Pemasaran dan Keuangan Direktur Pemasaran dan Keuangan dalam melaksanakan tugasnya memiliki wewenang untuk merencanakan anggaran belanja dan pendapatan perusahaan serta melakukan pengawasan keuangan perusahaan. Direktur Pemasaran dan Keuangan membawahi: 7.3.4.1. Bagian Keuangan Tugas dan wewenang bagian ini adalah: a.

Mengatur dan mengawasi setiap perusahaan bagi penyediaan bahan baku dan pemasukkan hasil penjualan produk

b.

Mengatur dan menyerahkan gaji karyawan.

c.

Mengatur dan merencanakan anggaran pembelian barang.

7.3.4.2. Bagian Pemasaran Tugas dan wewenang bagian ini adalah: a. Menentukan daerah-daerah pemasaran hasil b. Menetapkan harga jual produk dan mempromosikan hasil produksi . c. Meningkatkan hubungan kerja sama dengan perusahaan lain. d. Bertanggung jawab atas kelancaran transportasi bahan baku dan hasil produksi. 7.3.5. Direktur Umum dan Kepegawaian Direktur Umum dan Kepegawaian mempunyai wewenang untuk melaksanakan tata laksana seluruh unsur dalam organisasi. Dirtektur Umum dan Kepegawaian membawahi: 7.3.5.1. Bagian Personalia Tugas dan wewenang bagian ini adalah:

92

a. Memberikan pelayanan administrasi kepada semua unsur organisasi. b. Memberikan dan meningkatkan hubungan kerja sama antar karyawan dan masyarakat. c. Mengatur rekrutmen pegawai baru bila diperlukan. d. Memberikan latihan dan pendidikan bagi karyawan. 7.3.5.2. Bagian Pelayanan Umum Tugas dan wewenang bagian ini adalah: a. Memberikan pelayanan bagi semua unsur dalam organisasi baik di bidang kesejahteraan dan fasilitas-fasilitas kesehatan, keamanan dan keselamatan kerja bagi seluruh karyawan dan keluarganya. b. Bertanggung jawab atas keamanan pabrik dan lingkungan di sekitar pabrik. 7.3.6. Kepala Bagian Kepala bagian mempunyai tugas dan wewenang sebagai berikut: a. Melaksanakan tugas yang diberikan oleh pimpinan dan melakukan pengawasan terhadap tugas bawahanya. b. Memberikan laporan pertanggung jawaban kepada pimpinan atas tugastugas yang diberikan serta menerima laporan dari bawahannya. c. Mengawasi pelaksanaan dari rencana yang dibuat oleh pimpinan dan memberikan saran-saran terutama yang berhubungan dengan tugasnya. 7.3.7. Kepala Seksi Kepala seksi mempunyai tugas dan wewenang sebagai berikut : a. Bertanggung jawab kepada Kepala Bagian masing-masing atas kelancaran kerja dalam mencapai target yang telah ditentukan. b. Mengenali kualitas dan kuantitas barang-barang dan peralatan kerja yang menjadi tanggung jawabnya.

93

c. Menciptakan suasana kerja yang baik, serta menjamin keselamatan karyawan, mengajukan saran dan membuat laporan secara berkala kepada Kepala Bagian masing-masing. 7.3.8. Operator/Karyawan Operator/karyawan merupakan tenaga pelaksana yang secara langsung bertugas melaksanakan pekerjaan di lapangan sesuai dengan bidang dan keahliannya maing-masing. Semua pekerjaan operasional lapangan adalah tugas dan tanggung jawab operator. 7.4. Sistem Kerja Pabrik pembuatan Nitrobenzene dengan kapasitas 60.000 ton/tahun beroperasi selama 300 hari dalam satu tahun secara kontinyu dengan waktu kerja selama 24 jam dalam satu hari. Waktu kerja diatur dengan sistem shift dan nonshift untuk menjaga kelancaran proses produksi serta mekanisme administrasi dan pemasaran. (Cleland & King, 1983). 7.4.1. Waktu Kerja Karyawan Shift Kegiatan perusahaan yang dijalani oleh pekerja shift adalah selama 8 jam per hari. Pembagian shift 3 kali per hari yang bergantian secara periodik dengan perulangan dalam 8 hari. Jumlah tim dalam pekerja shift adalah 4 tim (A, B, C, dan D) dengan 3 tim bekerja secara bergantian dalam 1 hari sedangkan 1 tim lainnya libur. Penjadwalan dalam 1 hari kerja per periode (8 hari) adalah sebagai berikut : 

Shift I (Pagi)

: Pukul 07.00 – 15.00 WIB



Shift II (Sore)

: Pukul 15.00 – 23.00 WIB



Shift III (Malam)

: Pukul 23.00 – 07.00 WIB



Shift IV (Libur)

Adapun hari libur diatur sebagai berikut: 

Shift I

: 6 hari kerja, 2 hari libur

94



Shift II

: 6 hari kerja, 2 hari libur



Shift III

: 6 hari kerja, 2 hari libur Tabel 7.1. Pembagian Jam kerja Pekerja shift. Hari

Shift 1

2

3

4

5

6

7

8

I

A

A

D

D

C

C

B

B

II

B

B

A

A

D

D

C

C

III

C

C

B

B

A

A

D

D

Libur

D

D

C

C

B

B

A

A

7.4.2. Waktu Kerja Karyawan Non-Shift Waktu kerja bagi karyawan non-shift perusahaan ini adalah 5 (lima) hari kerja, yaitu : 

Hari Senin s/d Kamis

: Pukul 07.00 – 12.00 WIB Pukul 13.00 – 16.00 WIB



Hari Jumat

: Pukul 07.00 – 11.30 WIB Pukul 13.00 – 16.30 WIB



Hari Sabtu, Minggu, dan hari libur Nasional.

7.5. Penentuan Jumlah Buruh 7.5.1. Pengelompokkan Buruh Pabrik Adapun kelompok pekerja yang berada di dalam lingkungan pabrik: a.

Direct Operating Labor Direct Operating Labor adalah pekerja atau buruh yang berhubungan langsung dengan jalannya operasi proses di pabrik, dalam hal ini dapat dikategorikan untuk buruh pada bidang teknik, produksi, dan utilitas.

b.

Indirect Operating Labor

95

Indirect Operating Labor adalah pekerja atau buruh yang tidak berhubungan dengan jalannya operasi pabrik. Jenis pekerja ini dapat dikategorikan untuk buruh pada bidang perbengkelan/pemeliharaan, bidang puslitbang, bagian umum dan bagian pemasaran serta keuangan. 7.5.2. Metode Penentuan Jumlah Buruh 7.5.2.1. Direct Operating Labor Metode penentuan jumlah buruh pada bagian proses/operasi dilakukan dengan gambar 6-35, p-235 (Peters & Timmerhaus, 1991), prosedur perhitungan dilakukan dengan cara berikut: a.

Tentukan kapasitas produksi (dalam ton/hari), P

b.

Tentukan jenis proses pabrik, pilih :

c.

Hubungkan nilai (P) dan garis (b) atau dapat juga dengan memakai persamaan M = 15.2 x P0.25 yang ada pada gambar tersebut. Didapat jumlah buruh dari persamaan : Dengan mengikuti cara di atas, dapat ditentukan jumlah buruh yang dibutuhkan untuk unit proses pada pabrik pembuatan Nitrobenzene. Kapasitas produksi (P) = 60.000 ton/tahun = 200 ton/hari.

d.

Kondisi proses yang dipakai adalah kelompok proses untuk peralatan semi otomatis (rata - rata).

e.

Masukkan harga (P) ke persamaan : M = 15,2 x P0,25 M = 15,2 x (200)0,25 = 57,16 man .(hour/day) / processing step  58 man .(hour/day) / processing step

f.

Processing step atau tahapan proses dan operasi ada 7 tahap, yaitu:  Pumping

96

 Piping and Tank  Purification  Absorbtion  Reaction  Cooling  Heating Pekerja shift bekerja selama 8 jam per hari sesuai dengan jadwal shift yang ditentukan, maka: M=

58 man . hours / day x 11 processing steps 8 hours / day

= 80 man Jadi jumlah pekerja bagian proses yang dibutuhkan adalah 81 orang yang terbagi pada berbagai posisi / jabatan bagian teknik dan produksi serta utilitas. 7.5.2.2. Indirect Operating Labor Diperkirakan jumlah buruh pada kelompok ini didasarkan pada kondisi ratarata kebutuhan pabrik terhadap buruh untuk bagian teknik dan produksi (bidang seksi pemeliharaan, perbengkelan, dan litbang), bagian umum, bagian pemasaran dan keuangan. Untuk lebih jelasnya struktur organisasi perusahaan industri Nitrobenzene di atas dapat dilihat pada Gambar. 7.1, sedangkan pembagian jumlah karyawan dapat dilihat pada Tabel 7.2. Tabel 7.2. Perincian Jumlah Karyawan. BAGIAN

JUMLAH (ORANG)

Direktur Utama

1

Sekretaris Direktur Utama

1

A. Direktur Teknik dan Produksi

1

97

Sekretaris Direktur Teknik dan Produksi

1

1. Kepala Bagian Pengolahan dan Produksi

1

a. Kepala Seksi Proses

1

 Supervisor

4

 Foreman

4

 Operator Kontrol

16

 Operator Lapangan

16

b. Kepala Seksi Utilitas

1

 Supervisor

1

 Foreman

4

 Operator Kontrol

4

 Operator Lapangan

4

2. Kepala Bagian Teknik dan Pemeliharaan

1

a. Kepala Seksi Pemeliharaan dan

1

Perbengkelan  Pekerja Bengkel

4

b. Kepala Seksi Instrumen

1

 Operator Instrumentasi

2

3. Kepala Bagian Litbang

1

a. Kepala Seksi Perencanaan

1

 Staff

2

b. Kepala Seksi Riset dan Pengembangan

1

BAGIAN

JUMLAH (ORANG)

 Staff

2

c. Kepala Seksi Laboratorium

1

 Staff

2

 Analis

3

B. Direktur Pemasaran dan Keuangan

1

Sekretaris Direktur Pemasaran dan Keuangan

1

1. Kepala Bagian Keuangan

1

98

a. Kepala Seksi Keuangan

1

 Staff

3

b. Kepala Seksi Administrasi

1

 Staff

3

2. Kepala Bagian Pemasaran 

1

a. Kepala Seksi Penjualan

1

 Staff

3

b. Kepala Seksi Promosi

1

 Staff

3

c. Kepala Seksi Perbelanjaan

1

 Staff

3

d. Kepala Seksi Pergudangan

1

 Staff

3

C. Direktur Umum dan Kepegawaian

1

Sekretaris Direktur Umum dan Kepegawaian

1

1. Kepala Bagian Personalia

1

a. Kepala Seksi Humas

1

 Staff

3

b. Kepala Seksi Kepegawaian

1

 Staff

3

c. Kepala Seksi Diklat

1

 Staff

3 BAGIAN

2.

JUMLAH (ORANG)

Kepala Bagian Pelayanan Umum a. Kepala Seksi Kesehatan

1 1

 Dokter

1

 Perawat

2

 Staff

3

b. Kepala Seksi Administrasi Umum  Staff

1 3

99

c. Kepala Seksi Transportasi

1

 Pengemudi

5

d. Kepala Seksi Keamanan dan Keselamatan

1

Kerja  Pemadam Kebakaran

4

 Security

12

Jumlah Karyawan

160

100

DEWAN KOMISARIS

DIREKTUR UTAMA SEKRETARIS DIREKTUR DIREKTUR

DIREKTUR TEKNIK DAN

KEUANGAN DAN

PRODUKSI

PEMASARAN

SEKRETARIS

SEKRETARIS KA.

DAN PRODUKSI

PEMELIHARAAN

SEKSI

UTILITAS

PROSES

PEMELIHARAAN DAN PERBENGKELAN

SEKSI PENELITIAN

KA.

KEUANGAN

PENGEMBANGAN

SEKSI

SEKSI INSTRUMENTASI

KA.

DAN

DAN

SEKSI

KA. PENELITIAN

KA. TEKNIK

PENGOLAHAN

SEKSI PENGEMBANGAN

DAN TEKNOLOGI

SEKSI KEUANGAN

PEMASARAN

SEKSI ADMINISTRAS

SE

PEMBELA

I

SE

PROM

SE

PENJU

N

S

PERGUD

N

Gambar 7.1. Struktur Organisasi Perusahaan

103

104

BAB 8 ANALISA EKONOMI

Kelayakan pendirian suatu pabrik berdasarkan kepada analisa ekonomi dimana pabrik yang didirikan tersebut menguntungkan atau tidak. Analisa ekonomi dilakukan dengan menghitung Total Capital Investment (TCI) dan Total Production Cost (TPC) terlebih dahulu (Lampiran 4, Perhitungan Ekonomi), kemudian dilanjutkan dengan menghitung parameter-parameter ekonomi yang diperlukan untuk menganalisa kelayakan Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Nitrobenzene. Parameter yang diambil dalam menentukan layak tidaknya pendirian pabrik Pembuatan Nitrobenzene ini, adalah: 1.

Profitabilitas a. Net Profit Before Tax (NPBT) b. Net Profit After Tax (NPAT)

2.

Kemampuan Waktu Pengembalian a. Kemampuan pengangsuran hutang b. Pay Out Time (POT)

3.

Total Modal Akhir a. Net Profit Over Total Life Time of Project (NPOLTP) b. Total Capital Sink (TCS)

4.

Laju Pengembalian Modal a. Rate of Return Investment (ROR) b. Discounted Cash Flow Rate of Return (DCF-ROR) c. Net Return

5.

Break Even Point (BEP)

105

Sebelum dilakukan analisa terhadap kelima hal di atas, perlu dilakukan perhitungan terhadap beberapa hal berikut:

1.

Modal Industri (Total Capital Investment), terdiri dari: a.

Modal Tetap (Fixed Capital Investment)

b.

Modal Kerja (Working Capital)

2. Biaya Produksi (Total Production Cost), terdiri dari : a. Biaya Operasi (Total Manufacturing Cost) b. Belanja Umum (General Expenses) 8.1.

Keuntungan (Profitabilitas) Suatu

pabrik

yang

akan

didirikan

harus

mempertimbangkan

keuntungannya. Keuntungan secara ekonomi akan diperoleh setelah pabrik beroperasi dalam jangka waktu tertentu. Keuntungan merupakan selisih antara penjualan dengan modal investasi produksi. 8.1.1. Perhitungan Annual Cash Flow Annual cash Flow adalah uang tunai yang tersedia setiap tahunnya dan hitung dengan cara sebagai berikut : Penjualan Produk Produksi Nitrobenzene

= Error! Not a valid link. kg/tahun

Harga jual Nitrobenzene

=US$ 5

Total Harga jual Nitrobenzene

=US$ 300.000.000,00

Produksi Benzena

=Error! Not a valid link. kg/tahun

Harga jual Benzena

=US$ 0,9

Total Harga jual Benzena

=US$ 6.041.626,45

Total Harga jual Produk

=US$ 306.041.626,45

Total Production Cost (TPC)

=US$ 269.582.012,35 

Net Profit Before Tax (NPBT)

=US$ 36.459.614,10

Income Tax (25 % NPBT)

=US$ 9.114.903,53

Net Profit After Tax (NPAT)

=US$ 27.344.710,58

Depreciation (9,1% FCI)

US$ 2.325.001,27

Annual Cash Flow (ACF)

US$ 29.669.711,84

106



+

107

Hasil Nitrobenzene

perhitungan

menunjukkan

bahwa

pengoperasian

pabrik

memberikan keuntungan. Keuntungan yang diperoleh pertahun

setelah dipotong pajak adalah sebesar US$ 27.344.710,58. Uang tunai yang diperoleh setiap tahun sebesar US$ 29.669.711,84. 8.2.

Lama Waktu Pengembalian Modal Lama waktu pengembalian modal dapat dilihat dari :

1.

Kemampuan Pengangsuran

2.

Pay Out Time (POT) Suatu pabrik dinyatakan layak berdiri jika pinjaman dari Bank sudah dapat

dilunasi sebelum mencapai setengah service life pabrik atau dengan kata lain, Pay Out Time kurang dari setengah service life pabrik. Untuk mengetahui operasi optimal dari suatu pabrik, harus diketahui service life pabrik tersebut. Service life pabrik perlu untuk diketahui sebab lewat waktu tersebut makan pabrik dikatakan tidak beroperasi secara ekonomi lagi (Salvage Value, TSV = 0). Service life untuk chemical manufacturing adalah 11 tahun (Peter, hal 270). Depresiasi dapat dihitung dengan rumus Depresiasi =

FCI - TSV Service life

(merujuk pada perhitungan Straight Line Method) Dimana : FCI = Fixed Capital Investment = US$ 25.549.464,48 TSV = Salvage Value = 0 Service life = 11 tahun (Peter, hal 270) Sehingga, depresiasi didapatkan sebesar = 9,1% 8.2.1. Lama Pengangsuran Pengembalian Modal Total Capital Investment adalah sejumlah uang yang diperlukan untuk mendirikan pabrik. Modal ini harus dikembalikan beserta bunganya dengan jalan mengangsur. Untuk menetapkan lama pengangsuran dapat dilakukan perhitungan dengan cara sebagai berikut : Total Capital Investment (TCI)

= US$ 31.936.830,60

108

Annual Cash Flow (ACF)

= US$ 29.669.711,84

Bunga Modal

= 0,25

Lama angsuran

= 2 tahun

Pinjaman (P) (75% TCI)

= US$ 23.952.622,95

Maka besarnya angsuran pertahun dapat dihitung dengan rumus: A

A , i, n) P

=

P (

=

 i  1  i n  P  n  1  i   1

=

 0,25  1  0,252  US$ 23.952.622,95   2  1  0,25  1 

=

US$ 16.633.765,94

Tabel 8.1. Angsuran Pengembalian Modal. Tahun ke-

0 1 2

Pinjaman

23.952.622,95 23.952.622,95 13.307.012,75

Bunga

Total Hutang

0,00 5.988.155,74 3.326.753,19 9.314.918,93

Angsuran

23.952.622,95 29.940.778,69 16.633.765,94 70.527.167,58

0,00 16.633.765.94 16.633.765.94 33.267.531,88

Sisa Hutang

23.952.622,95 13.307.012,75 0,00 37.259.635,70

Dari tabel diatas terlihat bahwa modal akan dapat dilunasi dalam jangka waktu 2 tahun. Pada waktu pengembalian modal yang kurang dari separuh umur pabrik (n<5 tahun), menunjukkan bahwa pabrik Nitrobenzene layak untuk didirikan. 8.2.2. Pay Out Time (POT) Dari buku “Plant Design and Economic for Chemical Engineers” karangan Peter hal 310. Pay Out Timedapat ditentukan menurut persamaan berikut : POT 

FCI  Bunga TCI ACF

Dengan : FCI (Fixed capital Investment)

= US$ 25.549.464,48

Bunga Total Capital investment

= US$ 9.314.908,93

109

ACF (Annual Cash Flow)

= US$ 29.669.711,84

POT = 1,17 tahun ≈ Error! Not a valid link. tahun Pay Out Time (POT) yang diperoleh adalah 2 tahun, yaitu kurang dari setengah umur pabrik (5,5 tahun), dengan demikian pabrik ini layak untuk didirikan. 8.3.

Total Modal Akhir Total modal akhir adalah uang tunai yang ada hingga akhir umur pabrik.

Total modal akhir tersebut dapat dinyatakan dalam dua cara yaitu : 1.

Net Profit Over Total life of Project (NPOTLP)

2.

Total Capital Sink (TCS) Pabrik dinyatakan layak didirikan apabila hingga akhir service life pabrik,

nilai NPOLTP lebih besar dari pada nilai TCI ditambah dengan bunga Modal atau pabrik juga layak didirikan jika TCS lebih besar dari TCI. 8.3.1. Net Profit Over Total life of Project (NPOTLP) Net Profit Over Total Life of The Project adalah total keuntungan yang diperoleh dalam bentuk uang tunai (termasuk angsuran untuk membayar bunga modal) selama umur pabrik dan ditambah Capital recovery. Ini dapat ditentukan dengan persamaan berikut : NPOTLP

= CCP + CR

Keterangan : CCP

= Cummulative cash Position

CR

= Capital Recovery

a.

Cummulative Cash Position Cummulative Cash Position (CCP) merupakan total Annual Cash Flow

(ACF) selama umur pabrik setelah dipotong Total Capital Investment (TCI). Cummulative Cash Position (CCP) menunjukan total keuntungan yang diperoleh dalam bentuk uang tunai (Termasuk uang tunai untuk membayar bunga modal) selama service life. Harga CCP ini ditentukan dengan persamaan : CCP = n . ACF - TCI

110

Keterangan : n (umur pabrik)

= 11 tahun

ACF (Annual Cash Flow)

= US$ 29.669.711,84

TCI (Total Capital Investment)

= US$ 31.936.830,60

CCP

= (11 x US$ 29.669.711,84) – US$ 31.936.830,60 = US$ 294.429.999,69

b.

Capital Recovery Capital Recovery (CR) adalah modal yang ada pada akhir umur pabrik.

Capital Recovery terdiri dari modal kerja (Working Capital), Salvage Value (Vs) dan tanah (land). Harga CR dapat ditentukan dengan persamaan : CR

= WC + Vs + L

Keterangan : WC (Working Capital)

= US$ 6.387.366,12

Vs (Salvage Value)

= US$ 0

Land (L)

= US$ 6.769.230,77

CR = US$ 6.387.366,12+ US$ 0 + US$ 6.769.230,77 = US$ 13.156.596,89 Dengan memasukan nilai CCP dan CR diatas, besarnya NPOTLP dapat dihitung sebagai berikut : NPOTLP

= CCP + CR

NPOTLP

= US$ 294.429.999,67 + US$ 13.156.596,89 = US$ 307.586.596,58

Dari perhitungan diatas, harga NPOTLP yang didapat sebesar US$ 307.586.596,58. Nilai ini lebih besar dari TCI ditambah bunga modal , yaitu sebesar US$ 41.251.739,53, sehingga pabrik ini layak untuk didirikan. 8.3.2. Total Capital Sink Capital Sink adalah Annual Cash Flow setelah dipotong angsuran pengembalian modal dan bunga modal selama umur pabrik. Capital Sink menunjukan keuntungan yang diperoleh dalam bentuk uang tunai (tidak termasuk uang tunai yang digunakan untuk membayar seluruh angsuran pengembalian

111

modal) selama umur pabrik. Total Capital Sink dapat ditentukan dengan cara sebagai berikut : TCS

= n. ACF – Σ Angsuran

Keterangan : n (umur pabrik)

= 11 tahun

ACF (Annual Cash Flow)

= US$ 29.669.711,84

Σ Angsuran

= US$ 33.267.531,88

TCS

= n.ACF – Σ Angsuran = ( 11 x US$ 29.669.711,84 ) - US$ 33.267.531,88 = US$ 293.099.298,41 Dari perhitungan, harga TCS yang didapat sebesar US$ 293.099.298,41.

Nilai ini lebih besar dari TCI, yaitu sebesar US$ 31.936.830,60 sehingga pabrik ini layak untuk didirikan. 8.4.

Laju Pengembalian Modal Laju pengembalian modal dapat dinyatakan beberapa cara diantaranya : a. Rate of Return Investment (ROR) b. Discounted Cash Flow Rate of Return (DCF-ROR)

8.4.1. Rate of Return Investment (ROR) Rate of Return on Investment (ROR) dapat ditentukan dengan persamaan :

ROR 

Net Pr ofit After Tax x 100 % TCI

= 85,62 % Nilai Rate of Return on Investment (ROR) yang diperoleh sebesar 85,62% (melebih besar bunga yang ditetapkan pihak bank yakni 25%). Untuk industri modern ROR yang diinginkan berkisar 30 % (Peters dan Timmerhaus, 1991: 295 315), maka angka 85,62% telah melebihi nilai yang diinginkan, maka pabrik ini dinyatakan layak untuk didirikan. 8.4.2. Discounted Cash Flow Rate of Return (DCF-ROR)

112

Discounted Cash Flow Rate of Return adalah laju pengembalian modal yang dihitung dari nilai bunga TCI sedemikian rupa sehingga Total Pressent Value dari Annual Cash Flow (ACF) selama umur pabrik serta Working capital & Salvage value pada akhir umur pabrik sama dengan Total Capital Investment (TCI). Persamaan yang digunakan untuk menentukan umur Discounted Cash Flow Rate of Return tersebut adalah :  1 1 1  WC  Vs TCI = ACF    ...   1 (1  i) 2 (1  i) n  (1  i) n  (1  i)

…Peters hal 302

Keterangan : TCI (Total Capital Investment)

= US$ 31.936.830,60

ACF (Annual Cash Flow)

= US$ 29.669.711,84

WC (Working Capital)

= US$ 6.387.366,12

Vs (Salvage Value)

= US $ 0

n (Service Life)

= 11 tahun

i (Discounted Cash Flow Rate of Return) 1

1  i n

(Discount Factor)

Dari hasil trial and error, didapatkan nilai Discounted Cash Flow Rate of Return(i) sebesar Error! Not a valid link.. Jadi, Discounted Cash Flow Rate of Return (DCF-ROR), i = Error! Not a valid link. Nilai Discounted Cash Flow Rate of Return ini lebih besar dari bunga bank yakni 25 % maka pabrik ini layak untuk didirikan. 8.5.

Break Even Point (BEP) Break Even Point menunjukan presentase kapasitas produksi yang

seharusnya dicapai agar seluruh modal yang diinvestasikan lunas terbayar dengan tercapainya titik impas, atau dengan kata lain Total Production Cost (TPC) = Selling Price (SP). Pabrik ini layak didirikan apabila BEP tidak terlalu besar dan tidak terlalu kecil. Nilai BEP yang memenuhi syarat yaitu mendekati 20% hingga 40 %. Break Even Point (BEP) dapat ditentukan dengan cara:

113

1)

menggunakan rumus

2)

menggunakan grafik

8.5.1. Menggunakan Rumus Nilai BEP secara matematis dapat dihitung dengan menggunakan persamaan : BEP

=

Fixed Cost  100 % Selling Price  Variable Cost

Keterangan : Fixed Cost

= Fixed Charge + Plant Overhead Cost + General Expenses = US$ 21.084.440,52

Variable Cost = Direct Production Cost = US$ 248.497.571,83 Selling Price = Total Income = US$ 306.041.626,45 Sehingga: BEP

=

Fixed Cost  100 % Selling Price  Variable Cost

=

US$ 21.084.440,52  100 % US $ 306.041.626,45  US $ 248.497.571,83

=

36,64 %

Jadi Break Even Point (BEP) yang diperoleh = 36,64%. Dimana nilai BEP yang memenuhi syarat adalah dalam range 20 % - 40 %. 8.5.2. Menggunakan Grafik Langkah-langkah penentuan Break Even Point (BEP) secara grafis, yaitu : 1) Dibuat garis sumbu Y vs X, dengan : Y = uang per tahun (US $) X = % kapasitas produksi 2) Dibuat grafik yang terdiri dari nilai Fixed Cost (FC) dan Variable Cost (VC). 3) Dibuat grafik TPC = FC + VC. 4) Dibuat grafik Selling Price (SP).

114

5) Pada perpotongan antara garis Selling Price dan Total Production Cost didapatkan harga kapasitas produksinya, yang menunjukkan nilai Break Even Point (BEP)-nya.

Gambar 8.1. Grafik Break Even Point. Penentuan BEP dengan cara grafis ditunjukkan pada gambar 8.1. Titik impas (BEP) tercapai jika pabrik beroperasi 36,64 % dari kapasitas produksi.

115

8.6. Kesimpulan Analisa Ekonomi Kesimpulan hasil analisa ekonomipada Pra Rencana Pabrik Pembuatan Nitrobenzene dapat dilihat pada tabel di bawah ini : Tabel 8.2. Kesimpulan Analisa Ekonomi No.

1.

Parameter Pay Out Time (POT) Net Profit Over

2.

Total Lifetime of The Project

Hasil Perhitungan

2 tahun

4.

Total Capital Sink (TCS)

Rate Of Return (ROR)

< setengah umur pabrik (umur pabrik = 11 tahun)

US $ 307.586.596,58

>TCI + Total Bunga Modal (US $ 41.251.739,53)

(NPOTLP)

3.

Syarat Kelayakan

US$ 293.099.298,41

85,62%

Kesimpulan Layak didirikan

Layak didirikan

>Total Capital Investment

Layak

(US $ 31.936.830,60)

didirikan

>bunga bank (25 %)

Layak didirikan

Discounted 5.

Cash Flowrate

Error! Not a valid

of Return (DCF-

link.%

>bunga bank (25 %)

Layak didirikan

ROR)

6.

Break Even Point (BEP)

36,64%

20% < BEP < 40%

Layak didirikan

116

Berdasarkan perhitungan analisa ekonomi di atas, maka pabrik pembuatan Nitrobenzene ini layak untuk didirikan.

117

BAB IX KESIMPULAN

Berdasarkan uraian dan hasil perhitungan Pra Rencana Pabrik Pembuatan Nitrobenzene, maka dapat disimpulkan bahwa : 1. Produksi Nitrobenzene dengan kapasitas 60.000 ton/tahun direncanakan untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri, sehingga ketergantungan impor dari luar negeri dapat dikurangi dan diharapkan juga dapat memenuhi kebutuhan ekspor. 2. Dari pengadaan bahan baku, transportasi, sumber daya manusia, lingkungan, dan pemasaran, maka pra rencana pabrik pembuatan Nitrobenzene direncanakan didirikan di Kabupaten Serang, Banten. 3. Berdasarkan hasil analisa ekonomi, maka pabrik ini layak didirikan dengan perincian sebagai berikut : - Total Capital Investment (TCI) : US$ 31.936.830,60 - Biaya produksi per tahun

: US$ 269.582.012,35

- Total penjualan per tahun

: US$ 306.041.626,45

- Laba bersih per tahun

: US $ 27.344.710,58

- Annual Cash Flow (ACF)

: US $ 29.669.711,84

- Pay Out Time

: 2 tahun

- Rate Of Return On Investment

: 85,62 %

- Break Event Point

: 36,64 %

- Service Life

: 11 tahun

118

BAB X TUGAS KHUSUS 10.1. Flash evaporator 10.1.1. Evaporator Evaporasi merupakan suatu proses penguapan sebagian dari pelarut sehingga didapatkan larutan zat cair pekat yang konsentrasinya lebih tinggi. Tujuan dari evaporasi itu sendiri yaitu untuk memekatkan larutan yang terdiri dari zat terlarut yang tak mudah menguap dan pelarut yang mudah menguap. Dalam kebanyakan proses evaporasi , pelarutnya adalah air. Evaporasi tidak sama dengan pengeringan, dalam evaporasi sisa penguapan adalah zat cair, kadang-kadang zat cair yang sangat viskos, dan bukan zat padat. Begitu pula, evaporasi berbeda dengan distilasi, karena disini uapnya biasanya komponen tunggal, dan walaupun uap itu merupakan campuran, dalam proses evaporasi ini tidak ada usaha untuk memisahkannya menjadi fraksi-fraksi. Biasanya dalam evaporasi, zat cair pekat itulah yang merupakan produk yang berharga dan uapnya biasanya dikondensasikan dan dibuang. Evaporator adalah sebuah alat yang berfungsi mengubah sebagian atau keseluruhan sebuah pelarut dari sebuah larutan dari bentuk cair menjadi uap. Evaporator mempunyai dua prinsip dasar, untuk menukar panas dan untuk memisahkan uap yang terbentuk dari cairan. Evaporator umumnya terdiri dari tiga bagian, yaitu penukar panas, bagian evaporasi (tempat di mana cairan mendidih lalu menguap), dan pemisah untuk memisahkan uap dari cairan lalu dimasukkan ke dalam kondenser (untuk diembunkan/kondensasi) atau ke peralatan lainnya. Hasil dari evaporator (produk yang diinginkan) biasanya dapat berupa padatan atau larutan berkonsentrasi. Larutan yang sudah dievaporasi bisa saja terdiri dari beberapa komponen volatil (mudah menguap). Evaporator biasanya digunakan dalam industri kimia dan industri makanan. Pada industri kimia, contohnya garam diperoleh dari air asin jenuh (merupakan contoh dari proses pemurnian) dalam evaporator. Evaporator mengubah air menjadi uap, menyisakan residu mineral di dalam evaporator. Uap dikondensasikan menjadi air yang sudah dihilangkan

119

garamnya. Pada sistem pendinginan, efek pendinginan diperoleh dari penyerapan panas oleh cairan pendingin yang menguap dengan cepat (penguapan membutuhkan energi panas). Evaporator juga digunakan untuk memproduksi air minum, memisahkannya dari air laut atau zat kontaminasi lain. Perbedaan evaporasi dengan proses lain adalah: a) Evaporasi dengan pengeringan. Evaporasi tidak sama dengan pengeringan, dalam evaporasi sisa penguapan adalah zat cair – kadang-kadang zat cair yang sangat viskos – dan bukan zat padat. Perbedaan lainnya adalah, pada evaporasi cairan yang diuapkan dalam kuantitas relatif banyak, sedangkan pada pengeringan sedikit. b) Evaporasi dengan distilasi. Evaporasi berbeda pula dari distilasi, karena uapnya biasa dalam komponen tunggal, dan walaupun uap itu dalam bentuk campuran, dalam proses evaporasi ini tidak ada usaha unutk memisahkannya menjadi fraksi-fraksi. Selain itu, evaporasi biasanya digunakan untuk menghilangkan pelarut-pelarut volatil, seperti air, dari pengotor nonvolatil. Contoh pengotor nonvolatil seperti lumpur dan limbah radioaktif. Sedangkan distilasi digunakan untuk pemisahan bahanbahan nonvolatil. c) Evaporasi dengan kristalisasi. Evaporasi lain dari kristalisasi dalam hal pemekatan larutan dan bukan pembuatan zat padat atau kristal. Evaporasi hanya menghasilkan lumpur kristal dalam larutan induk (mother liquor). Evaporasi secara luas biasanya digunakan untuk mengurangi volume cairan atau slurry atau untuk mendapatkan kembali pelarut pada recycle. Cara ini biasanya menjadikan konsentrasi padatan dalam liquid semakin besar sehingga terbentuk kristal. Faktor-faktor yang mempengaruhi percepatan evaporasi antara lain : a) Suhu Walaupun cairan bisa evaporasi di bawah suhu titik didihnya, namun prosesnya akan cepat terjadi ketika suhu di sekeliling lebih tinggi. Hal ini terjadi karena evaporasi menyerap kalor laten dari sekelilingnya. Dengan demikian,

120

semakin hangat suhu sekeliling semakin banyak jumlah kalor yang terserap untuk mempercepat evaporasi. b) Kelembapan udara Jika kelembapan udara kurang, berarti udara sekitar kering. Semakin kering udara (sedikitnya kandungan uap air di dalam udara) semakin cepat evaporasi terjadi. Contohnya, tetesan air yang berada di kepingan gelas di ruang terbuka lebih cepat terevaporasi lebih cepat daripada tetesan air di dalam botol gelas. Hal ini menjelaskan mengapa pakaian lebih cepat kering di daerah kelembapan udaranya rendah. c) Tekanan Semakin besar tekanan yang dialami semakin lambat evaporasi terjadi. Pada tetesan air yang berada di gelas botol yang udaranya telah dikosongkan (tekanan udara berkurang), maka akan cepat terevaporasi. d) Gerakan udara Pakaian akan lebih cepat kering ketika berada di ruang yang sirkulasi udara atau angin lancar karena membantu pergerakan molekul air. Hal ini sama saja dengan mengurangi kelembapan udara. e) Sifat cairan Cairan dengan titik didih yang rendah terevaporasi lebih cepat daripada cairan yang titik didihnya besar. Contoh, raksa dengan titik didih 357°C lebih susah terevapporasi daripada eter yang titik didihnya 35°C. 10.1.2. Flash evaporation Flash evaporation merupakan proses pembentukan vapor ketika saturated liquid di alirkan menuju throttling valve yang berada di dalam sebuah vessel. Vessel tempat terjadinya flash evaporation disebut dengan flash drum. Proses pembentukan vapor terjadi ketika liquid masuk ke dalam vessel dengan tekanan lebih rendah, sehingga titik didih dari liquid tersebut lebih rendah. Kondisi ini yang menyebabkan komponen dengan titik didih lebih rendah berubah fase menjadi vapor.

121

Terdapat dua jenis flash drum berdasarkan posisinya : a) Vertical flash drum Vertical flash drum merupakan vessel tempat pemisahan vapor dan liquid berdasarkan tinggi vessel. Fraksi vapor keluar melewati bagian atas vessel sedangkan fraksi liquid melewati bagian bawah vessel. Vessel ini digunakan jika lebih banyak di inginkan produk dalam fraksi uap.

Gambar.10.1. Vertical flash drum b) Horizontal flash drum Horizontal flash drum merupakan vessel tempat pemisahan vapor dan liquid berdasarkan panjang vessel. Posisi aliran keluar vessel terdapat pada ujung vessel, untuk memaksimalkan waktu tinggal pemisahan. Flash drum jenis ini digunakan jika aliran liquid yang masuk banyak.

Gambar 10.2. Horizontal flash drum 10.1.3. Design flash evaporator Data – data design : Tekanan (P)

: 0,151 atm

Temperatur (T)

: 121,179 OC

Wv

: 4.830,737 kg/jam

= 2,958 lb/s

122

Wl

: 96.900,713 kg/jam

= 59,342 lb/s

ρv

: 0,086 kg/m3

= 0,005 lb/ft3

ρl

: 1.849,000 kg/m3

= 115,400 lb/ft3

Perhitungan a) Vapour liquid separation factor

= 0,137

Didapatkan nilai Kv = 0,390

(figure 5-1 L. Evans,1980)

Untuk kolom horizontal : Kh

= 1,25 Kv = 1,25 (0,390) = 0,488

b) Maximum design vapour velocity

= 71,376 ft/s c) Minimum vessel cross sectional area Qv = 549,567 ft3/s (A)min

= Qv / (Uv)max = (549,567 ft3/s ) / (71,376 ft/s) = 7,700 ft2

Untuk kolom horizontal : (Atotal)min

= (A)min / 0,2

(Evans,1980)

123

= 7,700 / 0,2 = 38,498 ft2 d) Diameter vessel

= 7,003 ft L

= 2,135 m

=3D =3 (7,003) = 21,009 ft

= 6,404 m

= (π . (D2) . L) /4

V

= (3,14 . (7,0032) . 21,009)/4 = 808,797 ft3 = 22,903 m3 e) Tebal tanki

keterangan : P = tekanan operasi

= 2,219 psi

r = jari – jari

= 42,018 in

S = working stress

= 10.500 psi

E = joint efficiency

= 0,850

C = toleransi korosi

= 0,125 in

Sehingga : t

= 0,135 in

= 0,003 m

f) Diameter total OD = ID + (2t) = 2,135 m + (2 . 0,003 m ) = 2,141 m

124

Ringkasan hasil perhitungan IDENTIFIKASI Nama alat

Flash Evaporator

Kode alat

EV-01

Jumlah

1 unit

Fungsi

Untuk mengkonsentrasikan asam sulfat DATA DESAIN

Tipe Temperatur Tekanan holding time

Cylinder horizontal dengan ellipsoidal head 121,18

o

C

0,151 atm 15,000 menit DATA MEKANIK

Diameter

2,1345 m

panjang

6,4035 m

Tebal bahan konstruksi

0,0034 m

Bahan konstruksi

stainless steel 304 (SA-240)

125

REAKTOR CSTR

1) Reaktor Setiap proses industri didesign untuk memproduksi suatu produk yang diinginkan secara ekonomis yang berasal dari berbagai macam material atau bahan baku. Design atau rancangan reaktor yang digunakan dalam proses ini sangat bervariasi sesuai dengan produk yang diinginkan. Untuk merancang suatu reaktor perlu diketahui termodinamika, kenetika reaksi, atau laju reaksi kimianya, mekanika fluida, perpindahan panas, perpindahan massa, dan biaya ekonomi. Laju reaksi kimia merupakan sintesa dari berbagai faktor yang berkaitan dengan perancangan reaktor kimia. Dalam rancangan reaktor kimia perlu diketahui : 1. Perubahan yang terjadi selama reaksi berlangsung. 2. Berapa kecepatan atau laju reaksi yang terjadi pada reaktor. Point pertama berdasarkan pada termodinamika, sedangkan point yang kedua berdasarkan pada laju proses reaksi kimia, perpindahan panas adalah kinetika reaksi kimia yang dipengaruhi oleh reaktor laju reaksi. Untuk mengukur lau reaksi dan panas yang terjadi maka dibutuhkan sifat fisika dan kimia dari unsur tersebut sehingga dapat diketahui konstanta laju reaksi yang diinginkan. Reaktor adalah alat industri kimia yang berfungsi sebagai tempat bereaksinya reaktan – reaktan yang akan direaksikan untuk menghasilkan produk yang diinginkan. Reaktor yang digunakan di dalam suatu industri kimia merupakan alat yang kompleks, dimana didalamnya terjadi berbagai peristiwa kimia dan fisika antara lain, perpindahan panas, perpindahan massa, difusi, dan friksi yang terjadi bersamaan dengan berjalannya reaksi kimia. Pemilihan reaktor untuk reaksi homogen dapat dibagi dengan cara sbb : a) Berdasarkan bentuknya 1. Reaktor tangki

126

2. Reaktor pipa b) Berdasarkan prosesnya 1. Batch 2. Alir (continuous flow) 3. Semi batch c) Berdasarkan keadaan operasinya 1. Reaktor isothermal 2. Reaktor adiabatic 3. Reaktor non adiabatic-non isothermal d) Berdasarkan susunan reaktor 1. Single reaktor 2. Beberapa reaktor yang sejenis dihubungkan secara seri atau paralel 3. Beberapa reaktor yang tidak sejenis dihubungkan secara seri untuk memperoleh volume reaktor yang minimum e) Berdasarkan reaksi yang berlangsung 1. Reaktor untuk reaksi yang sederhana 2. Reaktor untuk reaksi yang kompleks f) Berdasarkan cara pemasukan umpan 1. Umpan yang dimasukkan sekaligus 2. Umpan yang dimasukkan secara kontinu dengan kecepatan konstan 3. Sebagian hasil yang keluar dari reactor dicampur dengan umpan baru, lalu dialirkan kedalam reactor secara kontinu 4. Sebagian zat pereaksi dimasukkan sedang zat pereaksi lainnya dimasukkan secara kontinu Sedangkan secara umum terdapat dua jenis reaktor kimia: 1)

Reaktor tangki Reaktor ini dioperasikan pada kondisi ajeg (steady state) dan dilengkapi dengan alat pengaduk, sehingga tidak ada variasi konsentrasi, temperatur, atau laju reaksi didalam reaktor. Konsentrasi dan temperatur didalam reaktor sama dengan yang keluar dari reaktor. Reaktor jenis tangki dilengkapi

127

dengan agitasi yang tinggi dapat digunakan secara tunggal ataupun seri. Umumnya reaktor ini digunakan untuk fasa liquid homogen. Pengendalian suhu pada reaktor ini mudah dilakukan, namun konversi reaktan per volume reaktor bernilai kecil sehingga dibutuhkan reaktor yang berukuran sangat besar untuk memperoleh konversi yang tinggi. 2)

Reaktor pipa Reaktor jenis ini berbentuk pipa silinder dan dioperasikan pada kondisi steady state. Aliran pada reaktor pipa dimodelkan sebagai aliran plug flow yaitu aliran dimana terjadi variasi konsentrasi di sepanjang pipa/tubular reaktor. Reaktan berkurang sepanjang tubular reaktor, karena aliran pada reaktor ini sangat turbulen variasi konsentrasi secara kontinyu hanya terjadi dalam arah axial saja sedangkan variasi aliran pada arah radial diabaikan. Kedua jenis reaktor diatas dapat dioperasikan secara batch maupun

kontinyu. Biasanya, reaktor beroperasi dalam keadaan steady state namun kadangkadang bisa juga beroperasi secara transien. Biasanya keadaan reaktor yang transien adalah ketika reaktor pertama kali dioperasikan di mana komponen produk masih berubah terhadap waktu. Biasanya bahan yang direaksikan dalam reaktor kimia adalah cairan dan gas, namun kadang-kadang ada juga padatan yang diikutkan dalam reaksi seperti katalis, reagent, dan inert. 2) Reaktor CSTR (Continuous Stirred Tank Reactor) 2.1. Pengertian RATB adalah salah satu reaktor ideal yang berbentuk tangki alir berpengaduk atau suatu reaktor yang paling sederhana terdiri dari suatu tangki untuk reaksi yang menyederhanakan liquid. RATB sering disebut juga dengan Continuousn stirred Tank Reactor (CSTR) atau Mixed Flow Reactor. CSTR digunakan untuk reaksi cair dan dijalankan secara batch ,semi batch/ kontinyu. CSTR sering atau biasa digunakan untuk reaksi homogen (reaksi yang berlangsung dalam satu fase saja).

128

Untuk reaksi fase gas (nonkatalitik) reaksinya berlangsung cepat tetapi untuk reaksi pada fase ini akan mudah terjadi kebocoran sehingga dinding reaktor harus dibuat tebal. Contohnya: pada reaksi pembakaran, untuk reaksi fase cair (katalitik) reaksinya berlangsung dalam sistem koloid. CSTR banyak dipakai pada industri kimia dapat dipakai satu atau lebih dan bisa disusun secara seri. Pada CSTR kecepatan volumetrik umpan yang masuk sama dengan kecepatan volumetrik hasil (produk) yang keluar sehingga kecepatan akumulasinya sama dengan nol. Adanya pengadukan yang sempurna menyebabkan komposisi di dalam reaktor sama dengan komposisi yang keluar dari reaktor, begitu pula dengan parameter lain, seperti: kosentrasi, konversi reaksi, dan kecepatan reaksi. CSTR merupakan reaktor model berupa tangki berpengaduk dan diasumsikan pengaduk yang bekerja dalam tangki sangat sempurna sehingga konsentrasi tiap komponen dalam reaktor seragam sebesar konsentrasi aliran konsentrasi tiap komponen dalam reaktor seragam sebesar konsentrasi aliran yang keluar dari reaktor. Model ini biasanya digunakan pada reaksi homogen di mana semua bahan baku dan katalis cair.

Pengadukan (agitator) menunjukkan gerakan yang tereduksi menurut cara tertentu. Pada suatu bahan didalam bejana, dimana gerakan ini biasanya mempunyai semacam pola sirkulasi. Pencampuran (mixing) ialah peristiwa menyebarnya bahan secara acak, dimana bahan yang satu menyebar kedalam bahan yang lain dan sebaliknya, sedang bahan-bahan itu terpisah dalam dua fase atau lebih. Istilah pencampuran digunakan untuk berbagai ragam operasi, dimana derajat homogenitas bahan yang ”bercampur” tersebut sangat berbeda-beda. Tujuan dari pengadukan antara lain adalah untuk membuat suspensi partikel zat padat, untuk meramu zat cair yang mampu bercampur (miscible), untuk menyebar

129

(dispersi) gas di dalam zat cair yang lain, sehingga membentuk emulsi atau suspensi butiran-butiran halus, dan untuk mempercepat perpindahan kalor antara zat cair dengan kumparan atau material kalor. Reaktor tangki berpengaduk yang ideal beroperasi secara isotermal pada kecepatan alir yang konstan. Bagaimanapun kesetimbangan energi diperlukan untuk memprediksi temperatur agar konstan pada saat panas dari reaksi cukup (atau pertukaran panas antara lingkungan dengan reaktor tidak mencukupi) untuk membuat perbedaan antara suhu umpan dengan reaktor. Tangki berpengaduk dapat memberikan pilihan yang lebih baik atau bahkan lebih buruk daripada tubular flow unit pada sistem reaksi ganda. Biasanya hal terpenting adalah nilai relatif atau energi aktivasi. Continuous Stirred Tank Reactor (CSTR) bisa berbentuk dalam tanki satu atau lebih dari satu dalam bentuk seri. Reaktor ini digunakan untuk reaksi fase cair dan biasanya digunakan dalam industri kimia organik. Keuntungan dari reaktor ini adalah kualitas produk yang bagus, kontrol yang otomatis dan tidak banyak membutuhkan banyak tenaga operator. Karakteristik dari reaktor jenis ini adalah beroperasi pada kondisi steady state dengan aliran reaktan dan produk secara kontinu. 2.2. Mekanisme Kerja Pada CSTR prosesnya berlangsung secara kontinyu, pengadukan adalah yang terpenting dalam reaktor ini karena dengan pengadukan menjadikan reaksinya menjadi homogen. Di CSTR, satu atau lebih reaktan masuk ke dalam suatu bejana berpengaduk dan bersamaan dengan itu sejumlah yang sama (produk) dikeluarkan dari reaktor. Pengaduk dirancang sehingga campuran teraduk dengan sempurna dan diharapkan reaksi berlangsung secara optimal. Waktu tinggal dapat diketahui dengan membagi volum reaktor dengan kecepatan volumetrik

cairan

yang

masuk

reaktor.

reaksi, konversi suatu reaktor dapat diketahui. Beberapa hal penting mengenai CSTR:

Dengan

perhitungan kinetika

130



Reaktor berlangsung secara ajeg, sehingga jumlah yang masuk setara dengan jumlah yang ke luar reaktor, jika tidak tentu reaktor akan berkurang atau bertambah isinya.



Perhitungan CSTR mengasumsikan pengadukan terjadi secara sempurna sehingga semua titik dalam reaktor memiliki komposisi yang sama. Dengan asumsi ini, komposisi keluar reaktor selalu sama dengan bahan di dalam reaktor.



Seringkali, untuk menghemat digunakan banyak reaktor yang disusun secara seri daripada menggunakan reaktor tunggal yang besar. Sehingga reaktor yang di belakang akan memiliki komposisi produk yang lebih besar dibanding di depannya.

2.3. Konfigurasi CSTR Pemilihan

susunan

rangkaian

reaktor

dipengaruhi

oleh

berbagai

pertimbangan, tergantung keperluan dan maksud dari operasinya. Masing-masing rangkaian memiliki kelebihan dan kekurangan . Secara umum, rangkaian reaktor yang disusun secara seri itu lebih baik dibanding secara paralel. Setidaknya ada 2 sisi yang dapat menjelaskan kenapa rangkaian reaktor secara seri itu lebih baik. Pertama, ditinjau dari konversi reaksi yang dihasilkan dan yang kedua ditinjau dari sisi ekonomisnya. 1) Ditinjau dari konversi reaksinya Feed yang masuk ke reaktor pertama dalam suatu rangkaian reaktor susunan seri akan bereaksi membentuk produk yang mana pada saat pertama ini masih banyak reaktan yang belum bereaksi membentuk produk di reaktor pertama, sehingga reaktor selanjutnya berfungsi untuk mereaksikan kembali reaktan yang belum bereaksi dan seterusnya sampai mendapatkan konversi yang optimum. Secara sederhana, reaksi yang berlangsung itu dapat dikatakan berkali-kali sampai konversinya optimum. Konversi yang optimum merupakan maksud dari suatu proses produksi. Sementara itu jika dengan reaktor susunan paralel, dengan jumlah feed yang sama, maka reaksi yang terjadi itu hanya sekali sehingga dimungkinkan masih banyak reaktan yang belum bereaksi. Walaupun pada outletnya nanti akan dijumlahkan dari masing-masing reaktor, namun tetap saja konversinya lebih kecil, sebagai akibat dari reaksi yang hanya terjadi satu kali.

131

2) Tinjauan ekonomis Dalam pengadaan alat yang lain, misal jika seri hanya memerlukan satu wadah untuk bahan baku (baik dari beton ataupun stainless steel), dan konveyor yang digunakan juga cukup satu. Namun jika paralel mungkin memerlukan wadah lebih dari satu ataupun konveyor yang lebih dari satu untuk memasukkan feed ke masing-masing reaktor. Konsekuensi yang lain dari suatu reaktor rangkain paralel adalah karena masih ada reaktan yang banyak belum bereaksi maka dibutuhkanlah suatu recycle yang berakibat pada bertambahnya alat untuk menampungnya, sehingga lebih mahal untuk mendapatkan konversi yang lebih besar 2.4. Design Reaktor CSTR 1) Menghitung Volume Reaktor a) Menentukan laju reaksi -r.A = k. CA.CB (Octave Levenspiel,hal15) b) Volume V

=

FAO X A  rA (Octave Levenspiel, hal.

94) Dimana :

= Feed masuk reaktan A reaktor ( X

= Konversi reaktor = Laju reaksi (

)

132

Untuk kapasitas tangki >500 galon, maka safety factor yang digunakan adalah 10% [Bassel,1990]. V Reaktor

= Volume Silinder + Volume head ellipsoidal (2:1) =

1 1  (OD) 2 H   (OD) 3 4 24

2) Menentukan tipe pengaduk Menurut Treybal (Hal. 146) untuk operasi mass transfer, dan Warren L. McCabe (Operasi Teknik Kimia, hal. 229) untuk jangkuan viskositas yang cukup luas maka jenis pengaduk yang biasanya digunakan secara umum adalah jenis “Disk Flate Blade Turbine” 3) Menghitung konfigurasi silinder dan pengaduk a) DT = Diameter tangki

a. Menentukan tinggi impeller dari dasar tangki (ZI) (Brown,1950)

b. Menentukan lebar baffle (J) dan dan tebal baffle (tb)

(Wallas,1990)

c. Menentukan lebar impeller (W) dan tebal impeller (tI) (Geankoplis, 1993)

133

tI = 0,2 DI

(Brown, 1950)

d. Menentukan Clearence (C) atau gap antara baffle dengan dinding C = 0,15 J (Geankoplis, 1993) e. Menentukan Offset top (jarak baffle dari dasar tangki) dan Offset bottom (jarak baffle dari permukaan cairan) Offset top =

Offset bottom =

(Wallas, 1990 :

288) f. Menentukan diameter batang pengangga impeller (Dd) Dd =

(Geankoplis, 1993)

g. Menentukan panjang baffle (Hbaffle) Hbaffle = HL – (Offset bottom – Offset top) 4) Menentukan tebal dinding reaktor (t) a. Bahan konstruksi Material : Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316 (Brownell : 342. Appendix D item 4) b. Tekanan desain (Pdesain) Tekanan desain adalah 5 – 10 % diatas tekanan kerja normal. (Coulson, 1983) Diambil 10% atau 1,1. Sehingga, tekanan desain adalah: Pdesain = 71,451 psi t=

(tabel 4, hal 537, Peters and Timmerhaus)

Dimana: P

= tekanan desain

=

71,451 psi

r

= jari-jari tangki

=

88,534 in

S

= working stress allowable

=

10.500 psi

134

E

= joint effiseinsi

=

0,85

C

= korosi maksimum

=

0,25 in

Digunakan tebal dinding standar (ts) = 1 in

(Brownell dan Young, 1959)

b. Outside diameter, OD Inside diameter (ID) = Diameter Tangki (DT) OD = ID + 2t

5) Menentukan tinggi Reaktor Dari tabel 5.8 Brownell dan Young, diperoleh straight falnge (sf) = 1 dan 3

AB =

in. Digunakan sf = 8 in

- (ricr)

BC = r - ricr b =

\

tinggi dish (HD) = OA = ts + b + sf Tinggi total Reaktor = 2 x tinggi tutup (HD) + tinggi shell (Hs)

6) Menentukan kecepatan putar Pengaduk (N) spgr =

N=

0,5

(Rase. 8.8)

135

Dimana: DI

= Diameter impeller =

WELH

= Water Equivalent Liquid Height = HL x spgr

7) Menentukan tenaga pengaduk

NRe =

(Brodkey & Hershey, 1988)

Dimana: ρL

= Densitas campuran

N

= Tenaga pengaduk

DI

= Diameter impeller

µL

= Viskositas campuran

Power Number (Po)

(dari Fig. 6.5 Treybal hal 152)

Tenaga pengaduk (P) = Po x ρmix x N3 x DI5

8) Menentukan Jumlah impeller (Nt) Dickey (1984) dalam Walas 1990 hal. 288, kriteria jumlah impeller yg digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio ketinggian liquid (HL) terhadap diameter tangki (D). Diketahui bahwa:

136

HL/DT = 1 µliquid = 2,151 cP

Tabel L.3.1 Tabel pemilihan jumlah impeller Viscosity, cP

Max h/D

Jumlah

Impeller Lower

Clearance Upper

< 25.000

1,4

1

h/3

-

< 25.000

2,1

2

D/3

(2/3)h

>25.000

0,8

1

h/3

-

>25.000

1,6

2

D/3

(2/3)h

9) Menentukan desain jaket pendingin dalam Reaktor D OD

Jacket Flow Area

137

OD

= Outside diameter R-01

H

= Tinggi silinder

id

= Diameter reaktor beserta jaket bagian dalam

Dari Tabel 12.1 Typical overall coefficients, Coulson hal 513 diperoleh nilai overall heat transfer coefficient untuk heating water : = 500 – 1.000 W/m2. oC

Uc

Dari Tabel 12.2 fouling factor coefficients, Coulson

hal 516 diperoleh nilai

fouling factor untuk heating water : = 1.500 – 5.000 W/m2. oC

Rd

Volumetric flowrate air pendingin =

m



= (Volume Reaktor + Jaket) – (Volume Reaktor)

V Jaket

Reaktor CSTR dapat digunakan jika reaksi memelurkan pengadukan dan konfigurasi seri untuk aliran konsentrasi yang berbeda. Fase zat yang dapat digunakan adalah liquid, gas-liquid, maupun solid-liquid. Kelebihan dari reaktor CSTR adalah sebagai berikut : 1.

Operasi kontinyu, sehingga memungkinkan produksi dalam jumlah

besar. 2.

Pengontrolan temperatur mudah dilakukan.

3.

Mudah untuk menjalankan dua fase.

4.

Biaya operasi murah

5.

Mudah dibersihkan

Sedangkan kelemahan reaktor CSTR, yaitu : 1.

Konversi per unit volume rendah.

2.

Agitasi yang kecil dapat menyebabkan by-passing dan channeling.

138

3. Waktu tinggal dalam reaktor sangat terbatas karena ditentukan oleh laju alir feed yang masuk dan keluar. 4.

Dapat timbul endapan didasar akibat gaya sentrifugal.

5.

Tidak efisien untuk reaksi bertekanan tinggi.

Beberapa hal penting pada CSTR adalah : 1.

Temperatur dan komposisi diasumsikan seragam selama dalam

reaktor. 2.

Reaksi berlangsung steady-state, dengan aliran kontinyu pada reaktan

dan produk sehingga jumlah yang masuk setara dengan jumlah yang keluar reaktor. 3. Perhitungan mengasumsikan bahwa pengadukan terjadi secara sempurna sehingga semua titik dalam reaktor memiliki komposisi yang sama (Muzzio, 2002).

139

DAFTAR NOTASI 1. Tanki C

: Tebal korosi yang diizinkan, m

DT

: Diameter tangki, m

E

: Efisiensi pengelasan, %

Hs

: Tinggi silinder, m

HT

: Tinggi total tangki, m

h

: Tinggi head, m

P

: Tekanan operasi, atm

T

: Temperatur operasi, oK

S

: Working stress yang diizinkan, atm

t

: Tebal tangki, m

Vs

: Volume silinder, m3

Ve

: Volume ellipsoidal, m3

V k

: Volume kerucut alat, m3

Vt

: Volume tangki, m3

2. Accumulator L,LT

th, ts

: Panjang Ellipsoidal, total

: Ketebalan Dinding Bagian Head, silinder, m

Ve,Vs : Volume elipsoidal, silinder Vt

: Kapasitas

V

: Volumetrik flowrate

D

: Diameter Accumulator

S

: Tekanan kerja yang diizinkan

E

: Efisiensi pengelasan

Cc

: Korosi yang diizinkan

3. Decanter

140

Wc

: Laju alir light fase, kg/jam

ρc

: Densitas, kg/m3

Wd

: Laju alir heavy fase, kg/jam

ρd

: Densitas, kg/m3

Ud

: Velocity, m/sec

Lc

: Volumetric flowrate continues phase, m3/det

ai

: Interphase of area, m2

Ddec

: Diameter decanter, m

H

: Tinggi decanter, m

I

: Dispersi Band, m

tr

: Residence time of droplet, menit

Ap

: Pipa area, m2

Dp

: Pipe Diameter, m

Zt

: Light liquid take off, m

Zi

: Tinggi Interface, m

Zn

: Heavy liquid take off, m

t

: Tebal dinding, m

C

: Faktor korosi yang diizinkan, m

E

: Joint efisiensi, dimensionless

F

: Faktor friksi

P

: Tekanan desain, atm

4. Mixing Tank C

: Corrosion maksimum, in

Dt

: Diameter tangki, m

141

Di

: Diameter impeller, m

E

: Joint effisiensi

g

: Lebar baffle pengaduk, m

h

: Tinggi head, m

HL

: Tinggi liquid, m

Hs

: Tinggi silinder, m

HT

: Tinggi tangki, m

N

: Kecepatan putaran pengaduk, rpm

P

: Tekanan desain, psi

r

: Panjang blade pengaduk, m

rb

: Posisi baffle dari dinding tanki, m

ri

: jari-jari vessel, in

S

: Working stress allowable, psi

t

: tebal dinding tangki, m

Vs

: Volume silinder, m3

VE

: Volume ellipsoidal, m3

Vt

: Volume tangki total, m3

Wb

: Lebar baffle, m



: Densitas, kg/m3



: Viskositas, kg/m .s

5. Cooler, Heater, dan Partial Condenser A

: Area perpindahan panas, ft2

aα, ap : Area alir pada annulus, inner pipe, ft2 as, at

: Area alir pada shell and tube, ft2

a”

: External surface per 1 in, ft2/in ft

B

: Baffle spacing, in

C”

: Clearence antar tube, in

Cp

: Spesific heat, Btu/lb oF

D

: Diameter dalam tube, in

142

De

: Diameter ekuivalen, in

DS

: Diameter shell, in

f

: Faktor friksi, ft2/in2

Gt,Gs : Laju alir pada tube, shell, lb/h.ft2 g

: Percepatan gravitasi

h

: Koefisien perpindahan panas, Btu/hr.ft2.oF

h1, ho : Koefisien perpindahan panas fluida bagian dalam, bagian luar tube jH

: Faktor perpindahan panas

k

: Konduktivitas termal, Btu/hr.ft2.oF

L

: Panjang tube pipa, ft

LMTD : Logaritmic Mean Temperature Difference, oF N

: Jumlah baffle

Nt

: Jumlah tube

PT

: Tube pitch, in

∆PT

: Return drop shell, psi

∆PS

: Penurunan tekanan pada shell, psi

∆Pt

: Penurunan tekanan pada tube, psi

ID

: Inside diameter, ft

OD

: Outside diameter, ft

Q

: Beban panas heat exchanger, Btu/hr

Rd

: Dirt factor, hr.ft2.oF/Btu

Re

: Bilangan Reynold, dimensionless

s

: Specific gravity

T1, T2 : Temperatur fluida panas inlet, outlet, oF t1, t2

: Temperatur fluida dingin inlet, outlet, oF

Ta

: Temperatur rata-rata fluida panas, oF

ta

: Temperatur rata-rata fluida dingin, oF

tf

: Temperatur film, oF

tw

: Temperatur pipa bagian luar, oF

∆t

: Beda temperatur yang sebenarnya, oF

143

U

: Koefisien perpindahan panas

Uc, UD : Clean overall coefficient, Design overall coefficient, Btu.hr.ft2.oF V

: Kecepatan alir, ft/s

W

: Kecepatan alir massa fluida panas, lb/hr

w

: Kecepatan alir massa fluida dingin, lb/hr

μ

: Viskositas, Cp

6. Flash Evaporator A

: Vessel Area Minimum, m2

C

: Corrosion maksimum, in

D

: Diameter vessel minimum,m

E

: Joint effisiensi

HL

: Tinggi liquid, m

Ht

: Tinggi vessel,m

P

: Tekanan desain, psi

QV

: Laju alir volumetric massa, m3/jam

QL

: Liquid volumetric flowrate, m3/jam

S

: Working stress allowable, psi

t

: tebal dinding tangki, m

Uv

: Kecepatan uap maksimum, m/s

Vt

: Volume Vessel, m3

Vh

: Volume head, m3

Vt

: Volume vessel, m3



: Densitas, kg/m3



: Viskositas, cP

g

: Densitas gas, kg/m3

7. Pompa A

: Area alir pipa, in2

BHP

: Brake Horse Power, HP

144

Dopt

: Diameter optimum pipa, in

f

: Faktor friksi

g

: Percepatan gravitasi, ft/s2

gc

: Konstanta percepatan gravitasi, ft/s2

Hf

: Total friksi, ft

Hfs

: Friksi pada dinding pipa, ft

Hfc

: Friksi karena kontraksi tiba-tiba, ft

Hfe

: Friksi karena ekspansi tiba-tiba, ft

Hff

: Friksi karena fitting dan valve, ft

Hd, Hs : Head discharge, suction, ft ID

: Inside diameter, in

OD

: Outside diameter, in

Kc, Ke : Contaction, ekspansion contraction, ft L

: Panjang pipa, m

Le

: Panjang ekuivalen pipa, m

mf, ms : Kapasitas pompa, laju alir, lb/h MHP : Motor Horse Power, HP NPSH : Net Positive Suction Head, ft . lbf/ lb P uap : Tekanan uap, psi Qf

: Laju alir volumetrik, ft3/s

Re

: Reynold Number, dimensionless

Vs

: Suction velocity, ft/s

Vd

: Discharge velocity, ft/s

ΔP

: Differential pressure, psi

ε

: Equivalent roughness, ft

η

: Efisiensi pompa

μ

: Viskositas, kg/m.hr

ρ

: Densitas, kg/m3

8. Distillation Column α : Relatif volatilitas Nm : Stage minimum

145

L/D

: Refluks

N : Stage/tray m : Rectifying section p

: Stripping section

FLV : Liquid-vapor flow factor Uf : Kecepatan flooding, m/s Uv : Volumetric flowrate, m3/s An : Net area, m2 Ac : Cross section/luas area kolom, m2 Dc : Diameter kolom, m Ad : Downcomer area, m2

Aa : Active area, m2 lw : Weir length, m Ah : Hole area, m2 hw : Weir height, mm dh : Hole diameter, mm Lm : Liquid rate, kg/det how

: Weir liquid crest, mm liquid

Uh : Minimum design vapor velocity, m/s Co : Orifice coefficient hd : Dry plate drop, mm liquid hr : Residual head, mm liquid ht : Total pressure drop, mm liquid

146

hap

: Downcomer pressure loss, mm

Aap

: Area under apron, m2

Hdc

: Head loss in the downcomer, mm

hb : Backup di downcomer, m tr : Check resident time, s θ

: Sudut subintended antara pinggir plate dengan unperforated strip

Lm : Mean length, unperforated edge strips, m Aup

: Area of unperforated edge strip, m2

Lcz : Mean length of calming zone, m Acz : Area of calming zone, m2 Ap : Total area perforated, Ap Aoh

: Area untuk 1 hole, m2

t

: Tebal dinding, cm

r

: Jari-jari tanki, m

S

: Tekanan kerja yang diijinkan, atm

Cc : Korosi yang diijinkan, m Ej : Efisiensi pengelasan OD : Diameter luar, m ID : Diameter dalam, m EmV: Efisiensi tray, % ρ

: Densitas, kg/m3

μ : Viskositas, N.s/m2 FA : Fractional Area He : Tinggi tutup elipsoidal, m

147

Ht : Tinggi tanki, m

9. Reaktor BMav : BM rata – rata, kg/kmol CAo : Konsentrasi Trigliserida mula – mula, kmol/m3 CBo : Konsentrasi Methanol mula – mula, kmol/m3 g

: Percepatan Gravitasi, m/s2

HS : Tinggi Head Reaktor, m HR : Tinggi reaktor total, m : Konstanta reaksi , m3/kmol.s, s-1

k

Mfr : Laju alir massa, kg/h Qf : Volumetric Flowrate Umpan, m3/h r1, r2 t

: Laju reaksi 1,2, kmol/m3.s

: Tebal dinding reaktor, m

Vf : Total free volume, m3 VHR: Volume head reaktor, m VR : Volume Total Reaktor, m Vs : Volume Shell, m3 µ : Viskositas Campuran, kg m/s

148

DAFTAR PUSTAKA Anonim. 1996. Kriteria Perencanaan Ditjen Cipta Karya Dinas Pekerjaan Umum. Dinas PU. Jakarta. Anonim. 2011. Peraturan Daerah Kabupaten Serang nomor 10 Tahun 2011 tentang Rencana Tata Ruang Wilayah Kabupaten Serang Tahun 2011 – 2031. PemKab Serang. Serang – Banten. (Lembaran Daerah Kabupaten Serang Tahun 2011 nomor 812) Anonim. 2014. (online).Export and Import World Trade Data. www.comtrade.un. org/data/. (diakses tanggal 29 Oktober 2015) Anonim. 2015a. (online). Sodium Hydroxide. https://pubchem.ncbi.nlm.nih.gov/co mpound/sodium_hydroxide#section=Names-and-identifiers.(diakses tanggal 30 Oktober 2015) Anonim. 2015b. (online). Sulfuric acid. https://pubchem.ncbi.nlm.nih.gov/compou nds/sulfuric_acid#section=top. (diakses tanggal 30 Oktober 2015) Alexanderson, Verner,et al. 1977. Adiabatic process for nitration of nitratable aromatic compounds.United stastes patent:USA. (US. Patent 4,021,498) Alexanderson, Verner, et al.1978. Continues Adiabatic Process For The Mononitration Of Benzene. United stastes patent: USA.(US Patent 4,091,042) Baasel, W.D. 1990. Preliminary Chemical Engineering Plant Design 2nd Edition. Van Noostrand Reinhold. New York. Baretta, Sergio. 2015. Washing System For Nitroaromatic Compounds.UUnited States Patent: USA. (US Patent 9,040,758 B2) Brownell, L.E. and Young, E.H. 1979. Process Equipment Design. Wiley Eastern Limited. New York. Coulson, J.M. and Richardson, J.F. 2003. Chemical Engineering, 6th Edition. Butterworth-Heinemann. New York. Evans, L. 1980.Equipment Design Handbook For Refineries And Chemical Plant Vol.2. Gulf Publishing Company. Texas. Felder, R.M. and Rousseau, R.W. 2005. Elementary Principles Of Chemical Proses, 3rd Edition. North Carolina State University. North Caronia.

149

Geankoplis, C.J. 2003. Transport Processes and Unit Operations. Prentice Hall. New York. Haar, Lester, John S. Gallagher.1978. Thermodynamics Properties Of Ammonia. National Beurau of Standards:Washington D.C. (J. Phys. Chem. Ref. Data, Vol. 7, No. 3) Helnus, F.P. 2008. Process Plant Design. Wiley-VCH. Berlin. Ismail, S. 1999. Alat Industri Kimia. UNSRI. Palembang. Kern, D.Q. 1965. Process Heat Transfer. McGraw - Hill Book Co. New York. Kister, H.Z. 1971. Distillation Operation. McGraw - Hill Book Co. New York. Knauf, Thomas, et al. 2010. Continuous Process For The Manufacture Of Nitrobenzene. United States Patent : USA. (US Patent 7,763,759 B2) Levenspiel, O. 1999. Chemical Reaction Engineering, 3rd Edition. Oregon State University. New York. McKetta, John J. 1989. Nitrobenzene and Nitrotoluene. Enchyclopedia of Chemical Processing and Design: Vol 31- Natural Gas Liquids and Natural Gasoline to offshore Process Piping: High Performance Alloys. CRC Press. Florida. Othmer, Kirk. 2007. Kirk-Othmer Enchyclopedia of Chemical Technology, 5th Edition. John Wiley and Sons. New Jersey. Perry, R.H. and Green, D.W. 1997. Perry's Chemical Engineer's Handbook, 7th Edition. McGraw - Hill Book Co. New York. Petter, M.S. and Timmerhaus, K.D. 1991. Plant Design and Economics for Chemical Engineer, 4th Edition. Mc Graw - Hill Book Co. New York. Sandler, H.J. and Luckiewicz, E.T. 1987. Parctical Process Engineer. Mc GrawHill Co. New York. Shah, R.K. and Sekulit, D.P. 2003. Fundamental of Heat Exchanger Design. John Wiley and Sons. New Jersey. Sinnot, R.K. 1999. Chemical Engineering Design, 6th Edition. Butterworth Heinemann. New York. Smith, J.M. and Ness H.C. 2001. Chemical Engineering Thermodynamics. Mc Graw-Hill. New York. Treyball, R.E. 1980. Mass Transfer Operation. McGraw-Hill Kogakusha. Tokyo.

150

US Patent No. 9139508 B2. Pennemann et al. 2015. Method and System for Producing Nitrobenzene. Diakses pada 5 September 2015. Vilbrant, F.C. and Charles, E.D. 1959. Chemical Engineering Plant Design, 4th Edition. Mc Graw - Hill Book Co. New York. Walas, S.M. 1990. Chemical Process Eqipment. Butterworth Heinemann. New York. Winkle, M.V. 1967. Distillation. McGraw - Hill Book Co. New York. Yaws, C.L. 1996. Handbook Of Thermodynamic Diagrams. Gulf Publishing Company. Texas.

151

LAMPIRAN I PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas Produksi

= 60.000 ton/tahun

Basis perhitungan

= 1 jam operasi

Jumlah hari operasi

= 300 hari

Satuan berat

= Kilogram (kg)

Bahan baku

= - Benzen (C6H6) - Asam Nitrat (HNO3) - Asam Sulfat (H2SO4)

Produk akhir

= Nitrobenzen (C6H5NO2)

Kapasitas produksi dalam satu jam operasi :



60.000 ton 1000 kg 1 tahun 1 hari x x x tahun ton 300 hari 24 jam

= 8.333,427 kg/jam Mol kapasitas : 

8.333,427 kg/jam 123,11 kg/kmol

= 67,668 kmol/jam Kemurnian

= 99,88 %

(Knauf et al, 2013)

Nitrobenzen

= kemurnian nitrobenzen x kapastitas produksi = 99,88 % x 8.333,427 kg/jam = 8323.333 kg/jam = 67.608 kmol/jam

Impurities

= 8.333,427 kg/jam - 8323.333 kg/jam = 10,093 kg/jam

Kemurnian Bahan Baku : - Benzen

:

C6H6 = 99,90%

(www.pertamina.com)

152

H2O = 0,10% - Asam Nitrat :

HNO3 = 60% H2O

(http://mnk/co.id)

= 3,99%

NO2 = 0,01 % terlarut - Asam Sulfat :

H2SO4 = 98% H2O

(www.petrokimia-gresik.com)

= 2%

Untuk mencukupi kapasitas 60.000 ton/tahun kebutuhan HNO3, H2SO4, dan C6H6 sebanyak : - Benzen

: 6235,9305 kg/jam

-Asam Nitrat : 7251,5342 kg/jam -Asam Sulfat : 97520,6021 kg/jam

1. Mix-Point 01 (MP-01) Fungsi : Titik pencampuran aliran fresh feed H2SO4 dari Tangki (T-01) dan fresh feed HNO3 dari Tangki (T-02) untuk membentuk asam campuran.

(1)

(3)

HNO3 H2O NO2 (2)

HNO3 H2SO4 H2O NO2 H2O

H2SO4 H2O Keterangan: Aliran 1

: Aliran fresh feed HNO3 dari Tangki (T-02)

Aliran 2

: Aliran fresh feed H2SO4 dari Tangki (T-01)

Aliran 3

: Aliran asam campuran yang menjadi feed pada reaktor (R-01).

153

a. Aliran 1 H2SO4 input

= 133,5334 kg/jam

H2O input

= 1490,239 kg/jam

Total input

= 1.623,773 kg/jam

b. Aliran 2 Input HNO3

= 4348,396 kg/jam

Total aliran 2

= = 7247,326 kg/jam

Input H2O

= 2.898,641 kg/jam

Input NO2

= 0.290 kg/jam

c. Aliran 3 Output HNO3

= 4.348,396 kg/jam

Output H2SO4

= 133,533 kg/jam

Output H2O

= 4.388,880 kg/jam

Output NO2

= 0.290 kg/jam

Total Output

= 8.871,099 kg/jam

d. Neraca Massa Mix-Point 01 (MP-01) Input (kg/jam) Komponen Aliran 1 Aliran 2 HNO3 0,0000 4348,396

Output (kg/jam) Aliran 3 4.348,396

H2SO4

133,533

0,0000

133,533

H2O

1490,239

2.898,641

4.388,880

NO2

0,0000

0,290

0,290

1.623,773

7.247,326

Total

2. Mix-Point 02 (MP-02)

8.871,099

8.871,099

154

Fungsi

: Titik pencampuran asam campuran dengan aliran asam sulfat dari Flash Evaporator 02. (4)

(5)

HNO3 H2O NO2 HNO3

HNO3 H2SO4 H2O NO2

(20) H2O H2O H2SO4 HNO3

Keterangan: Aliran 4

: Aliran asam campuran dari mix-point 01

Aliran 20 : Aliran asam sulfat dari Flash Evaporator 02 Aliran 5

: Aliran asam campuran yang menjadi feed pada reaktor (R-01).

a. Aliran 4 Input HNO3

= 4.348,396 kg/jam

Input H2SO4

= 133,533 kg/jam

Input H2O

= 4.388,880 kg/jam

Input NO2

= 0.290 kg/jam

Total input

= 8.871,099 kg/jam

b. Aliran 20 Input HNO3

= 2,959 kg/jam

Input H2SO4

= 95.446,205 kg/jam

Input H2O

= 462,341 kg/jam

Total input

= 95.911,505 kg/jam

c. Aliran 5 Output HNO3

= 4.351,355 kg/jam

Output H2SO4

= 95.579,739 kg/jam

Output H2O

= 4.851,220 kg/jam

Output NO2

= 0.290 kg/jam

Total Output

= 104.782,604 kg/jam

d. Neraca Massa Mix-Point 03 (MP-03)

155

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Komponen HNO3

Aliran 4 4.348,396

Aliran 20 2,959

Aliran 5 4.351,355

H2SO4

133,533

95.446,205

95.579,739

H2O

4.388,880

462,341

4.851,220

NO2

0,290

0.000

0,290

8.871,099

95.911,505

Total

104.782,604 104.782,604

3.

Reaktor CSTR (R-01) Fungsi : Tempat bereaksinya benzen (C6H6) dan asam campuran, yaitu asam sulfat (H2SO4), asam nitrat (HNO3) untuk menghasilkan nitrobenzen (C6H5NO2) sebagai produk utama serta NO2 dan dinitrobenzene (C6H4N2O4) sebagai produk samping.

H2SO4 HNO3 H2O NO2

C6H6 H2O

C6H6 HNO3 H2SO4 H2O C6H5NO2 C6H4N2O4 NO2

Keterangan : Aliran 6

: Aliran fresh feed benzen dari Tangki (T-04)

Aliran 5

: Aliran asam campuran (asam nitrat dan asam sulfat) dari MP-02

Aliran 7

: Aliran output dari Reaktor CSTR (R-01)

Konversi

:

98%

(Alexanderson et al, 1978)

156

a. Aliran 6 Excess benzen

= 10%

Massa benzen

= 5.663,925 kg/jam x 10%

(Knauf et al, 2014)

= 566,392 kg/jam Total input benzen

= 5.663,925 kg/jam + 566.392 kg/jam = 6.230,317 kg/jam

= 6.236,554 kg/jam

Total aliran 6

=

H2O dalam benzen

= 0,1% x 6.235,930 kg/jam = 6,237 kg/jam

b. Aliran 5 Input HNO3 = 4.351,355 kg/jam Input H2SO4 = 95.579,739 kg/jam Input H2O

= 4.851,220 kg/jam

Input NO2

= 0.290 kg/jam

Total Input

= 104.782,604 kg/jam

Reaksi: H2SO4

C6H6 (l) +

HNO3 (l)

C6H5NO2 (l) + H2O (l)

M

:

72,508

69,055

B

:

67,674

67,674

67,674

67,674

4,834

1,381

67,674

67,674

S

C6H5NO2

+

HNO3

C6H4N2O4

+

H2 O

M

:

67,674

1,381

B

:

0,059

0,059

0,059

0,059

S

:

67,614

1,322

0.059

0,059

c. Aliran 7 Output C6H6

= 377,595 kg/jam

Output H2SO4

= 95.579,739 kg/jam

Output HNO3

= 83,279 kg/jam

Output C6H5NO2

= 8.324,166 kg/jam

157

Output C6H4N2O4

= 10,000 kg/jam

H2O hasil reaksi NBZ = 1.219,169 kg/jam H2O hasil reaksi dBZ = 1,072 kg/jam H2O bz

= 6,237 kg/jam

H2O awal

= 4.851,220 kg/jam

total output H2O

= 6.077,697 kg/jam

NO2

= 0.290 kg/jam

d. Neraca Massa pada Reaktor CSTR (R-01) Input (kg/jam) Komponen Aliran 6 Aliran 5 HNO3 0,0000 4.351,355

Aliran 7 83,279

H2SO4

0,0000

95.579,739

95.579,739

H2O

6,237

4.851,220

6.077,697

C6H6

6.230,317

0.000

943,987

C6H5NO2

0,000

0.000

8.324,166

C6H4N2O4

0,000

0.000

10.000

NO2

0,000

0.290

0.290

6.236,554

104.782,604

Total

4.

Output (kg/jam)

Dekanter-01 (DE-01)

111.019,158

111.019,158

158

Fungsi :

Tempat proses memisahkan fase organik (crude nitrobenzen)dan fase larutan (spent acid) dengan prinsip perbedaan densitas dan kelarutan yang rendah. (22)

(7)

(9)

C6H6 HNO3 H2SO4 C6H5NO2 C6H4N2O4 H2O

DE-01 HNO3 H2SO4 H2 O C6H6 C6H5NO2 C6H4N2O4 NO2

(10)

C6H6 HNO3 H2SO4 H2O NO2

Keterangan : Aliran 7

: Aliran output reaksi dari Reaktor CSTR (R-01)

Aliran 22

:Aliran

crude

nitrobenzen,

terdiri

dari

C6H6,

C6H5NO2,

..C6H4N2O4, HNO3 , H2SO4, dan H2O. Aliran 10

: Aliran spent acid, terdiri dari H2SO4, H2O, sisa C6H6 yang tidak bereaksi, sisa HNO3 yang tidak bereaksi dan NO2 dari HNO3.

C6H6 dan C6H5NO2 merupakan fase minyak (fraksi ringan) yang berada di lapisan atas. Sedangkan H2SO4 dan HNO3 merupakan fraksi berat yang berada di lapisan bawah. H2O merupakan pembatas antara fraksi ringan dan fraksi berat. Sejumlah tertentu larutan asam (HNO3 + H2SO4 + H2O) akan terikut bersama crude nitrobenzen. (Knauf et al,2014) a. Aliran Input DE-01 HNO3 = 83,279 kg/jam H2SO4

= 95.579,739 kg/jam

H2O

= 6.077,697 kg/jam

C6H6

=

C6H5NO2

= 8.324,166 kg/jam

C6H4N2O4

= 10,000 kg/jam

943,987 kg/jam

159

NO2

=

0,290 kg/jam

b. Aliran Keluar DE-01 1) C6H6 Kelarutan dalam air 0,225 per 100 bagian air pada temperatur 50oC (Sinnott, 1999) H2O masuk

= 6.077,697 kg/jam

C6H6 masuk

= 943,897kg/jam

C6H6 produk bawah

= 0,225 x H2O masuk 100 = 0,225 x 6.077,697kg/jam 100 = 13,675 kg/jam

C6H6 produk atas

= C6H6 masuk - C6H6 produk bawah = 943,987 kg/jam – 13,675 kg/jam = 930,313 kg/jam

2) H2O Kelarutan air dalam benzen yaitu 0,147 per 100 bagian benzen pada temperatur 50oC. (Sinnot,1999)

H2O masuk

= 6.077,697 kg/jam

C6H6 masuk

= 943,987 kg/jam

H2O produk atas

= 0,147 x C6H6 masuk 100 = 0,147 x 943,987 kg/jam 100 = 1,388kg/jam

H2O produk bawah

= H2O masuk –H2O produk atas = 6.077,697 kg/jam – 1,388 kg/jam = 6.076,310kg/jam

3) HNO3 Larut dalam air dalam semua perbandingan. (Perry,2007)

160

H2O masuk

= 6.077,697 kg/jam

HNO3 masuk

= 83,279 kg/jam

=

83,279 6.077,697

= HNO3 bawah = HNO3 atas 6.076,310 1,388

HNO3 atas

=

83,279 x 1,388kg/jam 6.077,697

= 0.019 kg/jam HNO3 bawah =

83,279 x 6076,310 kg/jam 6077,697

= 83,260 kg/jam 4) C6H5NO2 Tidak larut dalam air. Tidak ada nitrobenzen pada produk bawah, karena nitrobenzen tidak larut dalam air. (www.avantormaterials.com/documents/MSDS/ usa/English/N4530_msds_us_Default.pdf) 5) H2SO4 Larut dalam air dalam semua perbandingan. (Perry,2007)

H2O masuk

= 6077,697 kg/jam

H2SO4 masuk

= 95.579,739 kg/jam

= 95.579,739 6.077,697

= H2SO4 bawah = 6.076,310 kg/jam

H2SO4 atas 1.3875kg/jam

H2SO4 atas

= 95478.3609 kg/jam x 1,388kg/jam 6077.0902 kg/jam = 21,823 kg/jam

H2SO4 bawah = 95.579,739 kg/jam x 6.076,310 kg/jam 6077,697

161

= 95.557,916 kg/jam c. Neraca Massa pada Dekanter (DE-01) Input (kg/jam) Komponen Aliran 8 HNO3 83,279

Output (kg/jam) Aliran 22 0.019

Aliran 10 83,260

H2SO4

95.579,739

21,823

95.557,916

H2O

6.077,697

1,388

6.076,310

C6H6

943,987

930,313

13,675

C6H5NO2

8.324,166

8.324,166

0.000

C6H4N2O4

10.000

10.000

0.000

NO2

0.290

0.000

0.290

101.731,450

9.287,708

Total

111.019,158

111.019,158

5. Evaporator (EV-01) Fungsi : Tempat untuk menguapkan sisa C6H6, HNO3,dan sebagian H2O, serta menghasilkan H2SO4 recycle agar dapat diumpankan kembali ke Reaktor CSTR (R-01). (13)

(11) EV-01

(16) Keterangan : Aliran 11

: Aliran spent acid dari bottom decanter (DC-01)

162

Aliran 13

: Aliran uap yang keluar dari evaporator (EV-01)

Aliran 16

: Aliran H2SO4 terkonsentrasi

a. Aliran Input EV-01 C6H6 = 13,675 kg/jam HNO3

= 83,260 kg/jam

H2SO4

= 95.557,916 kg/jam

H2O

= 6.076,310 kg/jam

NO2

= 0,290 kg/jam

b. Aliran Keluar EV-01 Untuk menghitung komponen yang menguap digunakan hukum kesetimbangan uap cair dengan menggunakan persamaan : Pers.Antoine : Pi = exp(A-(B/(T+C)))) ; T = K, P= mmHg Hukum Raoult : Yi = Ki.Xi

(Walas,1988)

Kondisi operasi : P = 0,151 atm = 153 mbar = 114,760 mmHg T = 121,179 C = 394,329 K Diperoleh : W/D

= 4,018

Komponen

kg

kmol

Zf

Pi

Ki(Pi/P)

y*D

xW

HNO3

83,260

1,321

0,001

2.538,151

22,117

0,004

0,000

H2SO4

95.557,916

974,310

0,742

0,336

0,003

0,003

0,926

H2O

6.076,310

337,285

0,257

1.543,795

13,452

0,992

0,074

C6H6

13,675

0,175

0,000

2.305,942

20,094

0,001

0,000

NO2

0,290

0,006

0,000

28.162,839

245,407

0,000

0,000

Total

101.731,450

1.313,098

1,000

1,000

1,000

W+D = Total Kmol Input

= 1.313,098 kmol

D

= (W+D)/(W/D)+1

= 1.313,098 /(4,018 + 1)

= 261,699 kmol

W

= (W+D)-D

= 1.313,098 – 261,699

= 1.051,399 kmol

Keterangan : D

= Gas

163

W

= Liquid

1) Komponen yang Teruapkan Komponen

kg/jam

kmol/jam

C 6 H6

11,396

0,146

HNO3

70,461

1,118

H2SO4

69,657

0,710

H2O

4.678,938

259,720

NO2

0,285

0,006

Total

4.830,737

261,700

Kg/jam

kmol/jam

C 6 H6

2,279

0,029

HNO3

12,799

0,203

H2SO4

95.488,259

973,600

H2O

1.397,372

77,566

NO2

0,005

0,000

Total

96.900,713

1.051,398

2) Komponen liquid Komponen

c. Neraca Massa pada Evaporator (EV-01) Input (kg/jam) Output (kg/jam) Komponen Aliran 11 Aliran V (13) Aliran L (16) C6H6

13,675

11,396

2,279

HNO3

83,260

70,461

12,799

H2SO4

95.557,916

69,657

95.488,259

H2O

6.076,310

4.678,938

1.397,372

NO2

0,290

0,285

0,005

Total

101.731,450

4.830,737

96.900,713

101.731,450

6. Parsial Kondensor (PC – 01) Fungsi : untuk memisahkan non-condensible gas dari kondensat (14)

(13)

(15)

164

Keterangan : Aliran 13

: aliran top dari evaporator – 01

Aliran 15

: aliran kondensat

Aliran 14

: aliran non condensable gas

Kondisi operasi :

P = 0,143 atm = 144,5 mbar = 108,384 mmHg T = 53,112 C = 326,262 K

Untuk menentukan tekanan uap masing-masing zat digunakan rumus Antoine. Rumus

:

Pi = exp(A-(B/(T+C))) Dimana :

Pi

: mmHg

T

:K

a. Aliran masuk parsial kondensor 01 Komponen Kg/jam

Kmol/jam

Zf

HNO3

70,461

1,118

0,004

H2SO4

69,657

0,710

0,003

H2O

4.678,938

259,720

0,992

C6H6

11,396

0,146

0,001

NO2

0,285

0,006

0,000

Total

4.830,737

261,700

1,000

Nilai W/D pada : P = 0,143 atm = 144,5 mbar = 108,384 mmHg T = 53,112 C = 326,262 K Diperoleh : W/D

= 700,000

165

xj =

z f W / D  1

(Treyball,1980)

m W / D

Σ xj = 1

(Treyball,1980)

Z f W / D  1

Yj =

(Treyball,1980)

1  W / Dmj

Σyj = 1

(Treyball,1980)

Hasil perhitungan fraksi liquid dan gas untuk masing-masing senyawa Komponen

Zf

Pi

Ki(Pi/P)

xW

y*D

HNO3

0,004

240,443

2,218

0,004

0,009

H2SO4

0,003

0,001

0,000

0,003

0,000

H2O

0,992

107,935

0,996

0,992

0,988

C6H6

0,001

303,720

2,802

0,001

0,002

NO2

0,000

2.956,380

27,277

0,000

0,001

Total

1,000

1,000

1,000

Diperoleh Nilai : W/D

= 700,000

W+D = Total Kmol Input

= 261,700 kmol

D

= (W+D)/(W+D)+1

= 261,7 /(700 + 1)

= 0,373 kmol

W

= (W+D)-D

= 261,700 – 0,373

= 261,327 kmol

Keterangan : D

= Gas

W

= Liquid

b. Output aliran liquid Komponen

Kg/jam

Kmol/jam

HNO3

70,238

1,115

166

H2SO4

69,657

0,710

H2O

4.672,291

259,351

C6H6

11,351

0,145

NO2

0,275

0,006

Total

4.823,811

261,327

Komponen

Kg/jam

Kmol/jam

HNO3

0,223

0,004

H2SO4

0,000

0,000

H2O

6,647

0,369

C6H6

0,045

0,001

NO2

0,011

0,000

Total

6,926

0,373

c. Output aliran gas

d. Neraca massa parsial condenser (PC – 01) Input (kg/jam) Output (kg/jam) Komponen Aliran (13) Aliran L (15) Aliran V (14) C6H6

11,396

11,351

0,045

HNO3

70,461

70,238

0,223

H2SO4

69,657

69,657

0,000

H2O

4.678,938

4.672,291

6,647

NO2

0,285

0,275

0,011

Total

4.830,737

4.823,811

6,926 4.830,737

7. Evaporator (EV-02) Fungsi : Tempat untuk menguapkan sisa C6H6, HNO3,dan sebagian H2O, serta menghasilkan H2SO4 recycle agar dapat diumpankan kembali ke Reaktor CSTR (R-01). (17)

167

(16) EV-02

(20)

Keterangan : Aliran 16

: Aliran spent acid dari bottom Flash Evaporator 01 (EV-01)

Aliran 17

: Aliran uap yang keluar dari evaporator (EV-02)

Aliran 20

: Aliran H2SO4 terkonsentrasi

a. Aliran Input EV-02 C6H6 = 2,279 kg/jam HNO3

= 12,799 kg/jam

H2SO4

= 95.488,259 kg/jam

H2O

= 1.397,372 kg/jam

NO2

= 0,005 kg/jam

b. Aliran Keluar EV-02 Untuk menghitung komponen yang menguap digunakan hukum kesetimbangan uap cair dengan menggunakan persamaan : Pers.Antoine : Pi = exp(A-(B/(T+C)))) ; T = K, P= mmHg Hukum Raoult : Yi = Ki.Xi

(Walas,1988)

Kondisi operasi : P = 0,053 atm = 53,5 mbar = 40,128 mmHg T = 121,179 C = 394,329 K Diperoleh : W/D

= 19,023

Komponen

Kg/jam

Kmol/jam

Zf

Pi

Ki(Pi/P)

y*D

xW

HNO3

12,799

0,203

0,000

2.538,151

63,251

0,003

0,000

H2SO4

95.488,259

973,600

0,926

0,336

0,008

0,008

0,974

H2O

1.397,372

77,566

0,074

1.543,795

38,471

0,988

0,026

C6H6

2,279

0,029

0,000

2.305,942

57,464

0,000

0,000

168

NO2

0,005

0,000

0,000

Total

96.900,713

1.051,398

1,000

28.162,839

701,818

0,000

0,000

1,000

1,000

Diperoleh Nilai : W/D

= 19,023

W+D = Total Kmol Input

= 1.051,398 kmol

D

= (W+D)/(W+D)+1

= 1.051,398 /(19,023 + 1)

W

= (W+D)-D

= 1.051,023

– 52,510

= 52,516 kmol = 998,882 kmol

Keterangan : D

= Gas

W

= Liquid 1) Komponen yang Teruapkan Komponen kg/jam

kmol/jam

HNO3

9,840

0,156

H2SO4

42,054

0,429

H2O

935,031

51,902

C 6 H6

2,279

0,029

NO2

0,005

0,000

Total

989,208

52,516

2) Komponen Kondensat Komponen

kg/jam

kmol/jam

HNO3

2,959

0,047

H2SO4

95.446,205

973,171

H2O

462,340

25,664

Komponen

kg/jam

kmol/jam

C 6 H6

0,000

0,000

NO2

0,000

0,000

Total

95.911,505

998,882

c. Neraca Massa pada Evaporator (EV-02) Input (kg/jam) Output (kg/jam) Komponen Aliran 16 Aliran V (17) Aliran L (20)

169

HNO3

12,799

9,840

2,959

H2SO4

95.488,259

42,054

2,959

H2O

1.397,372

935,031

95.446,205

C6H6

2,279

2,279

462,340

NO2

0.005

0,005

0,000

Total

96.900,713

989,208

95.911,505 96.900,713

8. Parsial Kondensor (PC – 02) Fungsi : untuk memisahkan non-condensible gas dari kondensat (18)

(17)

(19)

Keterangan : Aliran 17

: aliran masuk parsial kondensor – 02

Aliran 19

: aliran keluaran kondensat

Aliran 18

: aliran non condensable gas

Kondisi operasi : P = 0,049 atm = 50,000 mbar = 37,503 mmHg T = 33,130 C = 306,280 K Untuk menentukan tekanan uap masing-masing zat digunakan rumus Antoine. Rumus

:

Pi = exp(A-(B/(T+C))) Dimana :

Pi

: mmHg

T

:K

Untuk semua komponen input dilakukan perhitungan, sehingga diperoleh :

170

Komponen

Kg/jam

Kmol/jam

Zf

HNO3

9,840

0,156

0,003

H2SO4

42,054

0,429

0,008

H2O

935,031

51,902

0,988

C6H6

1,712

0,022

0,000

NO2

0,005

0,000

0,000

Total

988,641

52,509

1,000

Diperoleh : W/D xj =

= 600

z f W / D  1

(Treyball,1980)

m W / D

Σ xj = 1 Yj =

(Treyball,1980)

Z f W / D  1

(Treyball,1980)

1  W / Dmj

Σyj = 1

(Treyball,1980)

Hasil perhitungan fraksi liquid dan gas untuk masing-masing senyawa Komponen

Zf

Pi

Ki(Pi/P)

xW

y*D

HNO3

0,003

12,220

0,326

0,003

0,001

H2SO4

0,008

0,000

0,000

0,008

0,000

H2O

0,988

37,844

1,009

0,988

0,997

C6H6

0,000

136,862

3,649

0,000

0,002

NO2

0,000

1.300,363

34,673

0,000

0,000

Total

1,000

1,000

1,000

Diperoleh Nilai : W/D

= 600,000

W+D = Total Kmol Input

= 52,509 kmol

D

= (W+D)/(W+D)+1

= 52,509 /(600 + 1)

= 0,087 kmol

W

= (W+D)-D

= 52,509 – 0,087

= 52,422 kmol

Keterangan : D

= Gas

171

W

= Liquid

a. Output aliran liquid Komponen

Kg/jam

Kmol/jam

HNO3

9,835

0,156

H2SO4

42,054

0,429

H2O

933,461

51,815

C6H6

1,702

0,022

NO2

0,004

0,000

Total

987,055

52,422

Komponen

Kg/jam

Kmol/jam

HNO3

0,005

0,000

H2SO4

0,000

0,000

H2O

1,570

0,087

C6H6

0,010

0,000

NO2

0,000

0,000

Total

1,586

0,087

b. Output aliran gas

c. Neraca massa parsial condenser (PC – 02) Input (kg/jam) Output (kg/jam) Komponen Aliran 17 Aliran L (19) Aliran V (18) C6H6

1,712

1,702

0,010

HNO3

9,840

9,835

0,005

H2SO4

42,054

42,054

0,000

H2O

935,031

933,461

1,570

NO2

0,005

0,004

0,000

172

Total

9.

987,055

988,641

Mixer 01 (MX-01) Fungsi : Tempat proses

1,586 988,641

pencucian

crude

nitrobenzen

dengan

cara

menghilangkan kandungan asam dengan menggunakan larutan sodium hidroksida (NaOH 50%). (US.Patent 7,326,816 B2] NaOH H2O

(23)

C6H6 HNO3 (22) H2SO4 H2 O C6H5NO2 C6H4N2O4

(24)

C6H6 H2O C6H5NO2 Na2SO4 C6H4N2O4 NaNO3

Keterangan : Aliran 22 : Aliran crude nitrobenzen yang berasal dari top decanter (DE-01) Aliran 23 : Aliran sodium hidroksida Aliran 24 : Aliran output mixer-01

Reaksi 1 : HNO3

+ NaOH

NaNO3 + H2O

M

: 0.0003

0.0003

B

: 0.0003

0.0003

0.0003

0.0003

S

:

0

0.0003

0.0003

0

Reaksi 2 : 2NaOH + M

: 0.223

H2SO4 0.445

Na2SO4

+

2H2O

173

B

: 0.223

S

:

0

0.445

0.223

0.445

0

0.223

0.445

a. Aliran 22 Input C6H6

= 930,313 kg/jam

Input HNO3

= 0,019 kg/jam

Input H2SO4

= 21,823 kg/jam

Input H2O

= 1,388 kg/jam

Input C6H5NO2

= 8.324,166 kg/jam

Input C6H4N2O4

= 10,000 kg/jam

b. Aliran 23 Mol H2SO4

=

21,823 kg/jam 98,08 kg/kmol

= 0,223 kmol/jam NaOH yang dibutuhkan= 2 x mol H2SO4 x BM NaOH = 2 x 0,223 kmol/jam x 40 kg/kmol = 17,799 kg/jam Mol input NaOH

= 0,445 kmol/kmol input H2O = 0,445 kmol/jam

Mol HNO3

= = 0.0003 kmol/jam

NaOH yang dibutuhkan= mol HNO3 x BM NaOH = 0.0003 x 39,997 = 0.012 kg/jam Mol input NaOH

= 0.0003 kmol/jam

Mol input H2O

= 0.0003 kmol/jam

Total mol H2O input

= Mol input H2O (H2SO4) + Mol input H2O (HNO3) = 0,445 kmol/jam x BM H2O = 8,022 kg/jam

Aliran 24 Mol H2SO4 output

= mol H2SO4 input aliran 17 – mol H2SO4 aliran 19

174

Mol H2SO4 output

= 0,223 kmol/jam – r2

0

= 0,223 kmol/jam – r2

r2

= 0,223 kmol/jam

Mol H2O

= 0,077 kmol/jam + 0,989 kmol/jam + 2r2 = 1,511 kmol/jam

Massa H2O

= 1,511 kmol/jam x 18,015 kg/kmol = 27,221 kg/jam

Mol Na2SO4

= 0.223 kmol/jam

Massa Na2SO4

= 0.223 kmol/jam x 142,041 kg/kmol = 31,605 kg/jam

Mol NaNO3

= 0.0003 kmol/jam

Massa NaNO3

= 0.0003 kmol/jam x 84,995 kg/mol = 0.026 kg/mol

c. Neraca Massa pada Mixer-01 Input (kg/jam) Komponen Aliran 22 Aliran 23

Output (kg/jam) Aliran 24

C6H6

930,313

0,000

930,313

HNO3

0.019

0,000

0,000

H2SO4

21,823

0,000

0,000

H2O

1,388

18,702

28,112

C6H5NO2

8.324,166

0,000

8.324,166

C6H4N2O4

10.000

0,000

10.000

Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Aliran 22

Aliran 23

Aliran 24

NaOH

0,000

18,702

0,891

NaNO3

0,000

0,000

0,026

Na2SO4

0,000

0,000

31,605

9.287,708

37,404

Total

9.325,111

9.325,111

10. Dekanter-02 (DE-02) Fungsi : Memisahkan produk output mixer dengan prinsip kelarutan.

175

(26)

C6H6 C6H5NO2 H2O NaNO3 C6H4N2O4 NA2SO4 NANO3

C 6 H6 H2O C6H5NO2 C6H4N2O4

(24) DE-02

(25)

C6H6 H2O NaNO3 NA2SO4

Keterangan : Aliran 24 : Aliran output Mixer (M-01) Aliran 26 : Produk atas Dekanter 02 Aliran 25 : Produk bawah Dekanter 02 C6H6, C6H5NO2 dan C6H4N2O merupakan fraksi ringan dimana berada di lapisan atas. Sedangkan NaNO3 dan NaOH merupakan fraksi berat dimana berada di lapisan bawah. H2O merupakan pembatas antara fraksi ringan dan fraksi berat. a. Aliran Input DE-02 C6H6 = 930,313 kg/jam C6H5NO2

= 8324,166 kg/jam

H2O

= 28,112 kg/jam

NaNO3

= 0,026 kg/jam

C6H4N2O4

= 10,000 kg/jam

NA2SO4

= 31,605 kg/jam

NaOH

= 0,891 kg/jam

b. Aliran Keluar DE-02 1) C6H6 Kelarutan dalam air 0,225 per 100 bagian air pada temperatur 50oC (Sinnott,1999) H2O masuk

= 28,112 kg/jam

C6H6 masuk

= 930,313 kg/jam

C6H6 produk bawah

= 0,225 x H2O masuk 100

176

= 0,225 x 28,112 kg/jam 100 = 0,061 kg/jam C6H6 produk atas

= C6H6 masuk - C6H6 produk bawah = 930,313 kg/jam – 0,061 kg/jam = 930,249 kg/jam

2) H2O Kelarutan air dalam benzen yaitu 0,147 per 100 bagian benzen pada temperatur 50oC. (Sinnott,1999)

H2O masuk

= 28,112 kg/jam

C6H6 masuk

= 930,313 kg/jam

H2O produk atas

= 0,147 x C6H6 masuk 100 = 0,147 x 930,313 kg/jam 100 = 1,368 kg/jam

H2O produk bawah

= H2O masuk –H2O produk atas = 28,112 kg/jam – 1,368 kg/jam = 26,744 kg/jam

3) C6H5NO2 dan C6H4N2O4 Tidak ada nitrobenzen pada produk bawah, karena nitrobenzen tidak larut dalam air.(www.avantormaterials.com/documents/MSDS/usa/English/N4530_msd s_us_Default.pdf) 4) Na2SO4 dan NaNO3 Mempunyai massa jenis yang jauh lebih besar daripada komponen lain, sehingga langsung terpisah ke produk bawah. c. Neraca Massa pada Dekanter (DE-02) Input (kg/jam) Komponen Aliran 24 C6H6

930,313

Output (kg/jam) Aliran 26

Aliran 25

930,251

0,061

177

Na2SO4

31,605

0,000

31,605

H2O

28,112

1,368

26,774

C6H5NO2

8.324,166

8.324,166

0,000

C6H4N2O4

10,000

10,000

0,000

NaNO3

0,026

0,000

0,026

NaOH

0,000

0,000

0,000

9.265,785

58,438

9.325,111

Total

11.

9.325,111

Mixer 02 (M-02) Fungsi : Tempat proses pencucian crude nitrobenzen dengan cara menghilangkan kandungan sodium hidroksida dengan menggunakan larutan sodium hidroksida (HNO3 60%). (US.Patent 7,326,816 B2) HNO3 H2O (27) C6H6 NaOH H2 O C6H5NO2 (26) C6H4N2O4

(28)

M-02

C6H6 H2O C6H5NO2 C6H4N2O4 NaNO3

178

Keterangan : Aliran 26 : Aliran crude nitrobenzen yang berasal dari top decanter (DE-02) Aliran 27 : Aliran asam nitrat Aliran 28 : Aliran output mixer-02 Reaksi 1 : HNO3

+ NaOH

NaNO3 + H2O

M

: 0.0003

0.0003

B

: 0.0003

0.0003

0.0003

0.0003

S

:

0

0.0003

0.0003

0

a. Aliran 26 Input C6H6

= 930249 kg/jam

Input NaOH

= 0,891kg/jam

Input H2O

= 1,368 kg/jam

Input C6H5NO2

= 8.324,166 kg/jam

Input C6H4N2O4

= 10,000 kg/jam

b. Aliran 27 Mol NaOH

=

0,891 kg/jam 39,992 kg/kmol

= 0,022 kmol/jam HNO3 yang dibutuhkan= mol NaOH x BM HNO3 = 0,022 kmol/jam x 63,013 kg/kmol = 1,403 kg/jam Mol input H2O

= 0,052 kmol/jam = 0,935 kg/jam

c. Aliran 28 Mol NaNO3

= 0.022 kmol/jam

Massa NaNO3

= 0.022 kmol/jam x 84,995 kg/mol = 1,892 kg/mol

d. Neraca Massa pada Mixer-02 Input (kg/jam) Komponen Aliran 26 Aliran 27

Output (kg/jam) Aliran 28

179

C6H6

930,249

0,000

930,249

HNO3

0,000

1,403

0,000

H2O

1,388

0,935

2,704

C6H5NO2

8.324,166

0,000

8.324,166

C6H4N2O4

10,000

0,000

10.000

NaOH

0,891

0,000

0,000

NaNO3

0,000

0,000

1,892

9.266,673

2,338

Total

9.269,012

9.269,012

12. Dekanter-03 (DE-03) Fungsi

: Memisahkan produk output mixer berdasarkan perbedaan densitas secara gravitasi. (30)

C6H6 C6H5NO2 H2O NaNO3 C6H4N2O4

(28) DE-03

(29)

Keterangan :

C 6 H6 H2O C6H5NO2 C6H4N2O4

C6H6 H2O NaNO3

180

Aliran 28 : Aliran output Mixer (M-02) Aliran 30 : Produk atas Dekanter 03 Aliran 29 : Produk bawah Dekanter 03 C6H6, C6H5NO2 dan C6H4N2O merupakan fraksi ringan dimana berada di lapisan atas. Sedangkan NaNO3 merupakan fraksi berat dimana berada di lapisan bawah. H2O merupakan pembatas antara fraksi ringan dan fraksi berat. a. Aliran Input DE-03 C6H6 = 930,249 kg/jam C6H5NO2

= 8.324,166 kg/jam

H2O

= 2,704 kg/jam

NaNO3

= 1,892 kg/jam

C6H4N2O4

= 10,000 kg/jam

b. Aliran Keluar DE-02 1) C6H6 Kelarutan dalam air 0,225 per 100 bagian air pada temperatur 50oC (Sinnott,1999) H2O masuk

= 2,704 kg/jam

C6H6 masuk

= 930,249 kg/jam

C6H6 produk bawah

= 0,225 x H2O masuk 100 = 0,225 x 2,704 kg/jam 100 = 0,006 kg/jam

C6H6 produk atas

= C6H6 masuk - C6H6 produk bawah = 930,249 kg/jam – 0,006 kg/jam = 930,243 kg/jam

2) H2O Kelarutan air dalam benzen yaitu 0,147 per 100 bagian benzen pada temperatur 50oC. (Sinnott,1999)

H2O masuk

= 2,704 kg/jam

C6H6 masuk

= 930,249 kg/jam

H2O produk atas

= 0,147 x C6H6 masuk

181

100 = 0,147 x 930,249 kg/jam 100 = 1,367 kg/jam H2O produk bawah

= H2O masuk –H2O produk atas = 2,704 kg/jam – 1,367 kg/jam = 1,337 kg/jam

3) C6H5NO2 dan C6H4N2O4 Tidak ada nitrobenzen pada produk bawah, karena nitrobenzen tidak larut dalam air.(www.avantormaterials.com/documents/MSDS/usa/English/N4530_msd s_us_Default.pdf) 4) Na2SO4 dan NaNO3 Mempunyai massa jenis yang jauh lebih besar daripada komponen lain, sehingga langsung terpisah ke produk bawah. c. Neraca Massa pada Dekanter (DE-03) Input (kg/jam) Komponen Aliran 28

Output (kg/jam) Aliran 30

Aliran 29

C6H6

930,249

930,243

0,006

H2O

2,704

1,367

1,337

C6H5NO2

8.324,166

8.324,166

0,000

C6H4N2O4

10,000

10,000

0,000

NaNO3

1,892

0,000

1,892

9.265,776

3,235

Total

9.269,012

9.269,012

13. Kolom Destilasi (KD-01) Fungsi : Untuk memisahkan air, asam nitrat dan benzene dari nitrobenzene

182

Keterangan : Aliran 30 : Aliran feed KD-01 dari DC - 03 Aliran 32 : Aliran top produk KD-01. Aliran 37 : Aliran bottom produk KD-01. a.

Komposisi Bahan Masuk KD-01 Komponen Kg/Jam Kmol/Jam

Zf

H2O

1,367

0,076

0,001

C6H6

930,243

11,909

0,149

C6H5NO2

8.324,166

67,614

0,849

C6H4N2O4

10,000

0,059

0,001

Total

9.265,776

79,659

1,000

Neraca massa keseluruhan : F =B+D B=F–D Keterangan : F : Feed B : Bottom D : Destilat Berdasarkan perbedaan titik didih, diketahui : Komponen Light Key (LK)

: Benzene

183

Komponen Heavy Key (HK) : Nitrobenzene Persamaan yang digunakan di dalam perhitungan : Yi =

Ki. Xi

Ki =

pv pt

(Walas,”Distillation and Absorption”, hal.371) (Walas, “Distillation and Absorpstion, hal.371)

Ki

αi =

(Coulson and Richardson‟s 4th edition Vol.6,hal 520)

K heavy key

ln Pi =

A +

+ D ln T + E .TF ; T = K, Pi= Pa

B

T+C (Perry‟s Chemical Engineer‟s Handbook,8th edition hal 2-55) Hasil perhitungan : Dengan Trial dan Error didapat kondisi operasi umpan masuk KD-01 : P

= 1,093 atm

= 830,680 mmHg

T

= 152,965 oC

= 426,115 K α

Log α

Komponen

Xf

Pi

Ki

Yi

H2O

0,001

3.856,222

4,642

0,004

24,115

1,382

C6H6

0,149

4.623,867

5,566

0,832

28,916

1,461

C6H5NO2

0,849

159,908

0,193

0,163

1,000

0,000

C6H4N2O4

0,001

4,896

0,006

0,000

0,031

-1,514

Total

1,000

1,000

Untuk menentukan distribusi masing-masing komponen di destilat dan bottom , digunakan perhitungan Hengstebeck’s

method. (Coulson and

Richardson‟s Vol.6 hal 518). Distribusi komponen kunci = 99,9 % Light key

 H O = log  2 Destilat  H 2 O Bottom

  

Heavy key

 x C 6 H 5 NO 2 = log   x C 6 H 5 NO 2

  Bottom 

Destilat

184

 X  D Log   X  B

  

= m log α + b

Heavy Key (HK)

= Nitrobenzen (C6H5NO2)

Light Key (LK)

= Benzen (C6H6)

Distribusi Komponen Komponen

X=log a

Y=logD/W

H2O

1,461

4.000

C6H5NO2

0.000

-4.000

Dibuat Persamaan Garis Lurus : Yi =A.Xi +B Dimana :

Slope (A)

= 5,475

Intersept (B) = -4,000 Maka : Y = 5,475 X – 4,000

Komponen

X=log a

Y=log Di/Bi

H2O

1,382

3,568

C6H6

1,461

4,000

C6H5NO2

0,000

-4,000

C6H4N2O4

-1,514

-12,290

Kondisi operasi pada kolom destilasi (KD-01) dicari dengan menggunakan metode Sorel (Coulson and Richarson‟s Vol.6 4th edn hal.498) dengan hasil sebagai berikut : b. P = 1,015 atm

Trial temperatur dew point pada top = 771,400 mmHg

T = 82,490 oC

= 355,640 K

Komponen

kg/jam

kmol/jam

Yi

Pi

Ki

Xi=Yi/Ki

H2O

1,367

0,076

0,006

392,668

0,509

0,012

C6H6

930,150

11,907

0,993

814,310

1,056

0,941

185

C6H5NO2

0,832

0,007

0,001

9,302

0,012

0,047

C6H4N2O4

0,000

0,000

0,000

0,064

0,000

0,000

Total

932,350

11,990

1,000

1,000

c. Trial temperatur bubble point pada bottom P = 1,200 atm = 912,000 mmHg T = 218,478 oC

= 491,628 K

Komponen

kg/jam

kmol/jam

Xi

Pi

Ki

Yi=Ki*Xi

H2O

0,000

0,000

0,000

16.868,120

18,496

0,000

C6H6

0,093

0,001

0,000

14.331,489

15,714

0,000

C6H5NO2

8.323,333

67,608

0,999

912,521

1,001

1,000

C6H4N2O4

10,000

0,059

0,001

74,066

0,081

0,000

Total

8.333,427

67,668

1,000

d. Neraca Massa Kolom Destilasi (KD-01) Input (kg/jam) Komponen

Aliran 30

1,000

Output (kg/jam)

Destilat

Bottom

Aliran 32

Aliran 37

C6H6

930,243

930,150

0.000

H2O

1,367

1,367

0,093

C6H5NO2

8324,166

0,832

8323.333

C6H4N2O4

10.000

0.000

10.000

932,350

8.333,247

Total

9.265,776 9.265,776

14. Condenser (CD-01) Fungsi : Mengembunkan Produk Top KD-01 (33) (32)

186

Keterangan : Aliran 32 : Aliran Uap KD-01 ( V ) Aliran 34 : Aliran Destilat ( D ) Aliran 33 : Aliran Refluks KD-01 ( L ) Kondisi uap kondenser : P = 1,015 atm

= 771,400 mmHg

T = 82,490 oC

= 355,640 K

Neraca bahan total di enriching section, dimana : V = Lo + D

(Pers.9.50 “Treybal 3rd edition”, hal.373)

R = Lo / D

(Pers.9.49 „Treybal 3rd edition”, hal.373)

V = RxD + D

(Pers.9.51 “Treybal 3rd edition”,hal.374)

(L/D)m = 0,237 (L/D)

= 1,5 x (L/D)m = 1,5 x 0,237 = 0,356

D

= 11,9834 kmol/jam

V

= L + D = (R + 1). D

R

= (0,356 + 1) x 11,990 kmol/jam = 16,260 kmol/jam L

= R x D = 0,356 x 11,990 kmol/jam = 4,270 kmol/jam

a. Komponen

Komposisi Feed Kondenser (CD-01), V Xd kmol/jam kg/jam

H2O

0,006

0,103

1,854

C6H6

0,993

16,148

1.261,376

C6H5NO2

0,001

0,009

1,129

C6H4N2O4

0,000

0,000

0,000

Total

1,000

16,260

1.264,358

b. Komponen

Komposisi Refluks , L Xd kmol/jam

kg/jam

H2O

0,006

0,027

0,487

C6H6

0,993

4,240

331,228

187

C6H5NO2

0,001

0,002

0,296

C6H4N2O4

0,000

0,000

0,000

Total

1,000

4,270

332,012

c. Komponen

Komposisi Destilat, D Xd kmol/jam

kg/jam

H2O

0,006

0,076

1,367

C6H6

0,993

11,907

930,150

C6H5NO2

0,001

0,007

0,832

C6H4N2O4

0,000

0,000

0,000

Total

1,000

11,990

932,350

d. Komponen

Neraca Massa Kondenser (CD-01) Input (kg/jam) Output (kg/jam) Aliran 31(V)

Aliran 33(L)

Aliran 34(D)

H2O

1,854

0,487

1,367

C6H6

1.261,376

331,225

930,150

C6H5NO2

1,129

0,296

0,832

C6H4N2O4

0,000

0,000

0,000

Total

1.264,358

332,009

932,350 1.264,358

15. Akumulator-01 (ACC-01) Fungsi : Menampung hasil kondensasi dari CD-01. (34) (33)

(33) Keterangan : Aliran 33 : Aliran liquid dari Condenser-01 (CD-01)

188

Aliran 32 : Aliran distilat Aliran 34 : Aliran refluks ke Kolom Destilasi-01 (KD-01) a. Neraca Massa Akumulator -01(ACC-01) Input (kg/jam) Output (kg/jam) Komponen Aliran 32(V) Aliran 33(L) Aliran 34(D) H2O

1,854

0,487

1,367

C6H6

1.261,376

331,225

930,150

C6H5NO2

1,129

0,296

0,832

C6H4N2O4

0,000

0,000

0,000

Total

1.264,358

332,009

932,350 1.264,358

16. Reboiler-01 (RB-01) Fungsi : Untuk menguapkan sebagian campuran produk bottom KD-01. (38)

(37)

(39)

Keterangan : Aliran 37 : Aliran Trap out KD-01 (L*). Aliran 38 : Aliran vapor RB-01 (V*). Aliran 39 : Aliran Bottom Produk RB-01 (B*). Kondisi Uap Reboiler : P = 1,200 atm

= 912,000 mmHg

T = 218,478 oC = 491,628 K Feed masuk pada kondisi bubble point atau saturated liquid feed, maka q = 1 Sehingga : L* = F + L V* = V + ( q – 1 ) x F

189

Neraca Total : B* = L* - V* Keterangan : L*

= Komponen trap out

V*

= Komponen vapor RB-01

F

= Komponen feed KD-01

L

= Komponen Refluks

V

= Feed CD-02

Dari perhitungan : F = 79,659 kmol/jam L = 4,270

kmol/jam

V = 16,260 kmol/jam Feed RB-01, L* L* = F + L = 79,659 kmol/jam + 4,270 kmol/jam = 83,928 kmol/jam Bahan pada Vapor RB-01, V* V* = V + ( q – 1 ) x F = 16,260 kmol/jam Bahan pada Bottom RB-01, B* B* = L* - V* = 83,928 kmol/jam - 16,260 kmol/jam = 67,668 kmol/jam a.

Komposisi Feed Reboiler-01(RB-01), L* Komponen Yi kmol/jam

kg/jam

H2O

0,000

0,000

0,000

C6H6

0,000

0,001

0,115

C6H5NO2

0,999

83,853

10.323,320

C6H4N2O4

0,001

0,074

12,403

Total

1,000

83,928

10.335,838

190

b. Komponen

Komposisi Refluks Reboiler-01(RB-01), L* Yi kmol/jam kg/jam

H2O

0,000

0,000

0,000

C6H6

0,000

0,000

0,022

C6H5NO2

0,999

16,245

1.999,986

C6H4N2O4

0,001

0,014

2,403

Total

1,000

16,260

2.002,412

c. Komponen

Komposisi Bottom Produk, B* Yi kmol/jam

kg/jam

H2O

0,000

0,000

0,000

C6H6

0,000

0,001

0,093

Komponen

Yi

kmol/jam

kg/jam

C6H5NO2

0,999

67,608

8.323,333

C6H4N2O4

0,001

0,059

10,000

Total

1,000

67,668

8.333,427

d.

Neraca Massa Reboiler (RB-01) Input (kg/jam) Output (kg/jam) Komponen

Feed (L*)

Refluks (V*)

Bottom (B*)

Aliran 37

Aliran 38

Aliran 39

H2O

0,000

0,000

0,000

C6H6

0,115

0,022

0,093

C6H5NO2

10.323,320

1.999,986

8.323,333

C6H4N2O4

12,403

2,403

10,000

2.002,412

8.333,427

Total

10.335,838

10.335,838

191

LAMPIRAN II PERHITUNGAN NERACA PANAS

Kapasitas Produksi

: 60.000 ton/tahun

Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Jumlah hari operasi

: 300 hari

Satuan berat

: Kilogram (kg)

Bahan baku

: - Benzen (C6H6) - Asam Nitrat (HNO3) - Asam Sulfat (H2SO4)

Produk akhir

: Nitrobenzen (C6H5NO2)

Panas yang dihitung pada neraca panas ini, meliputi : 1)

Panas sensibel, yang dihitung apabila terjadi perubahan temperatur, Q = n.Cp .ΔT dengan :

ΔT = T - To Q : Panas sensibel yang dihasilkan/dikeluarkan, kJ. Cp : Kapasitas panas, kJ/kmol,K. n : Mol senyawa, kmol. To : Temperatur referensi, 25oC. T : Temperatur senyawa, oC. Keterangan : T

C p .T   C p dT To

192

     A  B.T 2  CT 3  DT 4  dt  To  T

 A T  To  

B 2

T  To 2  C3 T  To 3  D4 T  To 4

2) Panas laten, yang dihitung apabila terdapat perubahan fase, Q = n.ΔHv Keterangan : Q : Panas laten senyawa, kJ. n

: Mol senyawa, kmol.

ΔHv : Panas penguapan, kJ/kmol. Menghitung panas laten pada temperatur tertentu dihitung dengan menggunakan persamaan :   ΔHv2 = ΔHv1  Tc  T2   Tc  Tb 

0 , 38

(Rousseau,2005)

dengan : ΔHv2 ΔHv1

= Panas laten pada temperatur T2 = Panas laten pada temperatur boiling point Tb Tb

= Normal Boiling Temperature

Tc

= Tempratur Kritis

T2

= Temperatur operasi alat

3) Panas reaksi, untuk menghitung panas yang dihasilkan dari reaksi kimia di reaktor, ΔHR 298,15 K

= ΔHf produk – ΔHf reaktan

dengan : ΔHf = Panas pembentukan suatu senyawa pada 25oC, kJ/kmol, Untuk kondisi temperatur reaksi bukan pada 25oC, panas reaksi dihitung dengan menggunakan rumus : ΔHR = ΔHR298,15K +

 n CpdT   n CpdT

produk

reak tan

193

1.

Mixing Point 01 (MP-01) Fungsi : mencampurkan aliran asam sulfat dan aliran asam nitrat (1)

(3)

Q1

Q3

(2) Q2

Keterangan : Q1 : aliran panas asam nitrat dari tanki 02 Q2 : aliran panas asam sulfat dari tanki 01 Q3 : aliran panas keluar mixing point 01 a) Aliran panas asam nitrat dari tanki 02 pada T = 30oC = 303,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

∫ Cp,dT

Q1

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

69,008

554,004

38.230,731

H2O

160,898

377,486

60.736,983

NO2

0,006

712,009

4,487

Komponen

Total

98.972,200

b) Aliran panas asam sulfat dari tanki 01 pada T = 30oC = 303,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. Komponen H2SO4

n

∫ Cp,dT

Q2

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

1,362

701,658

955,313

194

H2O

82,721

377,486

31.225,888

Total

32.181,201

c) Aliran panas keluar MP – 01 pada T = 30oC = 303,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

∫ Cp,dT

Q3

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

69,008

554,004

38.230,731

H2SO4

1,362

701,658

955,313

H2O

243,619

377,486

91.962,871

NO2

0,006

712,009

4,487

Komponen

Total

131.153,401

d) Neraca Panas Mixing Point 01 (MP-01) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ

Q1

32.181,201

0,000

Q2

98.972,200

0,000

Q3

0,000

131.153,401

131.153,401

131.153,401

Total

2. Heater-01 (H-01) Fungsi :

Menaikkan suhu asam campuran output MP-01

Qc Q4

Q3 Qsi

H-01

Keterangan : Q3 : aliran panas asam campuran dari MP-01 Q4 : aliran panas output H-01. a) Panas aliran keluaran MP-01 pada T = 30oC = 303,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K.

195

n

∫ Cp,dT

Q3

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

69,008

554,004

38.230,731

H2SO4

1,362

701,658

955,313

n

∫ Cp,dT

Q3

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

H2O

243,619

377,486

91.962,871

NO2

0,006

712,009

4,487

Komponen

Komponen

Total

131.153,401

b) Panas komponen output H-01 pada T = 80 oC = 353,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

∫ Cp,dT

Q4

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

69,008

6.221,989

429.367,409

H2SO4

1,362

701,658

10.763,482

H2O

243,619

377,486

1.007.698,799

NO2

0,006

712,009

51,041

Komponen

Total

1.447.880,731

c) Panas yang disuplai oleh media pemanas (steam), Qsi – Qco Neraca panas di H-02: Qin + Qsi

= Qout + Qco

Qsi – Qco

= Qout – Qin = (1.447.880,731 – 131.153,401) kJ = 1.316.727,3301 kJ

d) Kebutuhan steam, m Data yang didapat (Rousseau, 1986 ): Steam yang digunakan adalah saturated steam pada T = 280 oC

196

H saturated vapor (Hv)

= 2.780,4000

kJ/kg

H saturated liquid (HL)

= 1.236,8000kJ/kg

Panas Latent, (L)

= Hv - HL = 1.543,6000 kJ/kg

Jumlah steam yang dibutuhkan : m = =

( Qsi - Qco) L

1.316.727,330 kJ kJ 1.543,600 kg

= 853,024 kg e. Panas yang dibawa steam masuk : Qsi = m x Hv = (853,024 kg x 2.780,400 kJ/kg) = 2.371.747,000 kJ f. Panas yang dibawa kondensat : Qc = m x HL = (853,024 kg x 1.236,800 kJ/kg) = 1.055.019,670 kJ g. Neraca panas total heater 01 (H-01) Komponen Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ

Q3

131.153,401

0,000

Q4

0,000

1.447.880,731

Qsi

2.371.747,000

0,000

Qc

0,000

1.055.019,670

2.502.900,401

2.502.900,401

Total

3. Mixing Point 02 (MP-02) Fungsi : tempat pertemuan aliran asam campuran dari H-01 dengan recycle asam sulfat dari C-01

197

Q5

Q4

Q21 Keterangan : Q4 : aliran panas asam campuran dari H-01 Q21 : aliran panas recycle asam sulfat Q5 : aliran panas keluar mixing point 02 a. Aliran panas asam campuran dari H-01 pada T = 80oC = 353,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

∫ Cp,dT

Q4

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

69,008

6.221,989

429.367,409

H2SO4

1,362

7.905,559

10.763,482

H2O

243,619

4.136,371

1.007.698,799

NO2

0,006

8.100,121

51,041

Komponen

Total

1.447.880,731

b. Aliran panas recycle asam sulfat dari C-01 pada T = 80oC = 303,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

∫ Cp,dT

Q20

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,047

6.221,989

292,211

H2SO4

973,171

7.905,559

7.693.459,624

H2O

25,664

4.136,371

106.154,631

Komponen

Total

7.799.906,465

c. Aliran panas keluar MP – 02 pada T = 30oC = 303,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K.

198

n

∫ Cp,dT

Q5

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

974,532

7.905,559

7.704.223,106

H2SO4

69,055

6.221,989

429.659,620

H2O

269,283

4.136,371

1.113.853,430

NO2

0,006

8.100,121

51,041

Komponen

Total

9.247.787,197

d. Neraca Panas Mixing Point 02 (MP-02) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ

Q4

1.447.880,731

0,000

Q21

7.799.906,465

0,000

Q5

0,000

9.247.787,197

9.247.787,197

9.247.787,197

Total

4. Reaktor-01 (R-01) Fungsi

: Tempat berlangsungnya reaksi asam campuran dengan benzen menjadi nitrobenzen.

199

Keterangan : Aliran 5: Aliran panas asam campuran dari MP-03 Aliran 6 : aliran panas feed benzene dari T -04 Aliran 7

:

Aliran panas output Reaktor menuju Cooler-02 (C-02).

Kondisi operasi pada Reaktor : Temperatur : 133 oC Tekanan

: 4,42 atm

a. Aliran panas input asam campuran dari MP-03 pada T = 80oC = 353,15 K, n

∫ Cp.dT

Q5

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

974,532

7.905,559

7.704.223,106

H2SO4

69,055

6.221,989

429.659,620

H2O

269,283

4.136,371

1.113.853,430

NO2

0,006

8.100,121

51,041

Komponen

Total

9.247.787,197

b. Aliran panas input Reaktor-01 pada T = 30oC = 303,15 K, n

∫ Cp.dT

Q6

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

C 6 H6

79,759

691,468

55.150,494

H2O

0,346

377,486

130,678

Komponen

Total

55.281,173

c. Aliran panas keluar R-01 pada T =133oC = 406,15 K, n

Cp.dT

Q7

(kmol)

kJ/kmol

kJ

C6H6

12,085

15.948,656

192.733,595

HNO3

1,322

12.717,657

16.807,853

H2SO4

974,532

13.040,062

12.707.962,623

Komponen

200

H2O

337,362

8.154,825

2.751.130,966

C6H5NO2

67,614

21.527,438

1.455.565,601

C6H4N2O4

0,059

30.417,097

1.809,359

NO2

0,006

16.419,838

103,504

Total

17.126.113,500

d. Panas reaksi,Qr Reaksi 1 : H2SO4

C6H6 (l) + Benzen

HNO3 (l)

C6H5NO2 (l) + H2O (l)

Asam Nitrat

Nitrobenzen

Diketahui data panas pembentukan ΔHof pada T = 25o C

Air

(Yaws,1999)

Produk : Nitrobenzen

= 67.600

kJ/kmol

H2O

= - 241.800 kJ/kmol

Reaktan : Benzen

= 82.930 kJ/kmol

Asam Nitrat

= -135.100 kJ/kmol

1) Panas pembentukan standar reaktan n

ΔHof

n.ΔHofreaktan

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

C 6 H6

67,674

82.930,000

5.612.198,478

HNO3

67,674

-135.100,000

- 9.142.747,068

Komponen

Total

- 3.530.548,590

2) Panas pembentukan standar produk Komponen C6H5NO2

n

ΔHof

n.ΔHofproduk

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

67,674

67.600,000

4.574.757,230

201

H2O

67,674

-241.800,000

- 16.363.554,708

Total

H R

o





- 11.788.797,478

 n. H

n. H f  o

produk

∆HR°

o f

reak tan

= -11.788.797,478 – (- 3.530.548,590) = - 8.258.248,888 kJ

3)

Menghitung panas pereaksi pada T = 133 oC. n

∫ Cp.dT

Qreaktan

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

C6H6

67,674

15.948,656

1.079.308,130

HNO3

67,674

12.717,657

860.653,716

Komponen

Total

1.939.961,846

4) Menghitung panas produk pada T = 133 oC. n

∫ Cp.dT

Qproduk

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

C6H5NO2

67,674

21.527,438

1.456.846,159

H2O

67,674

8.154,825

551.869,028

Komponen

Total

H R  H R  o

2.008.715,187

  n. Cp dT( produk)   n. Cp dT( reak tan) 

∆HR = - 8.258.248,888 kJ + (2.008.715,187 kJ -1.939.961,846 kJ) = - 8.189.495,546 kJ/jam

Reaksi 2 : H2SO4

C6H5NO2 (l) + Nitrobenzen

HNO3 (l) Asam Nitrat

C6H4N2O4 (l) + H2O (l) m-Dinitrobenzen Air

Diketahui data panas pembentukan ΔHof pada T = 25o C

(Yaws,1999)

202

Produk : m-Dinitrobenzen = 27.600 kJ/kmol H2O

= - 241.800 kJ/kmol

Reaktan : Nitrobenzen

= 67.600 kJ/kmol

Asam Nitrat

= -135.100 kJ/kmol

1) Panas pembentukan standar reaktan n Komponen (kmol)

ΔHof

n.ΔHofreaktan

(kJ/kmol)

(kJ)

C6H5NO2

0,059

67.600,000

4.021,182

HNO3

0,059

- 135.100,000

- 8.036,415

Total

- 4.015.415

2) Panas pembentukan standar produk n

ΔHof

n.ΔHofproduk

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

C6H4N2O4

0,059

- 27.600,000

- 1.641,784

H2O

0,059

- 241.800,000

- 14.383,458

Komponen

Total

H R

o





- 16.025,243

n. H f  o

produk

 n. H

o f

reak tan

∆HR° = -16.025,243 – (-4.015.415) = - 12.010,009 kJ 3)

Menghitung panas pereaksi pada T = 133 oC. n

∫ Cp.dT

Qreaktan

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

C6H5NO2

0,059

21.527,438

1.280,558

HNO3

0,059

12.717,657

756,509

Komponen

Total 4) Menghitung panas produk pada T = 133 oC.

2.037,067

203

n

∫ Cp.dT

Qproduk

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

C6H4N2O4

0,059

30.417,097

1.809,359

H2O

0,059

8.154,825

485,089

Komponen

Total

H R  H R  o

2.294,448

  n. Cp dT( produk)   n. Cp dT( reak tan) 

∆HR = - 12.010,009 kJ + (2.294,448 kJ - 2.037,067 kJ) = - 11.752,628 kJ/jam e. Menghitung Kebutuhan Air Pendingin Cp air = 4,1840 kJ/kg K T1 (suhu air masuk)

= 30o C = 303,15 K

T2 (suhu air keluar)

= 65o C = 338,15 K

Tref

= 25o C = 298,15 K

Neraca Panas pada jacket : Q7 + Q8 + Qwi = Q9 + Qr +Qwo Q7 + Q8 – Q9 –Qr

= Qwo-Qwi

9.303.068,369 kJ+54.029,006 kJ – 17.126.113,500 kJ – (- 8.201.248,174 kJ) = Qs Qwo-Qwi = 378.203,043 kJ Jumlah air pendingin yang dibutuhkan Qwo  Qwi m Cp air x (T2  T1 )



378.203,043kJ 4,18kJ / kgKx (338,15  303,15) K

= 2.582,648 kg Panas yang dibawa air pendingin masuk jacket Qwin  m x Cpair x (T1  Tref ) = 2.582,648 kg x 4,18 kJ/kg.K x ( 303,15- 298,15)K = 54.029,006 kJ Panas yang dibawa air pendingin keluar dari jacket

Qwout  m x Cpair x (T2  Tref )

204

= 2.582,648 kg x 4,18 kJ/kg.K x (338,15-298,15)K = 432.232,050 kJ f. Neraca Panas Reaktor-01 (R-01) Komponen Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q5

9.247.787,197

0,000

Q6

55.281,173

0,000

Q7

0,000

17.126.113,500

Qr

0,000

- 8.201.248,174

Qw-in

54.029,006

0,000

Qw-out

0,000

432.232,050

∑ Qin

9.357.097,375

9.357.097,375

5. Exchanger 01 (HE-01) Fungsi : menukar panas antara aliran keluar R-01 dengan aliran masuk EV-01 Q11 Q7 Q10

Q8

HE-01

Keterangan : Aliran 7 : Aliran panas keluaran R-01 sebagai fluida panas Aliran 8 : aliran panas output exchanger ke decanter 01 (DC-01) Aliran 10 : Aliran panas spent acid dari DC-01 sebagi fluida dingin Aliran 11 : Aliran panas output exchanger ke flash evaporator (EV-01) a. Panas sensible fluida panas (output R-01) pada T = 133oC = 406,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

Cp.dT

Q7

(kmol)

kJ/kmol

kJ

C6H6

12,085

15.948,656

192.733,595

HNO3

1,322

12.717,657

16.807,853

Komponen

205

H2SO4

974,532

13.040,062

12.707.962,623

H2O

337,362

8.154,825

2.751.130,966

n

Cp.dT

Q7

(kmol)

kJ/kmol

kJ

C6H5NO2

67,614

21.527,438

1.455.565,601

C6H4N2O4

0,059

30.417,097

1.809,359

NO2

0,006

16.419,838

103,504

Komponen

Total

17.126.113,500

b. Panas sensibel fluida dingin (output bottom DC-01) pada T = 50oC = 323,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

∫ Cp,dT

Q9

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

1,321

2.787,245

3.682,825

H2SO4

974,310

3.544,321

3.453.267,040

H2O

337,285

1.883,020

635.115,022

C6H6

0,175

3.499,984

612,710

NO2

0,006

3.617,751

22,805

Komponen

Total

4.092.700,401

c. Panas sensible fluida panas (output R-01) pada T = 50oC = 323,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

Cp.dT

Q8

(kmol)

kJ/kmol

kJ

C6H6

12,085

3.499,984

42.296,005

HNO3

1,322

2.787,245

3.683,666

H2SO4

974,532

3.544,321

3.454.055,671

H2O

337,362

1.883,020

635.260,065

C6H5NO2

67,614

4.798,653

324.458,200

C6H4N2O4

0,059

6.751,319

401,602

NO2

0,006

3.617,751

22,805

Komponen

206

Total

4.460.178,013

d. Panas sensibel fluida dingin (output bottom DC-01) pada T = 101,436oC = 374,586 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. suhu didapatkan melalui trial dan eror. n

∫ Cp,dT

Q10

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

1,321

11.529,355

15.233,896

H2SO4

974,310

14.532,993

14.159.638,420

H2O

337,285

7.648,946

2.579.877,240

C6H6

0,175

14.438,550

2.527,623

NO2

0,006

14.816,875

93,400

Komponen

Total

16.757.370,579

e. Neraca panas exchanger 01 (HE-01) Komponen

Panas masuk (KJ)

Panas keluar (KJ)

Q7

17.126.113,500

0,000

Q8

4.092.700,401

0,000

Q10

0,000

4.460.178,013

Q11

0,000

16.757.370,579

Total

21.218.813,901

21.218.813,901

6. Cooler-01 (C-01) Fungsi :

Menurunkan suhu keluaran HE-01 sebelum masuk ke decanter-01 Qri

Q8 Qro Keterangan :

Q9

207

Q8 : aliran panas dari HE-01 Q9 : aliran panas output C-01. a) Panas input C-02 pada T = 60 oC = 333,1500 K dan Tref = 25oC = 298,15 K n

∫ Cp,dT

Q10

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

1,3216

3.918,4425

5.178,6745

C6H6

12,0846

4.929,8250

59.575,1067

NO2

0,0063

5.097,6365

32,1334

C6H5NO2

67,6144

6.749,7486

456.380,4612

C6H4N2O5

0,0595

2.373,4960

141,1873

H2SO4

974,5324

4.985,8362

4.858.858,8752

H2O

337,3623

2.634,1664

888.668,5324

Komponen

Total

6.268.834,9707

b) Panas komponen output C-01 pada T = 50 oC = 323,1500 K dan Tref = 25oC = 298,15 K n

∫ Cp,dT

Q11

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

1,3216

2.787,2446

3.683,6658

C6H6

12,0846

3.499,9837

42.296,0054

NO2

0,0063

(226.044,5519)

(1.424,8931)

C6H5NO2

67,6144

4.798,6526

324.458,1998

C6H4N2O5

0,0595

1.737,1954

103,3370

H2SO4

974,5324

3.544,3211

3.454.055,6706

H2O

337,3623

1.883,0201

635.260,0652

Komponen

Total c) Panas yang disuplai oleh media pendingin (amonia) Neraca panas di C-02: Qin + Qri Qro – Qri

= Qout + Qro = Qin – Qout

4.458.432,0507

208

= (6.268.834,9707 – 4.458.432,0507) kJ = 1.810.402,9201 Kj

d) Kebutuhan amonia, m Data yang didapat (Haar and Gallagher, 1978 ): Ammonia yang digunakan adalah saturated amonia pada T = -33 oC H saturated vapor (Hv)

= 456,420 kJ/kg

H saturated liquid (HL)

= -912,190 kJ/kg

Panas Latent, (L)

= Hv - HL = 1.368,610 kJ/kg

Jumlah amonia yang dibutuhkan : m

= =

( Qro - Qri) L 1.810.834,970 kJ kJ 1.368,610 kg

= 1.322,8041 kg Panas yang dibawa amonia masuk : Qri

= m x HL = (1.322,8041 kg x (-912,190) kJ/kg) = 1.206.648,6725 kJ

Panas yang dibawa amonia keluar : Qro

= m x HV = (1.322,8041 kg x 456,420 kJ/kg) = 603.754,2476 kJ

e) Neraca panas total C-01 Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q8

6.268.834,9707

0,000

Q9

1.206.648,6725

0,000

209

Qri

0,000

4.458.432,0507

Qro

0,000

603.754,2476

Total

5.062.186,2982

5.062.186,2982

7. Decanter 01 (DC-01) Fungsi : untuk memisahkan aliran spent acid dengan aliran crude nitrobenzene Q22

Q9 DC-01

Q10 Keterangan : Aliran 9 : aliran panas output R-01 Aliran 10: Aaliran panas spent acid output bottom DC-01 Aliran 22 : Aliran panas crude nitrobenzene output top DC-01 a. Panas sensible output R-01 pada T = 50oC = 323,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

Cp.dT

Q8

(kmol)

kJ/kmol

kJ

C6H6

12,085

3.499,984

42.296,005

HNO3

1,322

2.787,245

3.683,666

H2SO4

974,532

3.544,321

3.454.055,671

H2O

337,362

1.883,020

635.260,065

C6H5NO2

67,614

4.798,653

324.458,200

C6H4N2O4

0,059

6.751,319

401,602

Komponen

210

NO2

0,006

3.617,751

22,805

Total

4.460.178,013

b. Panas sensible spent acid keluar bottom DC-01 pada T = 50oC = 323,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K.

n

∫ Cp,dT

Q9

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

1,321

2.787,245

3.682,825

H2SO4

974,310

3.544,321

3.453.267,040

H2O

337,285

1.883,020

635.115,022

C6H6

0,175

3.499,984

612,710

NO2

0,006

3.617,751

22,805

Komponen

Total

4.092.700,401

c. Panas sensible crude nitrobenzene output top DC-01 pada T = 50oC = 323,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n Cp.dT Q21 Komponen (kmol) kJ/kmol kJ C6H6

11,910

3.499,984

41.683,296

HNO3

0,000

2.787,245

0,841

H2SO4

0,223

3.544,321

788,631

H2O

0,077

1.883,020

145,043

C6H5NO2

67,614

4.798,653

324.458,200

C6H4N2O4

0,059

1.737,195

103,337

Total

367.179,347

d. Neraca panas decanter 01 ((DC-01) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q9

4.459.879,749

0,000

Q10

0,000

4.092.700,401

211

Q22

0,000

367.179,347

Total

4.459.879,749

4.459.879,749

8. Heater-02 (H-02) Menaikkan suhu spent acid sebelum masuk evaporator – 01

Fungsi :

Qc Q12

Q11 Qsi

H-02

Keterangan : Q11 : aliran panas spent acid dari decanter – 01. Q12 : aliran panas feed evaporator – 01. a) Panas feed input H-02 pada T = 101,436oC = 374,586 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

∫ Cp,dT

Q10

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

1,321

8.769,853

11.587,728

H2SO4

974,310

11.084,460

10.799.698,478

H2O

337,285

5.751,531

1.939.907,032

C6H6

0,175

11.047,334

1.933,954

NO2

0,006

11.384,763

71,765

Komponen

Total

12.753.198,957

b) Panas komponen output H-02 pada T = 121,179 oC = 394,329 K dan Tref = 25oC = 298,15 K

n

∫ Cp,dT

Q11

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

1,321

13.967,669

18.455,673

H2SO4

974,310

17.502,020

17.052.391,077

Komponen

212

H2O

337,285

9.147,437

3.085.296,312

C6H6

0,175

17.476,479

3.059,445

NO2

0,006

17.929,175

113,018

Total

20.159.315,526

c) Panas yang disuplai oleh media pemanas (steam), Qsi – Qco Neraca panas di H-02: Qin + Qsi

= Qout + Qco

Qsi – Qco

= Qout – Qin = (20.159.315,526 – 12.753.198,957) kJ = 7.406.116,569 kJ

d) Kebutuhan steam, m Data yang didapat (Rousseau, 1986 ): Steam yang digunakan adalah saturated steam pada T = 280 oC H saturated vapor (Hv)

= 2.780,400 kJ/kg

H saturated liquid (HL)

= 1.236,800 kJ/kg

Panas Latent, (L)

= Hv - HL = 1.543,600 kJ/kg

Jumlah steam yang dibutuhkan : m = =

( Qsi - Qco) L

7.406.116,569 1.543,6000

kJ kJ kg

= 4.797,951 kg

Panas yang dibawa steam masuk : Qsi

= m x Hv

= (4.797,951 kg x 2.780,4000 kJ/kg) = 13.340.221,889 kJ

Panas yang dibawa kondensat :

213

Qc

= m x HL = (4.797,951 kg x 1.236,8000 kJ/kg) = 5.934.105,320 kJ

e) Neraca panas Heater 02 (H-02) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q11

12.753.198,957

0,000

Q12

0,000

20.159.315,526

Qsi

13.340.221,889

0,000

Qc

0,000

5.934.105,320

Total

26.093.420,846

26.093.420,846

9. Evaporator (EV-01) Fungsi : untuk mengkonsentrasikan asam sulfat Q13

EV-01

Q12

Q16

214

Keterangan : Aliran 12 : aliran panas spent acid output H-02 Aliran 13 : aliran panas komponen teruapkan output EV-01 Aliran 16 : aliran panas H2SO4 output EV-01 a) Panas feed input EV-01 pada T = 121,179oC = 394,329 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

∫ Cp,dT

Q11

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

1,321

13.967,669

18.455,673

H2SO4

974,310

17.502,020

17.052.391,077

H2O

337,285

9.147,437

3.085.296,312

C6H6

0,175

17.476,479

3.059,445

NO2

0,006

17.929,175

113,018

Komponen

Total

20.159.315,526

b) Panas komponen teruapkan output EV-01 pada T = 121,179oC = 394,329 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

∫ Cp,dT

Q12

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

1,118

13.967,669

15.618,553

H2SO4

0,710

17.502,020

12.430,355

H2O

259,720

9.147,437

2.375.769,257

C6H6

0,146

17.476,479

2.549,659

NO2

0,006

17.929,175

111,198

Komponen

Total

2.406.479,022

c) Panas liquid output EV-01 pada T = 121,179oC = 394,329 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. Komponen

n

∫ Cp,dT

Q15

215

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,203

13.967,669

2.837,120

H2SO4

973,600

17.502,020

17.039.960,722

H2O

77,566

9.147,437

709.527,055

C6H6

0,029

17.476,479

509,786

NO2

0,000

17.929,175

1,820

Total

17.752.836,503

d) Neraca panas total EV-01 Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q12

20.159.315,526

0,000

Q13

0,000

2.406.479,022

Q16

0,000

17.752.836,503

Total

20.159.315,526

20.159.315,526

10. Parsial kondensor 01 (PC-01) Fungsi: mengkondensasikan sebagian komponen uap output EV-01 Q14 Qri Q12

Q15 Qro

Keterangan : Aliran 12 : aliran panas komponen uap output EV-01 Aliran 14 : aliran panas non condensable output PC-01 Aliran 15 : aliran panas kondensat output PC-01 a) Panas komponen teruapkan output EV-01 pada T = 121,179oC = 394,329 K Komponen

n

∫ Cp,dT

Q12

216

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

1,118

13.967,669

15.618,553

H2SO4

0,710

17.502,020

12.430,355

H2O

259,720

9.147,437

2.375.769,257

C6H6

0,146

17.476,479

2.549,659

NO2

0,006

17.929,175

111,198

Total

2.406.479,022

b) Panas komponen non condensable output top PC-01 pada T = 53,112 oC = 394,329 K n

∫ Cp,dT

Q13

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,004

2.879,332

10,171

H2SO4

0,000

4.347,809

0,000

H2O

0,369

1.787,203

659,418

C6H6

0,001

4.519,926

2,629

NO2

0,000

2.011,864

0,468

Komponen

Total

672,686

c) Panas komponen kondensat output PC-01 pada T = 53,112 oC = 394,329 K n

∫ Cp,dT

Q14

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

1,115

5.897,514

6.573,727

H2SO4

0,710

17.502,020

12.430,355

H2O

259,351

9.147,437

2.372.394,162

C6H6

0,145

17.476,479

2.539,493

NO2

0,006

17.929,175

107,027

Komponen

Total

2.394.044,763

d) Panas laten kondensat output PC-01 pada T = 53,112 oC=394,329 K Komponen HNO3

n

∫ Hvap

Q14L

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

1,115

35.616,771

39.700,615

217

H2SO4

0,710

42.479,943

30.170,275

H2O

259,351

41.557,397

10.777.939,420

C6H6

0,145

32.626,983

4.741,000

NO2

0,006

22.287,558

133,044

Total

10.852.684,354

e) Panas yang disuplai oleh media pendingin (amonia) Neraca panas di PC-01: Qin + Qri Qro – Qri

= Qout + Qro = Qin – Qout = (2.406.479,022– (672,686+2.394.044,763-10.852.684,354 ) kJ = 10.864.445,927 kJ

f) Kebutuhan amonia, m Data yang didapat (Haar and Gallagher, 1978 ): Ammonia yang digunakan adalah saturated amonia pada T = -33 oC H saturated vapor (Hv)

= 456,420 kJ/kg

H saturated liquid (HL)

= -912,190 kJ/kg

Panas Latent, (L)

= Hv - HL = 1.368,610 kJ/kg

Jumlah amonia yang dibutuhkan : m = =

( Qro - Qri) L

10.864.445,927 kJ kJ 1.368,610 kg

= 7.938,307 kg

Panas yang dibawa amonia masuk : Qri

= m x HL

= (7.938,307 kg x (-912,190) kJ/kg) = -7.241.479,022 kJ

218

Panas yang dibawa amonia keluar : Qro

= m x HV = (7.938,307 kg x 456,420 kJ/kg) = 3.623.201,942 kJ

g) Neraca panas total PC-01 Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q12

2.406.479,022

0,000

Q14

0,000

672,686

Q15

0,000

2.394.044,763

Q14L

0,000

-10.852.684,354

Qri

-7.241.479,022

0,000

Qro

0,000

3.623.201,942

Total

-4.834.764,962

-4.834.764,962

11. Flash Evaporator (EV-02) Fungsi : untuk mengkonsentrasikan asam sulfat Q17

EV-02

Q16 Q20 Keterangan : Aliran 16 : aliran panas spent acid output EV-01 Aliran 17 : aliran panas komponen teruapkan output EV-02 Aliran 20 : aliran panas H2SO4 output EV-02 a) Panas feed input EV-02 pada T = 121,179oC = 394,329 K dan Tref = 25oC = 298,15 K.

219

n

∫ Cp,dT

Q15

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,203

13.967,669

2.837,120

H2SO4

973,600

17.502,020

17.039.960,722

H2O

77,566

9.147,437

709.527,055

C6H6

0,029

17.476,479

509,786

NO2

0,000

17.929,175

1,820

Komponen

Total

17.752.836,503

b) Panas komponen teruapkan output EV-02 pada T = 121,179oC = 394,329 K dan Tref = 25oC = 298,15 K.

n

∫ Cp,dT

Q16

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,156

13.967,669

2.181,139

H2SO4

0,429

17.502,020

7.504,490

n

∫ Cp,dT

Q16

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

H2O

51,902

9.147,437

474.769,876

C6H6

0,029

17.476,479

509,786

NO2

0,000

17.929,175

1,820

Komponen

Komponen

Total

484.967,112 o

c) Panas liquid output EV-02 pada T = 121,179 C = 394,329 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

∫ Cp,dT

Q19

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,047

13.967,669

655,981

H2SO4

973,171

17.502,020

17.032.456,231

H2O

25,664

9.147,437

234.757,179

Komponen

Total d) Neraca panas total EV-02

17.267.869,392

220

Komponen

Panas masuk (kJ)

Q16

17.752.836,503

Panas keluar (kJ)

Q17

484.967,112

Q20

17.267.869,392

Total

17.752.836,503

17.752.836,503

12. Cooler-02 (C-02) Menurunkan suhu keluaran bottom EV – 02 untuk recycle masuk

Fungsi :

mixing point - 02. Qri Q20

Q21 Qro

Keterangan : Q20 : aliran panas spent acid dari EV-02. Q21 : aliran panas output C-02. f) Panas spent acid input C-02 pada T = 121,179 oC = 394,329 K dan Tref = 25oC = 298,15 K n

∫ Cp,dT

Q19

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,047

13.967,669

655,981

H2SO4

973,171

17.502,020

17.032.456,231

H2O

25,664

9.147,437

234.757,179

Komponen

Total

17.267.869,392 o

g) Panas komponen output C-02 pada T = 80 C = 328,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K n

∫ Cp,dT

Q20

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,047

6.110,880

286,993

H2SO4

973,171

7.712,010

7.505.103,988

Komponen

221

H2O

25,664

4.156,080

Total

106.660,422 7.612.051,402

h) Panas yang disuplai oleh media pendingin (amonia) Neraca panas di C-02: Qin + Qri Qro – Qri

= Qout + Qro = Qin – Qout = (17.267.869,392– 7.612.051,402) kJ = 9.655.817,990 kJ

i) Kebutuhan amonia, m Data yang didapat (Haar and Gallagher, 1978 ): Ammonia yang digunakan adalah saturated amonia pada T = -33 oC H saturated vapor (Hv)

= 456,420 kJ/kg

H saturated liquid (HL)

= -912,190 kJ/kg

Panas Latent, (L)

= Hv - HL = 1.368,610 kJ/kg

Jumlah amonia yang dibutuhkan : m

= =

( Qro - Qri) L 9.655.817,990 kJ kJ 1.368,610 kg

= 7.055,201 kg Panas yang dibawa amonia masuk : Qri

= m x HL = (7.055,201 kg x (-912,190) kJ/kg) = -6.435.683,366 kJ

Panas yang dibawa amonia keluar : Qro

= m x HV = (7.055,201 kg x 456,420 kJ/kg) = 3.220.134,623 kJ

222

j) Neraca panas total C-02 Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q20

17.267.869,392

0,000

Q21

0,000

7.612.051,402

Qri

-6.435.683,366

0,000

Qro

0,000

3.220.134,623

Total

10.832.186,025

10.832.186,025

13. Parsial kondensor 02 (PC-02) Fungsi: mengkondensasikan sebagian komponen uap output EV-02 Q18 Qri Q17

Q19 Qro

Keterangan : Aliran 17 : aliran panas komponen uap output EV-02 Aliran 18 : aliran panas non condensable output PC-02 Aliran 19 : aliran panas kondensat output PC-02 a) Panas komponen teruapkan output EV-02 pada T = 121,179oC = 394,329 K

n

∫ Cp,dT

Q16

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,156

13.967,669

2.181,139

H2SO4

0,429

17.502,020

7.504,490

Komponen

223

H2O

51,902

9.147,437

474.769,876

C6H6

0,022

17.476,479

382,999

NO2

0,000

17.929,175

1,772

Total

484.840,277

b) Panas komponen non condensable output top PC-02 pada T = 33,130 oC = 306,280 K n

∫ Cp,dT

Q17

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,000

1.764,608

0,150

H2SO4

0,000

2.658,810

0,000

H2O

0,087

1.113,121

97,000

C6H6

0,000

2.717,061

0,360

NO2

0,000

1.245,501

0,007

Komponen

Total

97,516

c) Panas komponen kondensat output PC-02 pada T = 33,130 oC = 306,280 K n

∫ Cp,dT

Q18

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,156

3.661,055

571,386

H2SO4

0,429

17.502,020

7.504,490

H2O

51,815

9.147,437

473.972,745

n

∫ Cp,dT

Q18

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

C6H6

0,022

17.476,479

380,684

NO2

0,000

17.929,175

1,676

Komponen

Komponen

Total

482.430,981

d) Panas laten kondensat output PC-02 pada T = 33,130 oC = 306,280 K

Komponen

n

∫ Hvap

Q18L

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

224

HNO3

0,156

38.123,834

5.950,044

H2SO4

0,429

43.013,181

18.443,128

H2O

51,815

42.371,140

2.195.452,638

C6H6

0,022

33.950,334

739,528

NO2

0,000

23.811,662

2,225

Total

2.220.587,564

e) Panas yang disuplai oleh media pendingin (amonia) Neraca panas di PC-02: Qin + Qri Qro – Qri

= Qout + Qro = Qin – Qout = (484.840,277– (97,516+482.430,981-2.220.587,564) kJ = 2.222.899,342 kJ

f) Kebutuhan amonia, m Data yang didapat (Haar and Gallagher, 1978 ): Ammonia yang digunakan adalah saturated amonia pada T = -33 oC

H saturated vapor (Hv)

= 456,420 kJ/kg

H saturated liquid (HL)

= -912,190 kJ/kg

Panas Latent, (L)

= Hv - HL = 1.368,610 kJ/kg

Jumlah amonia yang dibutuhkan : m

= =

( Qro - Qri) L 2.222.899,342 kJ kJ 1.368,610 kg

= 1.624,202 kg Panas yang dibawa amonia masuk : Qri

= m x HL = (1.624,202 kg x (-912,190) kJ/kg)

225

= -1.481.580,984 kJ Panas yang dibawa amonia keluar : Qro

= m x HV = (1.624,202 kg x 456,420 kJ/kg) = 741.318,358 kJ

g) Neraca panas total PC-02 Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q17

484.840,277

0,000

Q18

0,000

97,516

Q19

0,000

482.430,981

Q19L

0,000

-2.220.587,564

Qri

-1.481.580,984

0,000

Qro

0,000

741.318,358

Total

-4.834.764,962

-996.740,708

14. Mixer-01 (M-01) Fungsi

: Tempat pencucian crude nitrobenzene dengan penambahan NaOH Q23

Q22

M-01

Q24 Keterangan : Aliran 22: Aliran panas crude nitrobenzene dari DC-01 Aliran 23 : Aliran panas natrium hidroksida dari T -05 Aliran 24 : Aliran panas output M-01 menuju decanter 02 (DC-02)

226

a. Aliran panas input crude nitrobenzene output top DC-01 pada T = 50oC = 323,150 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

∫ Cp.dT

Q21

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,000

2.787,245

0,841

C6H6

11,910

3.499,984

41.683,296

C6H5NO2

67,614

4.798,653

324.458,200

C6H4N2O4

0,059

1.737,195

103,337

H2SO4

0,223

3.544,321

788,631

H2O

0,077

1.883,020

145,043

Komponen

Total

367.179,347

b. Aliran panas input natrium hidroksida pada T = 30oC = 303,15 K n

∫ Cp.dT

Q22

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

NaOH

0,468

435,617

203,685

H2O

1,038

377,486

391,870

Komponen

Total

595,555

c. Aliran panas keluar M-01 pada T =52,832oC = 325,9882K dan Tref = 25oC = 298,15 K n

Cp.dT

Q23

(kmol)

kJ/kmol

kJ

H2O

1,560

2.095,840

3.270,442

C6H6

11,910

3.903,233

46.485,824

C6H5NO2

67,614

5.349,487

361.702,535

C6H4N2O4

0,059

1.920,971

114,269

NaOH

0,022

2.423,935

53,970

Na2SO4

0,223

6.332,329

1.408,978

NaNO3

0,000

4.330,727

1,307

Komponen

227

Total d.

413.037,325

Panas reaksi,Qr

Reaksi 1 : HNO3

+

Asam Nitrat

NaOH

NaNO3

Sodium Hidroksida

+ H2O

Sodium nitrat o

Air o

Diketahui data panas pembentukan ΔH f pada T = 25 C atau T = 298,15 K (Yaws, 1999) Produk : Sodium Nitrat

= -46.780,000 kJ/kmol

Air

= -241.800,000 kJ/kmol

Reaktan : Asam Nitrat

= -135.100,000 kJ/kmol

Sodium Hidroksida

= -425.600,000 kJ/kmol

1) Panas pembentukan standar reaktan n Komponen (kmol)

ΔHof

n.ΔHofreaktan

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,0003

- 135.100,000

-40,767

NaOH

0,0003

- 425.600,000

-128,425

Total

-169,192

2) Panas pembentukan standar produk n

ΔHof

n.ΔHofproduk

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

NaNO3

0,0003

-46.780,000

-14,116

H2O

0,0003

-241.800,000

-72,964

Komponen

Total

H R

o





-58,848

n. H f 

produk

o

 n. H

o f

reak tan

∆HR° =- 58,848– (-169,192) = 81,230 kJ 3)

Menghitung panas pereaksi pada T = 52,832 oC.

228

Komponen

n

∫ Cp.dT

Qreaktan

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,000

4.330,727

1,307

NaOH

0,000

2.095,840

0,632

Total

1,699

4) Menghitung panas produk pada T = 52,832 oC. n

∫ Cp.dT

Qproduk

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

NaNO3

0,000

155,600

0,047

H2O

0,000

1.883,020

0,568

Komponen

Total

H R  H R  o

0,679

  n. Cp dT( produk)   n. Cp dT( reak tan) 

∆HR = 82,113 kJ + (0,615 kJ - 1,498 kJ) = 81,230 kJ/jam Reaksi 2 : H2SO4 Asam Sulfat

+

2NaOH

Na2SO4

Sodium Hidroksida

+

H2O

Sodium Sulfat

o

Air

o

Diketahui data panas pembentukan ΔH f pada T = 25 C atau T = 298,15 K (Yaws, 1999) Produk : Sodium Sulfat

= -1.387.100,000 kJ/kmol

Air

= - 241.800,000 kJ/kmol

Reaktan : Asam Sulfat

= -813.989,000 kJ/kmol

Sodium Hidroksida

= -425.600,000 kJ/kmol

1)

Panas pembentukan standar reaktan n ΔHof Komponen (kmol) (kJ/kmol)

n.ΔHofreaktan (kJ)

H2SO4

0,223

-813.989,000

-181.117,032

2 NaOH

0,445

425.600,000

-189.396,684

229

Total

- 370.513,715

2) Panas pembentukan standar produk n ΔHof Komponen (kmol) (kJ/kmol)

n.ΔHofproduk (kJ)

Na2SO4

0,223

-1.387.100,000

-308.637,383

H2O

0,445

-241.800,000

-107.603,661

Total

H R



o



-416.241,044

n. H f  o

produk

 n. H

o f

reak tan

∆HR° = - 416.241,044 – (- 370.513,715) = - 45.318,134 kJ 3)

Menghitung panas pereaksi pada T = 50 oC. n

∫ Cp.dT

Qreaktan

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

H2SO4

0,223

3.544,321

788,631

NaOH

0,445

2.177,362

968,950

Komponen

Total

1.757,581

4) Menghitung panas produk pada T = 50 oC. n

∫ Cp.dT

Qproduk

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

Na2SO4

0,223

5.688,895

1.265,810

H2O

0,445

1.883,020

837,965

Komponen

Total

H R  H R  o

2.103,775

  n. Cp dT( produk)   n. Cp dT( reak tan) 

∆HR = - 45.318,134 kJ + (2.103,775 kJ - 1.757,581 kJ) = - 45.299,905 kJ/jam Panas reaksi total = ∆HR1

+

∆HR2

230

= (81,230 + (- 45.299,905)) kJ/jam = -45.299,905 kJ/jam

e. Neraca panas total M-01 Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q22

367.179,347

0,000

Q23

595,555

0,000

Q24

0,000

413.119,089

QR

0,000

-45.299,905

Total

367.774,903

367.774,903

15. Decanter 02 (DC-02) Fungsi : untuk memisahkan aliran washed nitrobenzene dengan garam sulfat dan nitrat

Q26

Q24 DC-02

Q25 Keterangan : Aliran 24 : aliran panas output M-01 Aliran 25 : Aliran panas garam sulfat dan nitrat output bottom DC-02 Aliran 26 : Aliran panas washed nitrobenzene output top DC-02 a) Panas sensible output M-01 pada T =52,844oC = 325,994 K n

Cp.dT

Q23

(kmol)

kJ/kmol

kJ

C6H6

11,910

3.904,815

46504,659

NA2SO4

0,223

6.334,848

1409,539

C6H5NO2

67,614

5.351,646

361848,536

Komponen

231

C6H4N2O4

0,060

1.921,685

114,311

NANO3

0,000

3.557,500

1,074

H2O

1,511

1.643,303

2483,048

Total

412.361,166

b) Panas sensible bottom output DC-02 pada T =52,844oC = 325,994 K n

∫ Cp,dT

Q26

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

Na2SO4

0,223

6334,848

1409,539

C6H6

0,001

3904,815

3,062

NANO3

0,000

3557,500

1,074

H2O

1,435

1643,303

2358,304

Komponen

Total

3771,977

c) Panas sensible crude nitrobenzene output top DC-02 pada T =52,844oC = 325,994 K

n

Cp.dT

Q27

(kmol)

kJ/kmol

kJ

C6H6

11,909

3.904,815

46501,597

C6H5NO2

67,614

5351,646

361848,536

C6H4N2O4

0,059

1921,685

114,311

H2O

0,076

1643,303

124,744

Komponen

Total

408589,189

d) Neraca panas decanter 01 ((DC-01) Komponen Q24 Q25

Input (KJ) Aliran 25

Output (KJ) Aliran 26

413.036,066 4.524,776

Aliran 27

232

Q26

408.511,289

Total

413.036,066

4.524,776

408589,189

413.036,066

16. Mixer-02 (M-02) Fungsi

: Tempat pencucian crude nitrobenzene dengan penambahan HNO3 Q27

Q26

M-02

Q28 Keterangan : Aliran 26: Aliran panas crude nitrobenzene dari DC-02 Aliran 27 : Aliran panas asam nitrat dari T -02 Aliran 28 : Aliran panas output M-02 menuju decanter 03 (DC-03) f. Aliran panas input crude nitrobenzene output top DC-02 pada T = 50oC = 323,150 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

∫ Cp.dT

Q21

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,000

3.106,467

-

C 6 H6

11,909

3.903,221

46.482,522

NaOH

0,022

2.423,928

53,970

C6H5NO2

67,614

5.349,470

361.701,432

C6H4N2O4

0,059

1.920,966

114,269

H2O

0,076

2.095,834

159,096

Komponen

233

Total

408.511,289

g. Aliran panas input asam nitrat pada T = 30oC = 303,15 K n

∫ Cp.dT

Q22

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,022

2.423,928

53,970

H2O

0,052

2.095,834

108,815

Komponen

Total

162,785

h. Aliran panas keluar M-02 pada T =52,421oC = 325,9882K dan Tref = 25oC = 298,15 K n

Cp.dT

Q23

(kmol)

kJ/kmol

kJ

H2O

0,150

2.064,967

309,943

C6H6

11,909

3.844,642

45.784,919

C6H5NO2

67,614

5.269,480

356.292,919

C6H4N2O4

0,059

1.894,480

112,693

NaOH

-

2.423,928

-

NANO3

0,022

4.266,784

95,003

Komponen

Total i.

402.595,478

Panas reaksi,Qr

Reaksi 1 : HNO3

+

Asam Nitrat

NaOH Sodium Hidroksida

NaNO3

+ H2O

Sodium nitrat o

Air o

Diketahui data panas pembentukan ΔH f pada T = 25 C atau T = 298,15 K (Yaws, 1999) Produk : Sodium Nitrat

= -46.780,000 kJ/kmol

Air

= -241.800,000 kJ/kmol

Reaktan :

234

Asam Nitrat

= -135.100,000 kJ/kmol

Sodium Hidroksida

= -425.600,000 kJ/kmol

5) Panas pembentukan standar reaktan n Komponen (kmol)

ΔHof

n.ΔHofreaktan

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,022

135.100,000

3.008,088

NaOH

0,022

425.600,000

9.476,255

Total

12.484,343

6) Panas pembentukan standar produk n

ΔHof

n.ΔHofproduk

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

NaNO3

0,022

46.780,000

1.041,587

H2O

0,022

241.800,000

5.383,831

Komponen

Total

H R

o





6.058,925

n. H f 

produk

o

 n. H

o f

reak tan

∆HR° = 5.383,831– 1.041,587 = 4.342,245 Kj

7)

Menghitung panas pereaksi pada T = 52,421 oC. n

∫ Cp.dT

Qreaktan

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

HNO3

0,022

3.060,106

68,135

NaOH

0,022

2.388,162

53,174

Komponen

Total

121,309

8) Menghitung panas produk pada T = 52,421 oC. n

∫ Cp.dT

Qproduk

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

NaNO3

0,022

4.266,784

95,003

H2O

0,022

2.064,967

45,978

Komponen

235

Total

H R  H R  o

19,671

  n. Cp dT( produk)   n. Cp dT( reak tan) 

∆HR = 82,113 kJ + (0,615 kJ - 1,498 kJ) = 81,230 kJ/jam Neraca panas total M-02 Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q26

408.511,289

0,000

Q27

162,785

0,000

Q28

0,000

6.078,597

QR

0,000

402.595,478

Total

408.674,074

408.674,074

17. Decanter 03 (DC-03) Fungsi : untuk memisahkan aliran washed nitrobenzene dengan garam pengotor Q30 Q28 DC-03

Q29 Keterangan : Aliran 28 : aliran panas output M-02 Aliran 29 : Aliran panas garam sulfat dan nitrat output bottom DC-03 Aliran 30 : Aliran panas washed nitrobenzene output top DC-03 e) Panas sensible output M-01 pada T =52,421oC = 325,994 K Komponen

n

Cp.dT

Q23

(kmol)

kJ/kmol

kJ

236

H2O

0,150

2.064,967

309,943

C6H6

11,909

3.844,642

45.784,919

C6H5NO2

67,614

5.269,480

356.292,919

C6H4N2O4

0,059

1.894,480

112,693

NANO3

0,022

4.266,784

95,003

Total

402.595,478

f) Panas sensible bottom output DC-03 pada T =52,421oC = 325,994 K n

∫ Cp,dT

Q26

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

H2O

0,076

2.064,967

156,743

C6H6

11,909

3.844,642

45.784,620

C6H5NO2

67,614

5.269,480

356.292,919

C6H4N2O4

0,059

1.894,480

112,693

Komponen

Total

402.346,975

g) Panas sensible crude nitrobenzene output top DC-03 pada T =52,421oC = 325,994 K

n

Cp.dT

Q27

(kmol)

kJ/kmol

kJ

H2O

0,074

2.064,967

153,201

C6H6

0,000

3.844,642

0,299

NANO3

0,022

4.266,784

95,003

Komponen

Total

248,503

h) Neraca panas decanter 03 ((DC-03) Komponen Q28

Input (KJ)

Output (KJ)

Aliran 25

Aliran 26

Aliran 27

402.595,478

-

-

237

Q29

-

402.346,975

-

Q30

-

-

248,503

402.346,975

248,503

Total

402.595,478

402.595,478

18. Heater-03 (H-03) Fungsi :

Menaikkan suhu washed nitrobenzene sebelum masuk KD-01

Qc Q31

Q30 Qsi

H-03

Keterangan : Q30 : aliran panas washed nitrobenzene output top DC-02. Q31 : aliran panas feed KD-01. a) Panas feed input H-03 pada T =52,844oC = 325,994 K dan Tref = 25oC = 298,15 K. n

∫ Cp,dT

Q27

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

C6H6

11,909

3.844,642

45.784,620

H2O

0,076

2.064,967

156,743

C6H5NO2

67,614

5.269,480

356.292,919

C6H4N2O4

0,059

7.415,705

441,123

Komponen

Total

402.675,405

b) Panas komponen output H-03 pada T = 152,965 oC = 426,115 K dan Tref = 25oC = 298,15 K Komponen C6H6

n

∫ Cp,dT

Q28

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

11,909

19.182,392

228.436,981

238

H2O

0,076

9.700,710

736,339

C6H5NO2

67,614

25.741,366

1.740.488,019

C6H4N2O4

0,059

36.354,386

2.162,538

Total

1.971.823,877

c) Panas yang disuplai oleh media pemanas (steam), Qsi – Qco Neraca panas di H-02: Qin + Qsi

= Qout + Qco

Qsi – Qco

= Qout – Qin = (1.971.823,877 – 402.675,405) kJ = 1.569.148,473 kJ

d) Kebutuhan steam, m Data yang didapat (Felder & Rousseau, 1986 ): Steam yang digunakan adalah saturated steam pada T = 280 oC

H saturated vapor (Hv)

= 2.780,4000

kJ/kg

H saturated liquid (HL)

= 1.236,8000kJ/kg

Panas Latent, (L)

= Hv - HL = 1.543,6000 kJ/kg

Jumlah steam yang dibutuhkan : m = =

( Qsi - Qco) L

1.569.143,473 1.543,6000

kJ kJ kg

= 1.016,551 kg

Panas yang dibawa steam masuk : Qsi

= m x Hv

= (1.016,551 kg x 2.780,4000 kJ/kg) = 2.826.419,029 kJ Panas yang dibawa kondensat :

239

Qc

= m x HL = (1.016,551 kg x 1.236,800 kJ/kg) = 1.257.270,556 kJ

e) Neraca panas Heater 03 (H-03) Komponen

Input (KJ)

Output (KJ)

Aliran 27

Sin

Aliran 28

Sout

Q30

2.826.419,029

0,000

0,000

0,000

Q31

0,000

0,000

1.971.823,877

0,000

Qsin

0,000

2.826.419,029

0,000

0,000

Qsout

0,000

0,000

0,000

1.257.270,556

2.826.419,029

2.826.419,029

1.971.823,877

1.257.270,556

Total

3.229.094,434

3.229.094,434

19. Kolom Destilasi-01 (KD-01) Fungsi :Memisahkan produk crude nitrobenzen dari campuran benzen dan air.

Kondisi Operasi: T feed

= 152,965 oC

= 426,115 K

T top

= 82,490 oC

= 355,640 K

T bottom

= 218,478 oC

= 491,628 K

240

Panas masuk KD-01 pada T = 152,965 oC

a)

= 426,115 K

n

∫ Cp.dT

Q28

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

C6H6

11,909

22.573,607

268.821,883

H2O

0,076

11.598,125

880,364

C6H5NO2

67,614

30.420,541

2.056.867,780

C6H4N2O4

0,059

42.889,097

2.551,255

Komponen

Total

2.329.121,281

Panas keluar CD-01 pada T = 82,490 oC = 355,640 K

b)

n

∫ Cp.dT

Q29

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

C6H6

11,907

11.601,134

138.140,384

H2O

0,076

6.220,991

472,081

C6H5NO2

0,007

15.881,043

107,379

Komponen

138.719,844

Total

Panas Latent Condenser (QLv) CD-01 pada T = 82,490 oC = 355,640

c) K

n

d Hvap

Q29l

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

C6H6

0,103

40.295,985

4.146,771

H2O

16,148

30.572,523

493.676,957

C6H5NO2

0,009

52.014,128

476,927

Komponen

494.153,884

Total

d)

Panas keluar bottom KD-01 (Q34) pada T = 218,478 oC = 491,628 K n

∫ Cp.dT

Qb

(Kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

H2O

0,000

16.913,482

0,701

C6H6

0,001

34.187,450

53,449

Komponen

241

C6H5NO2

67,608

44.882,272

4.259.000,174

C6H4N2O4

0,059

62.995,807

3.747,302

Total

4.259.054,324

Beban panas CD-01, QCD QCD

= 494.153,884 kJ

Beban panas RB-01, QRB QRB

= 2.562.806,771 kJ Neraca Panas Kolom Destilasi-01 (KD-01) Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Qd

-

138.719,844

Qb

-

4.259.054,324

Qcd

-

494.153,884

Qf

2.329.121,281

-

Qrb

2.562.806,771

-

Total

4.891.928,052

4.891.928,052

20. Condenser-01 (CD-01) Fungsi : Mengkondensasikan produk top Kolom Destilasi-01 (KD-01).

(15)

(17)

CD-01 ACC-01

(19)

a) Panas masuk Condenser (Q32) pada T = 82,490 oC = 355,640 K Q32 = 188.117,825 kJ

242

b) Panas laten masuk Condenser (QLv) pada T = 82,490 oC = 355,640 K Q32l = 654.311,921 kJ c) Panas destilat (Q33) pada T = 82,490 oC = 355,640 K Q33 = 138.719,844 kJ d) Panas refluks (Q34) pada T = 82,490 oC = 355,640 K Q34 = 49.397,981 kJ e) Beban Panas Condenser QCD-01 = Q29 + Qlv - Qr - QD = 654.311,921 kJ f) Kebutuhan amonia Data yang didapat (Moran & Shapiro, 1986 ): Ammonia yang digunakan adalah saturated amonia pada T = -50 oC H saturated vapor (Hf)

= 912,190 kJ/kg

H saturated liquid (Hg)

= 456,420 kJ/kg

Panas Latent, (L)

= Hf - Hg = 1.368,610 kJ/kg

Jumlah amonia yang dibutuhkan : m

= 478,085 kg

Panas yang dibawa amonia masuk : Qri

= m x Hf = (478,085 kg x (912,190) kJ/kg) = 436.104,362 kJ

Panas yang dibawa amonia keluar : Qro

= m x Hg = (478,085 kg x 456,420 kJ/kg) = 218.207,559 kJ

g) Neraca Panas Condenser-01 (CD-01) Q input (kJ/jam) Q32

49.397,981

Q32l Qwi

436.104,362

Q output (kJ/jam) Q33

49.397,981

Q34

138.719,844

Qwo

218.207,559

243

∑ Qin

406.325,384

∑ Qout

406.325,384

21. Cooler-03 (C-03) Fungsi : Menurunkan mendinginkan kondensat top KD sebelum masuk ke tangki penyimpanan. Qri Q36

Q35 Qro Keterangan : Q35 : aliran panas spent acid dari KD Q36 : aliran panas output C-02. a) Panas spent acid input C-03 pada T = 82,490

o

C = 355,640 K dan Tref =

25oC = 298,15 K n

∫ Cp,dT

Q19

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

H2O

0,076

6.220,991

472,081

C6H6

11,907

11.601,134

138.140,384

C6H5NO2

0,007

15.881,043

107,379

Komponen

Total

138.719,844

b) Panas komponen output C-03 pada T = 30oC = 278,150 K dan Tref = 25oC = 298,15 K Komponen

n

∫ Cp,dT

Q20

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

H2O

0,076

381,023

28,914

C6H6

11,907

669,175

7.968,193

C6H5NO2

0,007

925,763

6,259

Total c) Panas yang disuplai oleh media pendingin (amonia)

8.003,366

244

Neraca panas di C-02: Qin + Qri Qro – Qri

= Qout + Qro = Qin – Qout = (138.719,844 – 8.003,366 kJ = 130.716,478 kJ

d) Kebutuhan amonia, m Data yang didapat (Haar and Gallagher, 1978 ): Ammonia yang digunakan adalah saturated amonia pada T = -33 oC H saturated vapor (Hv)

= 456,420 kJ/kg

H saturated liquid (HL)

= 912,190 kJ/kg

Panas Latent, (L)

= Hv - HL = 1.368,610 kJ/kg

Jumlah amonia yang dibutuhkan : m

= =

( Qro - Qri) L 130.716,478 kJ kJ 1.368,610 kg

= 1.157,111 kg Panas yang dibawa amonia masuk : Qri

= m x HL = (1.157,111 kg x (912,190) kJ/kg) = 14.524,053 kJ

Panas yang dibawa amonia keluar : Qro

= m x HV = (1.157,111 kg x 456,420 kJ/kg) = 145.240,531 kJ

k) Neraca panas total C-03 Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Qin

138.719,844

0,000

245

Qw-in

14.524,053

0,000

Qout

0,000

8.003,366

Qw-out

0,000

145.240,531

Total

153.243,897

153.243,897

22. Reboiler-01 (RB-01) Fungsi : Untuk menguapkan sebagian produk bottom KD-01.

(20) (16)

RB-01

(21)

Panas Reboiler, 38 Qb = 2.562.806,771 kJ Panas masuk RB-01 (Q37) n

∫ Cp.dT

Q34

(Kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

H2O

0,000

16.913,482

0,430

C6H6

0,001

34.187,450

50,495

C6H5NO2

83,853

44.882,272

3.763.508,790

C6H4N2O4

0,074

62.995,807

4.647,729

Komponen

Total Panas latent vapor keluar,Qlv: Qlv = Q37 + Q RB-01 – Q38 = 3.292.839,723 kJ Kebutuhan steam, m Data yang didapat (Felder & Rousseau, 1986 ): Steam yang digunakan adalah saturated steam pada T = 280 oC

3.768.207,445

246

H saturated vapor (Hv)

= 2.780,4000

kJ/kg

H saturated liquid (HL)

= 1.236,8000kJ/kg

Panas Latent, (L)

= Hv - HL = 1.543,6000 kJ/kg

Jumlah steam yang dibutuhkan : m =

( Qsi - Qco) L

2.562.806,771 kJ kJ 1.543,6000 kg

=

= 1.660,279 kg

Panas yang dibawa steam masuk : Qsi

= m x Hv

= (1.660,279 kg x 2.780,4000 kJ/kg) = 4.616.239,924 kJ Panas yang dibawa kondensat : Qc

= m x HL = (1.660,279 kg x 1.236,800 kJ/kg) = 2.053.433,153 kJ

Neraca Panas Reboiler-01 (RB-01)

Q input (kJ/Jam)

Q output (kJ/Jam)

Q37

3.602.550,2055

Q38

3.038.174,492

Qsi

4.616.239,924

Q39

3.292.839,723

Qs-out

2.053.433,153

∑ Qout

8.384.447,368

∑ Qin

8.384.447,368

247

23. Cooler-04 (C-04) Fungsi :

Menurunkan suhu

keluaran RB-01 sebelum

masuk tanki

penyimpanan T-06 Qri Q39

Q40 Qro

Keterangan : Q39 : aliran panas nitrobenzene output RB-01. Q40 : aliran panas output C-02. a) Panas input C-04 pada T = 218,478 oC = 491,628 K dan Tref = 25oC = 298,15 K n

∫ Cp,dT

Q38

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

H2O

0,000

16.913,482

0,347

C6H6

0,001

34.187,450

40,713

C6H5NO2

67,608

44.882,272

3.034.386,131

C6H4N2O4

0,059

62.995,807

3.747,302

Komponen

Total

3.038.174,492

b) Panas komponen output C-04 pada T = 30 oC = 303,15 K dan Tref = 25oC = 298,15 K n

∫ Cp,dT

Q39

(kmol)

(kJ/kmol)

(kJ)

H2O

0,000

377,486

0,008

C6H6

0,001

691,468

0,823

C6H5NO2

67,608

950,477

64.259,564

C6H4N2O4

0,059

1.333,881

79,346

Komponen

Total c) Panas yang disuplai oleh media pendingin (amonia)

64.339,741

248

Neraca panas di C-04: Qin + Qri Qro – Qri

= Qout + Qro = Qin – Qout = (3.038.174,492– 64.339,741) kJ = 2.793.834,751 kJ

d) Kebutuhan amonia, m Data yang didapat (Haar and Gallagher, 1978 ): Ammonia yang digunakan adalah saturated amonia pada T = -33 oC H saturated vapor (Hv)

= 456,420 kJ/kg

H saturated liquid (HL)

= -912,190 kJ/kg

Panas Latent, (L)

= Hv - HL = 1.368,610 kJ/kg

Jumlah amonia yang dibutuhkan : m

= =

( Qro - Qri) L 2.793.834,751 kJ kJ 1.368,610 kg

= 2.172,887 kg Panas yang dibawa amonia masuk : Qri

= m x HL = (2.172,887 kg x (-912,190) kJ/kg) = -1.982.085,709 kJ

Panas yang dibawa amonia keluar : Qro

= m x HV = (2.172,887 kg x 456,420 kJ/kg) = 991.749,043 kJ

e) Neraca panas total C-04 Komponen

Panas masuk (kJ)

Panas keluar (kJ)

Q39

3.038.174,492

-

Q40

(1.982.085,709)

-

249

Qri

64.339,741

Qro

-

991.749,043

Total

1.056.088,783

1.056.088,783

250

LAMPIRAN III SPESIFIKASI ALAT

1.

ACCUMULATOR (ACC-01) Fungsi: Tempat menampung kondensat dari CD-01 Tipe

: Silinder horizontal dengan ujung ellipsoidal.

Bahan Konstruksi

: Carbon Steel

Gambar

: input

ACC - 01

output

Data Kondisi Operasi : Tekanan, P

= 1,015 atm

Temperatur, T

= 82,490 oC =355,490 oK

Laju Alir, W

= 1.264,358 kg/jam

Density , 

= 345,353 kg/m3

Jumlah tanki

= 1 (satu) buah

Perhitungan Desain : a. Volume accumulator Volumetrik flowrate, V

=

W ρ

Volumetrik flowrate, V

=

1.264,358 kg/jam 345,353 kg/m 3

= 3,661 m3/jam Faktor keamanan

= 10%

Kapasitas Accumulator, V

= (100% + 10%)  V = 1,10 x 3,661 m3/jam = 4,027 m3/jam

251

= 4,027 m3/jam x 10 menit x

Volume Accumulator

1 jam 60 menit

= 0,671 m3 b. Diameter accumulator, D Diameter acc, D

=

D

=

3

3

V 3,402

(Peters, hal 571)

0,671 m 3 3,402

= 0,582 m Jari-jari, r

=

1 D 2

=

1  0,582 m = 0,291 m 2

c. Volume Silinder, Vs Vsilinder

=

π  D 2  Lsilinder 4

=

3π  D 2  3D 4

=

3 π  D3 4

=

3 π  (0,582) 3 4

(Peters, hal 571)

= 0,620 m3 d. Volume Ellipsoidal Head, Ve π  D3 Vhead = 24 =

π  (0,582) 3 24

= 0,026 m3 e. Volume Total Accumulator, Vt (Head = 2:1 Ellipsoidal) Volume Acc

= Vsilinder + 2  Vhead = 0,620 m3 + 2(0,026 m3) = 0,671 m3

(Peters, hal 571)

252

f. Panjang accumulator Untuk tekanan operasi 0 – 20 atm, maka L/D = 3 L

(Coulson, hal. 461)

= 3.D = 3 x 0,582 m = 1,747 m

g. Panjang ellipsoidal, h h = ¼xD = ¼ x 0,582 m = 0,146 m h. Panjang accumulator total, Lt Lt = L + 2h = 1,747 m+ (2 x 0,146 m) = 2,038 m i. Tebal dinding, t Rumus : untuk silinder

:t=

untuk ellipsoidal head : t =

P  r C S  E - 0,6  P P  D C 2S  E - 0,2  P

(Peters, Tabel 4)

Keterangan : t

= tebal dinding, in

P

= tekanan desain

= 1,015 atm

r

= jari-jari

= 0,582 m

S

= tekanan kerja yang diizinkan, psi

= 20,6129 in

= 13700 psi (untuk material carbon steel suhu -20 hingga 650 oC) E

= efisiensi pengelasan = 0.8500 (spot examined)

Cc

= korosi yang diizinkan, in = 0.2740 mm/th, diasumsikan umur pabrik 11 tahun sehingga Cc = 3.01 mm = 0.12 in

Tebal dinding silinder :

253

t

=

P  r  CC S  E - 0,6  P

=

(14,921 psi  11,417 in)  0.12 in (13700 psi  0.85) - (0.6  14,921 psi)

= 0,125 in

= 0,003 m

Tebal dinding ellipsoidal head : t

=

P  D  CC 2S  E - 0,2  P

t

=

(14,921 psi  41,2259 in)  0.12 in (2 13700 psi  0.85) - (0.2  14,921 psi)

= 0,133 in

= 0,003 m

j. Outside diameter accumulator Outside diameter, OD = ID + 2 tdinding = 0,582 m + (2 x (0,003 m)) = 0,588 m

IDENTIFIKASI Nama alat

Accumulator

Kode alat

ACC-01

Jumlah

1 Unit

Fungsi

Menampung kondensat dari kondensor-01 DATA DESAIN

Tipe

Cylinder horizontal dengan ellipsoidal head

Kapasitas

0,610 m3

Tekanan

1,015 Atm

Temperatur

82,490

o

C

Diameter

0,588 M

Panjang

2,038 M

Tebal Dinding

0,003 M

Bahan konstruksi

Carbon Steel

254

2. COOLER (C-01) Fungsi : Menurunkan temperatur output EV-02 sebelum masuk MP-02 Tipe

: Shell and tube Heat Exchanger

Bahan

: Stainless Steel

Gambar

: Aliran inlet Shell

Tube

Rear End

Head

A.

B.

Aliran outlet

Water in

Fluida Panas 1) Produk Keluaran HE-01 W = 95.912,072kg/jam

= 211.449,672lb/jam

T1 = 121,18oC

= 250,12oF

T2 = 80oC

= 176oF

Fluida Dingin 1) Amoniak w

= 7.055,201kg/jam o

= 15.554,036lb/jam

t1

= -33 C

= -27,40oF

t2

= -33oC

= -27,40oF

Perhitungan design sesuai dengan literatur pada buku Kern. 1) Beban Panas C-01 Q = 9.655.817,990kJ/hr = 9151949,405 Btu/hr 2) LMTD Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin (oF)

Selisih

250,12

Suhu tinggi

-27,40

277,52

176

Suhu rendah

-27,40

203,40

Selisih LMTD (ΔT) = T2 - T1

ln( T2 /T1 )

= 238,545oF

74,1 (Kern, 1965)

255

3) Tc dan tc Tc = 213oF tc

= -27,40 oF

a)

Asumsi,UD = (Kern, 1965)

30Btu / jam ft2oF A=

Q = 1.278,857ft2 (U D .T )

Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE jenis Shell and Tube Heat Exchanger. b) Rencana Klasifikasi a” = 0,262ft2/lin ft Jumlah tube, Nt =

=

A L x a"

1.278,847 16  0,262

= 305,304 Pada tabel 9 Kern, jumlah tube yang memenuhi adalah 306 Shell Side ID = 27 in B = 13,5 in Passes = 1 C.

Tube Side Number and Length = 51 and 16 ft OD, BWG, Pitch = 1in, 12 in, 11/4-in tri Passes = 2

FluidaPanas : Tube Side, Produk bottom EV-02 1) Flow area dalam tube (a’t)= 0,479 inch2 (Kern, 1965) 2) Total flow area (at) = Nt x a’t / 144 x n (Kern, 1965) 306 x 0,262 = = 1,018ft2 144 x 1 3)

Lajualir, Gt =

=

W at

211.449,672 = 207.736,384lb/ hr. ft2 1,018

4) Bilangan Reynold, Ret Pada Tc = 213oF μ

= 2,308 lb/ft jam

D

= 0,782 ft

(Kern, 1965)

256

Ret =

=

De .Gt



0,782 x 207.736,384 = 2.423,745 2,308

5) Dengan L/D jH

= 245,52, diperoleh =7

6)

Nilai hi, pada Tc = 213oF Cp = 75,040Btu/lb. oF k

(Kern, 1965)

= 0,084Btu/ft. oF. jam

 k   Cp .   hi = jH     D  k 

1/ 3

      w 

0 ,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak significant, maka didapat : hi

= 650,818 Btu / hr. ft2oF

 ID    OD 

hio = hi 

(Kern, 1965)

 0,782   = 119,982Btu / hr. ft2oF  1 

= 153,430  D.

FluidaDingin : Shell Side, aliran amoniak 1) Flow area pada shell (as) ID x C" x B  as = (144 Pt )

(Kern, 1965)

= 0,791ft2 2) Laju alir massa dalam shell, Gs W Gs= as =

15554,036 = 19.663,374lb/hr.ft2 0,791

3) Bilangan Reynold, Res= D x Gs / µ Pada Tc = 131oF Cp

= 20,660Btu/lb.oF

k

= 0,354Btu/lb.oF

(Kern, 1965)

257

μ

= 0,593 lb/ft hr

De

= 0,77 inch= 0,064 ft

Res==

GS D



=

19663,374  0,064 = 2.127,203 0,593

jH = 20

(Kern, 1965) 1

 c.  3  20,660 x 0,593     = 0,354  k    4)

(Kern, 1965)

1

3

= 3,254

Koefisien Perpindahan Panas, ho Koreksi viskositas diabaikan karena tidak significant, maka diperoleh : ho = jH . (k/D). (cμ/k)1/3

(Kern, 1965)

2o

= 359,446Btu / jam ft F 5) Clean Overall Coefficient, Uc Uc =

=

hio x ho hio  ho

(Kern, 1965)

119,982 x 359,446 = 89,955Btu / jam ft2oF 119,982  359,446

6) Design Overall Coefficient, UD External surface/ft, a” = 0,3271 ft A = a” x L x Nt = 0,3271 x 19,685x 61 = 392,777ft2 UD =

9151949,405 Btu/hr Q = = 30Btu/hr.ft2.oF 1278,857  238,545 A  t

7) Dirt Factor, Rd U UD 89,955 - 30 Rd = c = 89,955 x 30 U c .U D

(Kern, 1965)

= 0,022 E. PRESSURE DROP Tube Side 1) Untuk NRe= 2.423,745 Faktor friksi =0,00008 s

= 1,789

ΔPt

=

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t

(Kern, 1965)

258

= 0,009 psi V2 / 2g

= 0,015

(Kern, 1965)

= ( 4n / s ) ( V2 / 2g )

ΔPr

= 0,034 psi ΔPT

= ΔPt + ΔPr = 0,043 psi

2) Shell Side a) Faktor Friksi Re = 2.127,203 f

= 0,003

(Kern, 1965)

b) Number of cross, (N + 1) N + 1 = 12 L / B

(Kern, 1965)

= 14,222 Ds

= ID / 12 = 2,250ft

s

= 0,674

ΔPs

=

fGs 2 Ds( N  1) 5,22  1010 Desf s

(Kern, 1965)

= 0,015 psi

IDENTIFIKASI Nama alat

Cooler-01

Kode alat

C-01

Jumlah Fungsi

1 Unit Untuk menurunkan suhu output EV-02sebelum masuk MP-02 DATA DESAIN

Tipe Actual surface area

Shell and tube heat exchanger 392,777 ft2

Actual design coefficient, Ud

30 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

89,955 Btu/jam.ft2.oF

259

SHELL SIDE

TUBE SIDE

ID

27

in

Nt

306

Baffle Space

13,5

in

L

16

Ft

Pass

1

OD

1

In

ΔPs

0,015

BWG

12

Pitch

1,25

Pass

2

ΔPt

0,043

psi

Dirt Factor

triangular

Psi

0,022

Bahan konstruksi

stainless steel 304 (SA-240)

3. COOLER 02 (C -02) Fungsi : Mendinginkan Aliran keluaran dari R-01 sebelum masuk DC-01 Tipe

: Double Pipe Heat Exchanger

Bahan

: Stainless Steel

Jumlah

: Satu (1)

Gambar

:

Fluida Panas : Output R-01 W1

= 111.019,158 kg/jam o

= 244.755,056 lb/jam

T1

= 60,00 C

= 140,00 oF

T2

= 50,00 oC

= 122,00 oF

Fluida Dingin : Refrigerant (Ammonia) W2

= 1.368,610 kg/jam

= 3.017,265 lb/jam

t1

= -33,00 oC

= -27,40

t2

o

= -33,00 C

= -27,40

Perhitungan: 1) Beban Panas C-02 Q = 1.810.402,920 kJ/jam 1.715.930,846

Btu/jam

o

F

o

F

260

2) LMTD Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin (oF)

Selisih

140,00

Suhu tinggi

-27,40

167,40

122,00

Suhu rendah

-27,40

149,40

Selisih

LMTD

=

18,0

t 2  t1 = 158,229 oF ln (t 2 / t1 )

3) Tc = 131 oF tc = -27 oF Asumsi UD = 250 Btu/hr.ft2.oF

(Kern, 1965)

Q U D . t

(Kern, 1965)

A =

= 43,378 ft2 Karena A< 200 ft2, maka dipilih Cooler jenis Double Pipe Heat Exchanger. Dengan klasifikasi sebagai berikut (dari tabel 11, Kern): Data Pipa

Outer Pipe

Inner Pipe

IPS (in)

6

4

SN

40

40

OD (in)

6,625

4,5

ID (in)

6,065

4,026

a” (ft2/ft)

1,734

1,178

Fluida Panas (Fluida) : Annulus a. D2

Flow Area, aa = 6,065 in/12 = 0,505 ft

D1 = 4,5 in/12 = 0,375 ft aa

=

 (D22 – D12) 4

=

 (0,505 4

2

– 0,375 2)

(Kern, 1965)

261

= 0,090 ft2

Equivalent Diameter, De De

D =

2 2

 D1 D1

0,505 =

2



(Kern, 1965)



 0,375 2 = 0,306 ft 0,375

b.

2

Kecepatan Massa, Ga Ga = W1 /aa

(Kern, 1965)

244.755,056 0,090

Ga =

= 2.715.442,828 lb/jam.ft2

c.

Reynold number, Re Pada Tavg = 131,0 oF μ

= 7,840 cP = 18,973 lb/jam.ft

Rea = De.Ga/μ =

0,306  2.715.442,828 18,973

= 43.822,719 JH = 150 d.

(Fig. 24 Kern, 1965)

Pada Tavg

Nilai ho = 131,0 oF

Cp

= 64,650 Btu/lb.oF

k

= 0,088 Btu/lb.oF

μ

= 18,973 lb/jam.ft

 Cp.     k 

1

3

 64,650 x 18,973 = 0,088  = 24,055

  

1

3

262

ho  j H

 k   Cp      D  k 

1

3

    w

  

0,14

(Kern, 1965)

ho = 1.038,447 Btu/jam.ft2.oF

Fluida Dingin (Ammonia) : Inner Pipe a.

Flow Area, ap D

= 4,026 in/12 = 0,336 ft

 2 D 4

ap =

(Kern, 1965)

 (0,336 )2 4

=

= 0,088 ft2 b.

Kecepatan Massa, Gp Gp = W2/ap =

3017,265 0,088

= 34.147,487 lb/jam.ft2

c.

Reynold number, Re Pada Tavg = -27,4 oF μ

= 0,245 cP = 0,593 lb/jam.ft = D.Gp/μ

Rep

=

(Kern, 1965)

0,172109.526,831 0,593

d. JH = 70

= 19.314,906

(Fig. 24 Kern, 1965)

e.

Nilai Prandl Number k

= 0,354 Btu/jam.ft2(oF/ft)

Cp

= 20,660 Btu/lb.oF

 c     k 

1

3

= 3,258

263

f.

Nilai hi hi = JH

k  c    De  k 

1

3

      w 

0 ,14

(Kern, 1965)

= 240,897 Btu/jam.ft2.oF

g.

Koreksi hi pada permukaan OD (Kern, 1965)

hio = hi x ID/OD hio = 215,522 Btu/jam.ft2.oF

h.

Clean Overall Coefficient, UC UC =

hioxho hio  ho

(Kern, 1965)

= 178,480 Btu/jam.ft2.oF

i.

Design Overall Coefficient, UD 1 1   Rd U D UC

(Kern, 1965)

Rd ditentukan 0,001 untuk masa servis 1 tahun

(Kern, 1965)

1 1   0,001 U D 0,006

UD = 151,449 Btu/jam.ft2.oF j.

Required Length A

=

Q U D . t

(Kern, 1965)

= 71,605 ft2

Dari tabel 11, Kern, untuk 4 -in IPS standard pipe, external surface/foot length = 1,178 ft ft2/ft Required length =

71,605 = 60,785 ft 1,178 ft

Diambil panjang 1 harpin = 12 ft

264

Jumlah harpin yang dibutuhkan

= 60,785 ft /(20 ft x 2) = 2,53 ≈ 3 buah

Actual Length

= 60,785 ft

Actual Surface

= L x a” = 60,785 ft x 1,178 ft2/ft = 71,605 ft2

k. UD =

Actual Design Coefficient, UD (Kern, 1965)

Q A. t

= 151,449 Btu/jam.ft2.oF

l.

Dirt Factor, Rd Rd =

U C U D U C U D

(Kern, 1965)

= 0,001 jam.ft2.oF/Btu

PRESSURE DROP Fluida Panas : Annulus a. De’

= (D2 – D1) = 0,130 ft

Rea f

= 18.665,616 0,264 = 0,0035  (Re a) 0, 42 = 0,008

ρ

= 104,100 lb/ft3

4 fGa 2 L 2 g 2 De = 11,751 ft

(Kern, 1965)

(Kern, 1965)

b. Fa =

(Kern, 1965)

c.

V = 7,246 ft/s

=

G 3600 

265

V 2   per harpin Fl =  2 g  

(Kern, 1965)

= 2,065 ft Pa =

( Fa  Fl )  144

(Kern, 1965)

= 9,987 psi Fluida Dingin : Inner Pipe a. Rep = 19.314,906 ƒ = 0 , 264 0 ,0035  (Re p ) 0 , 42 = 0,008 ρ

(Kern, 1965)

= 62,060 lb/ft3

4 fGp 2 L 2 g 2 D = 0,002 ft

b. ΔFp =

Pp =

(Kern, 1965)

Fp .  144

(Kern, 1965)

= 0,001 psi IDENTIFIKASI Nama alat

Cooler-02 (C-02)

Kode alat

C-02

Jumlah Fungsi

1 unit Untuk menurunkan suhu aliran keluar R-01 sebelum masuk DC-01 DATA DESAIN

Tipe Jumlah hairpin Actual surface area Actual design coefficient, Ud

Double Pipe Heat Exchanger 3 Buah 71,605 ft2 151,449 Btu/jam.ft2.oF

266

178,480 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc ANNULUS IPS

6

SN

40

ID

6,625

OD a” ΔPa

INNER PIPE IPS

4

SN

40

in

ID

4,5

in

6,065

in

OD

4,026

in

1,734

ft2

a”

1,178

ft2

psi

ΔPp

9,987

in

Dirt Factor

0,001

in

psi

0,001

Bahan konstruksi

Stainless Steel

4. COOLER 03 (C -03) Fungsi : Mendinginkan Aliran keluaran CD-01 sebelum masuk T-05 Tipe

: Double Pipe Heat Exchanger

Bahan

: Carbon Steel

Jumlah

: Satu (1)

Gambar

:

Fluida Panas : Output dari CD-01 W1

= 932,350 kg/jam

= 2.055,477 lb/jam

T1

= 82,49 oC

= 180,48 oF

T2

= 30,00 oC

= 86,00 oF

Fluida Dingin : Air Pendingin (dari CT) W2

= 1.157,111 kg/jam

= 2.550,989 lb/jam

t1

= 28,00 oC

= 82,40 oF

t2

= 55,00 oC

= 131,00 oF

267

Perhitungan: 4) Beban Panas C-03 Q = 130.716,478 kJ/jam = 123895,313 Btu/jam

5) LMTD Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin (oF)

Selisih

180,48

Suhu tinggi

131,00

49,48

86,00

Suhu rendah

82,40

3,60

Selisih

18

45,9

LMTD

=

t 2  t1 = 17,508 oF ln (t 2 / t1 )

6) Tc = 133 oF tc = 107 oF Asumsi UD = 80 Btu/hr.ft2.oF A =

(Kern, 1965)

Q U D . t

(Kern, 1965)

= 88,458 ft2 Karena A< 200 ft2, maka dipilih Cooler jenis Double Pipe Heat Exchanger. Dengan klasifikasi sebagai berikut (dari tabel 11, Kern): Data Pipa

Outer Pipe

Inner Pipe

IPS (in)

4

2

SN

40

40

OD (in)

4,5

2,38

ID (in)

4,026

2,07

a” (ft2/ft)

1,178

0,62

Fluida Panas (Steam) : Annulus a.

Flow Area, aa D2 = 4,026 in/12 = 0,336 ft D1 = 2,380 in/12 = 0,198 ft

268

aa

=

 (D22 – D12) 4

=

 (0,336 2 – 0,198 2) 4

(Kern, 1965)

= 0,057 ft2

Equivalent Diameter, De De

D = =

b.

2 2

 D1 D1

0,336

2



(Kern, 1965)



 0,198 2 = 0,369 ft 0,198 2

Kecepatan Massa, Ga Ga = W1 /aa

(Kern, 1965)

2055,477 0,057

Ga =

= 35.759,273 lb/jam.ft2

c.

Reynold number, Re Pada Tavg = 133,2 oF μ

= 0,304 cP = 0,736 lb/jam.ft

Rea = De.Ga/μ =

0,369  35.759,273 0,736

= 17.948,483 JH = 70 d.

(Fig. 24 Kern, 1965)

Pada Tavg

Nilai ho = 133,2 oF

Cp

= 35,228 Btu/lb.oF

269

k

= 0,029 Btu/lb.oF

μ

= 0,736 lb/jam.ft

 Cp.     k 

1

 35,228 x 0,736  =  0,029  

3

1

3

= 9,598

ho  j H

 k   Cp      D  k 

1

3

    w

  

0,14

(Kern, 1965)

ho = 53,331 Btu/jam.ft2.oF

Fluida Dingin (Air Pendingin) : Inner Pipe a.

Flow Area, ap D

= 2,067 in/12 = 0,172 ft

ap = =

 2 D 4

(Kern, 1965)

 (0,172 )2 4

= 0,023 ft2

b.

Kecepatan Massa, Gp Gp = W2/ap =

2.550,989 0,023

= 109.526,831 lb/jam.ft2

c.

Reynold number, Re o

Pada Tavg = 106,7 F μ

= 0,578 cP = 1,399 lb/jam.ft

Rep

= D.Gp/μ =

0,172109.526,831 1,399

(Kern, 1965) = 13482,993

270

d. JH = 50

(Fig. 24 Kern, 1965)

e.

Nilai Prandl Number 2 o

k

= 0,369 Btu/jam.ft ( F/ft)

Cp

= 18,170 Btu/lb.oF

 c     k 

1

3

= 4,098

f.

Nilai hi hi = JH

k  c    De  k 

1

3

      w 

0 ,14

(Kern, 1965)

= 439,432 Btu/jam.ft2.oF

g. hio = hi x ID/OD

Koreksi hi pada permukaan OD (Kern, 1965)

hio = 381,641 Btu/jam.ft2.oF

h.

Clean Overall Coefficient, UC hioxho UC = hio  ho

(Kern, 1965)

= 46,792 Btu/jam.ft2.oF

i.

Design Overall Coefficient, UD 1 1   Rd U D UC

(Kern, 1965)

Rd ditentukan 0,001 untuk masa servis 1 tahun

(Kern, 1965)

1 1   0,001 U D 0,022

UD = 44,700 Btu/jam.ft2.oF j.

Required Length A

=

Q U D . t

(Kern, 1965)

271

= 158,313 ft2

Dari tabel 11, Kern, untuk 2 -in IPS standard pipe, external surface/foot length = 0,622 ft2/ft 158,313 = 254,522 ft 0,622

Required length =

Diambil panjang 1 harpin = 12 ft Jumlah harpin yang dibutuhkan

= 254,522 ft /(20 ft x 2) = 10,61 ≈ 11 buah

Actual Length

= 254,522 ft

Actual Surface

= L x a” = 254,522 ft x 0,622 ft2/ft = 158,313 ft2

k. UD =

Actual Design Coefficient, UD (Kern, 1965)

Q A. t

= 44,700 Btu/jam.ft2.oF

l.

Dirt Factor, Rd Rd =

U C U D U C U D

(Kern, 1965)

= 0,001 jam.ft2.oF/Btu

PRESSURE DROP Fluida Panas : Annulus b. De’

= (D2 – D1) = 0,137 ft

Rea

= 6.668,341

f

= 0,0035  = 0,01

0,264 (Re a) 0, 42

(Kern, 1965)

(Kern, 1965)

272

= 32,550 lb/ft3

ρ

4 fGa 2 L d. Fa = 2 g 2 De = 0,108 ft

(Kern, 1965)

e.

V

=

G 3600 

= 0,305 ft/s

V 2   per harpin Fl =  2 g  

(Kern, 1965)

= 0,015 ft Pa =

( Fa  Fl )  144

(Kern, 1965)

= 0,028 psi

Fluida Dingin : Inner Pipe a. ƒ

Rep = 0 ,0035 

= 13.482,993 (Kern, 1965)

0 , 264 (Re p ) 0 , 42

= 0,008 ρ

= 61,760 lb/ft3

4 fGp 2 L 2 g 2 D = 0,186 ft

b. ΔFp =

Pp =

(Kern, 1965)

Fp .  144

(Kern, 1965)

= 0,08 psi

IDENTIFIKASI

273

Nama alat

Cooler-03

Kode alat

C-03

Jumlah

1 unit Untuk menurunkan suhu aliran keluar CD-01

Fungsi

sebelum masuk T-05 DATA DESAIN

Tipe

Double Pipe Heat Exchanger

Jumlah hairpin

11 Buah 158,313 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

44,700 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

178,480 Btu/jam.ft2.oF

ANNULUS IPS

4

SN

40

ID

4,5

OD

INNER PIPE in

IPS

2

SN

40

in

ID

2,38

in

4,026

in

OD

2,07

in

a”

1,178

ft2

a”

0,62

ft2

ΔPa

0,028

psi

ΔPp

0,080

psi

Dirt Factor

in

0,001

Bahan konstruksi

Carbon Steel

5. COOLER 04 (C -04) Fungsi : Mendinginkan Aliran keluaran dari RB-01 sebelum masuk T-06 (Nitrobenzene) Tipe

: Double Pipe Heat Exchanger

Bahan

: Carbon Steel

Jumlah

: Satu (1)

Gambar

:

274

Fluida Panas : Output RB-01 W1

= 8.333,427 kg/jam

= 18.372,039 lb/jam

T1

= 218,48 oC

= 425,26 oF

T2

= 30,00 oC

= 86,00 oF

Fluida Dingin : Refrigerant (Ammonia) W2

= 2.172,887 kg/jam

= 4.790,390 lb/jam

t1

= -33,00 oC

= -27,40

t2

= -33,00 oC

= -27,40

o

F

o

F

Perhitungan: 7) Beban Panas C-04 Q = 2.973.834,751 kJ/jam = 2.818.651,430 Btu/hr

8) LMTD Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin (oF)

Selisih

425,26

Suhu tinggi

-27,40

452,66

86,00

Suhu rendah

-27,40

113,40

Selisih

LMTD

=

339,3

t 2  t1 = 245,091 oF ln (t 2 / t1 )

9) Tc = 256 oF tc = -27 oF Asumsi UD = 75 Btu/hr.ft2.oF A =

Q U D . t

(Kern, 1965) (Kern, 1965)

= 153,339 ft2 Karena A< 200 ft2, maka dipilih Cooler jenis Double Pipe Heat Exchanger. Dengan klasifikasi sebagai berikut (dari tabel 11, Kern):

275

Data Pipa

Outer Pipe

Inner Pipe

IPS (in)

6

4

SN

40

40

OD (in)

6,625

4,5

ID (in)

6,065

4,026

1,734

1,178

2

a” (ft /ft)

Fluida Panas (Fluida) : Annulus e. D2

Flow Area, aa = 6,065 in/12 = 0,505 ft

D1 = 4,5 in/12 = 0,375 ft aa

=

 (D22 – D12) 4

=

 (0,505 4

2

(Kern, 1965)

– 0,375 2)

= 0,090 ft2

Equivalent Diameter, De De =

=

f.

D

2 2

 D1 D1

0,505

2



(Kern, 1965)



 0,375 2 = 0,306 ft 0,375 2

Kecepatan Massa, Ga Ga = W1 /aa Ga =

18372,039 0,090

= 203.829,177lb/jam.ft2

g.

Reynold number, Re Pada Tavg = 255,6 oF μ

= 0,304 cP

(Kern, 1965)

276

= 0,736 lb/jam.ft Rea = De.Ga/μ =

0,306  203.829,177 0,736

= 84.889,368 JH = 240 h.

(Fig. 24 Kern, 1965)

Pada Tavg

Nilai ho = 255,6 oF

Cp

= 58,300 Btu/lb.oF

k

= 0,056 Btu/lb.oF

μ

= 0,304 lb/jam.ft

 Cp.     k 

1

3

 58,300 x 0,304  =  0,056  

1

3

= 9,133

ho  j H

 k   Cp      D  k 

1

3

    w

  

0,14

(Kern, 1965)

ho = 402,759 Btu/jam.ft2.oF

Fluida Dingin (Ammonia) : Inner Pipe m.

Flow Area, ap D

= 4,026 in/12 = 0,336 ft

ap = =

 2 D 4

(Kern, 1965)

 (0,336 )2 4

= 0,088 ft2

n.

Kecepatan Massa, Gp

277

Gp = W2/ap =

4.790,390 0,088

= 54.214,588 lb/jam.ft2

o.

Reynold number, Re o

Pada Tavg = -27,4 F μ

= 0,245 cP = 0,593 lb/jam.ft = D.Gp/μ

Rep

=

(Kern, 1965)

0,172109.526,831 1,399

p. JH = 110

= 30.665,497

(Fig. 24 Kern, 1965)

q.

Nilai Prandl Number 2 o

k

= 0,354 Btu/jam.ft ( F/ft)

Cp

= 20,660 Btu/lb.oF

 c     k 

1

3

= 3,258

r.

Nilai hi hi = JH

k  c    De  k 

1

3

      w 

0 ,14

(Kern, 1965)

= 378,552 Btu/jam.ft2.oF

s. hio = hi x ID/OD

Koreksi hi pada permukaan OD (Kern, 1965)

hio = 338,678 Btu/jam.ft2.oF

t.

Clean Overall Coefficient, UC hioxho UC = hio  ho

(Kern, 1965)

= 183,975 Btu/jam.ft2.oF

u.

Design Overall Coefficient, UD

278

1 1   Rd U D UC

(Kern, 1965)

Rd ditentukan 0,001 untuk masa servis 1 tahun

(Kern, 1965)

1 1   0,001 U D 0,006

UD = 155,387 Btu/jam.ft2.oF v.

Required Length A

=

Q U D . t

(Kern, 1965)

= 74,011 ft2

Dari tabel 11, Kern, untuk 4 -in IPS standard pipe, external surface/foot length = 1,178 ft ft2/ft Required length =

74,011 = 62,828 ft 1,178 ft

Diambil panjang 1 harpin = 12 ft Jumlah harpin yang dibutuhkan

= 62,828 ft /(20 ft x 2) = 2,62 ≈ 3 buah

Actual Length

= 62,828 ft

Actual Surface

= L x a” = 62,828 ft x 1,178 ft2/ft = 74,011 ft2

w. UD =

Q A. t

Actual Design Coefficient, UD (Kern, 1965)

= 155,387 Btu/jam.ft2.oF

x.

Dirt Factor, Rd

279

Rd =

U C U D U C U D

(Kern, 1965)

= 0,001 jam.ft2.oF/Btu

PRESSURE DROP Fluida Panas : Annulus De’ = (D2 – D1) = 0,130 ft

a.

Rea f

= 36.157,327 0,264 = 0,0035  (Re a) 0, 42 = 0,007

ρ

= 61,670 lb/ft3

4 fGa 2 L 2 g 2 De = 0,169 ft

(Kern, 1965)

(Kern, 1965)

b. Fa =

(Kern, 1965)

c.

V

=

G 3600 

= 0,918 ft/s

V 2   per harpin Fl =   2g 

(Kern, 1965)

= 0,034 ft Pa =

( Fa  Fl )  144

(Kern, 1965)

= 0,087 psi Fluida Dingin : Inner Pipe a.

Rep ƒ

=

0 ,0035 

0 , 264 (Re p ) 0 , 42

= 30.665,497 (Kern, 1965)

= 0,007 ρ

= 62,060 lb/ft3

4 fGp 2 L 2 g 2 D = 0,005 ft

c. ΔFp =

(Kern, 1965)

280

Pp =

Fp .  144

(Kern, 1965)

= 0,002 psi IDENTIFIKASI Nama alat

Cooler-04

Kode alat

C-04

Jumlah

1 unit Untuk menurunkan suhu aliran keluar RB-01 sebelum

Fungsi

masuk T-06 DATA DESAIN

Tipe

Double Pipe Heat Exchanger

Jumlah hairpin

3 Buah 74,011 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

155,387 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

183,975 Btu/jam.ft2.oF

ANNULUS IPS

6

SN

40

ID

6,625

OD

INNER PIPE in

IPS

4

SN

40

in

ID

4,5

in

6,065

in

OD

4,026

in

a”

1,734

ft2

a”

1,178

ft2

ΔPa

0,02

psi

ΔPp

0,087

psi

Dirt Factor

0,001

Bahan konstruksi

6.

CONDENSER-01 (CD-01) Fungsi : mengkondensasi top produk KD-01 Tipe

in

: Double Pipe Heat Exchanger

Gambar :

Carbon Steel

281

Fluida Panas

: Top Produk KD-01 W

Fluida Dingin

= 932,350 kg/jam o

= 2.055,477 lb/jam

T1

= 82,49 C

= 180,48 oF

T2

= 82,49 oC

= 180,48 oF

: Amoniak w

= 478,085 kg/jam

= 1.053,996 lb/jam

t1

= -33 oC

= -27,40 oF

t2

= -33 oC

= -27,40 oF

Perhitungan: b. Beban Panas CD-01 Q = 654.311,921 kJ/jam = 620.168,028 Btu/jam c. LMTD Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin (oF)

Selisih

180,48

Suhu Tinggi

-27,40

207,88

180,48

Suhub Rendah

-27,40

207,88

Selisih

LMTD

=

0,000

t 2  t1 = 207,882 oF ln (t 2 / t1 )

Tc = 180,48 oF tc = -27,40 oF  

Asumsi UD = 75 - 150 Btu/hr.ft2.oF Asumsi UD = 75 Btu/hr.ft2.oF Q A = = 39,777 ft2 U D  t

(Tabel 8, Kern)

Karena A< 200 ft2, maka dipilih HE jenis Double Pipe Heat Exchanger. 

Rencana Klasifikasi

282

Data Pipa

Outer Pipe

Inner Pipe

IPS (in)

6

4

SN

40

40

OD (in)

6,625

4,5

ID (in)

6,065

4,026

1,734

1,178

2

a” (ft /ft)

Cold Fluid (Amoniak) : Annulus a. Flow Area, aa D2 = 6,065 in = 0,505 ft D1 = 4,5 in aa = =

= 0,375 ft

 (D22 – D12)(Pers. 6.3, Kern) 4  (0,505 2 – 0,3752) = 0,090 ft2 4

Equivalent Diameter, De De =

D

2 2

 D1 D1

2



=

0,505^ 2 - 0,375^2 = 0,306 ft 0,375

b. Kecepatan Massa, Ga Ga = W/aa = 22.804,555 lb/hr.ft2 c.

Reynold number, Re Pada Tavg = -27,4 oF μ Rea

= 0,245 lb/hr ft = De.Ga/μ =

0,306  11.693,590 = 6.036,417 0,245

JH = 25 k

= 0,354 Btu/hr.ft2(oF/ft)

cp = 20,660 Btu/lb.oF

(Fig. 24, Kern)

283

3  20,660 x0,354   c     = 0,245  k    1

1

3

= 3,258 d.

Koefisien perpindahan panas ho

k  c  = JH   De  k 

1

3

      w 

0 ,14

= 94,270 Btu/hr.ft2.oF Hot Fluid (Top Produk KD-01) : Inner Pipe a. Flow Area, ap D = 4,026 in = 0,336 ft

 2 D 4

ap =

=

 (0,336)2 = 0,088 ft2 4

b. Kecepatan Massa, Gp Gp = w/ap = 23.262,581 lb/hr ft2 c. Reynold number, Re Pada Tavg = 180,5 oF μ

= 0,008 cP

= 0,020 lb/hrft

(ChemCAD 6.14)

Rep= D.Gp/μ 0,336  23.262,581 = 6.747,113 0,020

=

JH= 700

(Fig. 24, Kern)

d. k = 0,008 Btu/hr.ft2(oF/ft) cp = 24,280 Btu/lb.oF  c    = 3,888  k  1

3

0 ,14

k  c  3     e. hi= JH    De  k    w  = 67,284 Btu/hr.ft2.oF 1

f. Koreksi hi pada permukaan OD hio = hi x ID/OD = 60,196 Btu/hr.ft2.oF

284

g. Clean Overall Coefficient, UC hioxho UC = = 36,738 Btu/hr.ft2.oF hio  ho h. Design Overall Coefficient, UD 1 1   Rd U D UC

(Pers. 6.10, Kern)

Rd ditentukan 0,001 untuk masa servis 1 tahun 1 1   0,001 U D 36,738

UD = 35,436 Btu/hr.ft2.oF i. Required Length

Q U D . t = 84,188 ft2

A=

Dari tabel 11 Kern, untuk 6-in IPS standard pipe, external surface/foot length = 1,178 ft Required length =

84,188 = 71,467 ft 1,178

Diambil panjang 1 harpin = 12 ft Jumlah harpin yang dibutuhkan = Maka, dipakai 3 harpin 12 ft Actual Length

= 2 x 3 x 12 ft = 72 ft

Actual Surface = L x a” = 84,816 ft2 j. Actual Design Coefficient, UD Q A. t = 35,173 Btu/hr.ft2.oF

UD =

k. Dirt Factor, Rd

71,467 = 2,98 12 x 2

285

Rd =

U C U D U C U D

= 0,001 hr.ft2.oF/Btu PRESSURE DROP Cold Fluid : Annulus a. De’ = (D2 – D1) = 0,130 ft Rea = 2571,120 = 0,0035 

ƒ

0,264 (Re a) 0, 42

(Pers. 3.47b, Kern)

= 0,013 = 42,020 lb/ft3

ρ

4 fGa 2 L = 2 g 2 De = 0,003 ft

b. Fa

c. V

=

G = 0,077 ft/s 3600 

Fl

V 2  = 2 x   = 0,000 ft  2g 

Pa

=

( Fa  Fl )  144

= 0,005 psi Hot Fluid: Inner Pipe a.

Rep = 388.793,208 ƒ

ρ

=

0 , 264 0 ,0035  (Re p ) 0 , 42 = 0,005 = 0,169 lb/ft3

b. ΔFp =

4 fGp 2 L 2 g 2 D

(Pers. 3.47b, Kern)

286

= 91,375 ft

Pp

Fp .  144 = 0,107 psi

=

IDENTIFIKASI Nama alat

Condensor-01

Kode alat

CD-01

Jumlah

1 unit

Fungsi

Untuk mengkondensasikan top produk KD-01 DATA DESAIN

Tipe

Double Pipe Heat Exchanger

Jumlah hairpin

3 Buah

Actual surface area

84,816 ft2

Actual design coefficient, Ud

35,173 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

36,738 Btu/jam.ft2.oF

ANNULUS IPS

6

SN

40

ID

6,625

OD a” ΔPa

INNER PIPE IPS

4

SN

40

in

ID

4,5

in

6,065

in

OD

4,026

in

1,734

ft2

a”

1,178

ft2

psi

ΔPp

0,005

in

Dirt Factor

0,107

in

psi

0,001

Bahan konstruksi

Carbon Steel

7. DECANTER (DC-01) Fungsi : Memisahkan campuran antara crude nitrobenzene dengan spent acid Tipe

: Vertikal silinder drum

287

Gambar : D

Light liquid

DC-01

h

DC-02

Zt

Za Zi

1. Kondisi Operasi P = 1 atm = 50 oC

T

2. Fase Continue (Light liquid) Wc = 9287,7077kg/jam ρc

= 441,3504 kg/m3

Qc

= 21,0438 m3/jam

= 0,3507 m3/s

μc

= 1,2042 cP

= 0,0012 kg/m.s

3. Fase Disperse (Heavy liquid) Wd = 101731,4501 kg/jam ρd

= 770,0806 kg/m3

Qd

= 132,1049 m3/jam

= 2,2017 m3/s

μd

= 10,04 cP

= 0,01004 kg/m.s

1) Cek fase disperse



Qd   d . c   . Qc   c  d 

θ = 1,314 2) Desain decanter a. Settling velocity (Ud) Asumsi : dd = 250 μm = 0,000250 m

Ud 

d d2 .g.(  d   c ) 18. c

(Pers. 10.7, Coulson VI)

288

Ud

=

(250 x10 6 ) 2 x 9,18 x (770,0806 - 441,3504) 18 x 0,0012

= 0,0092989 m/s b. Volumetric flowrate continues phase (Lc) Lc = W c / ρc =

9287,7077 kg / m 3 441,3504 kg / m 3

= 21,044 m3/jam = 0,0058 m3/s c. Interphase of area ( ai) Lc Ai = Ud =

0,0058 m 3 / s 0,0092989 m / s

= 0,629 m2 d. Diameter Decanter ( Ddec) 0,5  Ai  r =     0,629  =   3,14 

0,5

= 0,447 m Ddec

=2xr = 2 x 0,447 m = 0,895 m

e. Tinggi decanter (h) h = 2 x Ddec = 2 x 0,895 m = 1,790 m f.

Dispersi Band (I) I = 10 % x h = 10 % x 1,790m = 0,179 m

289

g. Residence time of droplet ( tr) I tr = Ud =

0,179 m 0,0092898 m / s

= 19,247 s = 0,321 menit Check dd Ud

 Wd   1   1  x =   x   d   3600   Ai

  

 101731,4501 kg / jam   1    1  x  =   x 3 2   770,0806 kg / m   3600   0,629 m 

= 0,058375 m/s = 58,375 mm/s dd

=(

Ud.18. c 0,5 ) g.(  d   c )

 0,058375 m / s x 18 x 0,0012 kg / m s   =  2 3  9 , 8 m / s ( 770,0806  441,3504 ) kg / m  

0,5

= 0,000648 m = 647,515 μm ddcheck memenuhi < dd asumsi, maka memenuhi syarat 3) Instalasi pipa Kecepatan fluida decanter ( v ) harus lebih kecil atau sama dengan 1 m / det (coulson hal. 348) a. Feed flow rate (Qr )  1   Wd   Wc   Qr = x   3600    d    c 

 1   101731,4501 kg / jam   9287,7077 kg / jam   =     x  3  770,0806 / m 3  3600     441,3504 kg / m  = 0,043 m3 /s b. Pipa area ( Ap)

290

Ap

=

Qr v

=

0,043 m 3 / s 1

= 0,043 m2 c. Pipe Diameter (Dp) 0,5  4 x Ap   Dp =    

 4 x 0,043 m 2   =  3,14  

0,5

= 0,233 m = 9,165 in Maka digunakan pipa dengan ukuran sebagai berikut : IPS

= 5 in

SN

= 40

ID

= 6,047 in

OD

= 6,563 in

d. Menentukan kedalaman zat cair / light liquid take off (Zt) Zt = 0,9 x h = 0,9 x 1,790 m = 1,611 m e. Tinggi Interface (Zi) Zi = 0,5 x h = 0,5 x 1,790 m = 0,895 m f.

Kedalaman aliran limpan / heavy liquid take off (Zn) Zt  Zi x d  Z i Za =

c

= 1,305 m

4) Tebal dinding decanter (t)

291

t=

P.D C (2.S .E ).(0,2.P)

(Tabel 4, Peter)

Dengan : Tekanan design (P)

= 1 atm

= 14,696 psi

Diameter (D)

= 0,895 m

= 89,487 cm

Working stress allowable

= 13700 psi

Welding joint efficency

= 85 %

Tebal korosi

= 0,318 cm

Diperoleh : t

=

14,696 psi x 89,487 cm + 0,318 (2 x 13700 psi x 0,85).(0,2 x 14,696 psi)

= 0,483 cm = 0,0048 m Maka digunakan ketebalan = 4,83 mm OD = ID + ( 2 . t ) = 0,895 + (2 x 0,0048) m = 0,905 m IDENTIFIKASI Nama alat

Decanter

Kode alat

DC-01

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Memisahkan crude nitroenzene dengan mix acid DATA DESAIN

Tipe

Vertikal silinder drum

Settling velocity

0,009 m/s

Tutup atas

Elipsoidal

Tutup bawah

Kerucut

Temperatur

50 oC

Tinggi

1,790 m

292

Diameter

0,895 m

Residence time droplet

0,321 menit

Tekanan

1 atm

Bahan konstruksi

Stainless Steel

8.

DECANTER (DC-02) Fungsi : Memisahkan campuran crude nitrobenzene dengan bahan pencuci NaOH Tipe

: Vertikal silinder drum

Gambar : D

Light liquid

DC-01 DC-02

Zt

Za Zi

1. Kondisi Operasi P = 1 atm T

= 50 oC

2. Fase Continue (Light liquid) Wc = 9266,6731kg/jam ρc

h

= 441,42 kg/m3

293

Qc

= 20,9928 m3/jam

= 0,3499 m3/s

μc

= 1,1819 cP

= 0,0012 kg/m.s

3. Fase Disperse (Heavy liquid) Wd = 58,4382 kg/jam ρd

= 1631,1393 kg/m3

Qd

= 0,0358 m3/jam

= 0,0006 m3/s

μd

= 1,5629 cP

= 0,0016 kg/m.s

1) Cek fase disperse

Qd   d . c   . Qc   c  d  θ = 0,005



2) Desain decanter a. Settling velocity (Ud) Asumsi : dd = 150 μm = 0,000150 m

d d2 .g.(  d   c ) Ud  18. c Ud

(Pers. 10.7, Coulson VI)

(150 x10 6 ) 2 x 9,18 x (1631,1393 - 441,42) = 18 x 0,0012 = 0,0123433 m/s

b. Volumetric flowrate continues phase (Lc) Lc = W c / ρc =

9266,6731 kg / m 3 441,42 kg / m 3

= 20,993 m3/jam = 0,0058 m3/s c. Interphase of area ( ai) Lc Ai = Ud

0.0058 m 3 / s = 0,0123433 m / s = 0,472 m2 d. Diameter Decanter ( Ddec)

294

r

A  = i  

0,5

 0,472  =   3,14 

0,5

= 0,388 m Ddec

=2xr = 2 x 0,388 m = 0,776 m

e. Tinggi decanter (h) h = 2 x Ddec = 2 x 0,776 m = 1,552 m f.

Dispersi Band (I) I = 10 % x h = 10 % x 1,552m = 0,155 m

g. Residence time of droplet ( tr) I tr = Ud =

0,155 m 0,0123433 m / s

= 12,570 s = 0,209 menit h. Check dd Ud

 Wd   1   1  x =   x   d   3600   Ai

= 0,00002 m/s = 0,021 mm/s dd

=(

Ud.18. c 0,5 ) g.(  d   c )

= 0,000021 m = 20,701μm

  

295

ddcheck memenuhi < dd asumsi, maka memenuhi syarat 3) Instalasi pipa Kecepatan fluida decanter ( v ) harus lebih kecil atau sama dengan 1 m / det (coulson hal. 348) a. Feed flow rate (Qr )  1   Wd   Wc  Qr =  x   3600    d    c  = 0,006 m3 /s b. Pipa area ( Ap) Qr Ap = v =

0,006 m 3 / s 1

= 0,006 m2 c. Pipe Diameter (Dp) 0,5  4 x Ap   Dp =     = 0,086 m = 3,396 in

Maka digunakan pipa dengan ukuran sebagai berikut : IPS

= 5 in

SN

= 40

ID

= 5,047 in

OD

= 5,563 in

d. Menentukan kedalaman zat cair / light liquid take off (Zt) Zt = 0,9 x h = 1,396 e. Tinggi Interface (Zi) Zi = 0,5 x h = 0,776 m f.

Kedalaman aliran limpan / heavy liquid take off (Zn)

296

Za

=

Zt  Zi

c

x d  Z i

= 0,944 m

4) Tebal dinding decanter (t) P.D t= C (2.S .E ).(0,2.P) (Tabel 4, Peter) Dengan : Tekanan design (P)

= 1 atm

= 14,696 psi

Diameter (D)

= 0,776 m

= 77,577 cm

Working stress allowable

= 13700 psi

Welding joint efficency

= 85 %

Tebal korosi

= 0,318 cm

Diperoleh : t

=

14,696 psi x 77,577 cm + 0,318 (2 x 13700 psi x 0,85).(0,2 x 14,696 psi)

= 0,461 cm = 0,005 m Maka digunakan ketebalan = 5 mm OD = ID + ( 2 . t ) = 0,776 + (2 x 0,005) m = 0,785 m IDENTIFIKASI Nama alat

Decanter

Kode alat

DC-02

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Memisahkan crude nitrobenzene dengan bahan pencuci(NaOH) DATA DESAIN

297

Tipe

Vertical silinder drum

Settling velocity

0,012 m/s

Tutup atas

Elipsoidal

Tutup bawah

Kerucut

Temperatur

50 oC

Tinggi

1,552 m

Diameter

0,776 m

Residence time droplet

0,209 menit

Tekanan

1 atm

Bahan konstruksi

Stainless Steel

9.

DECANTER(DC-03) Fungsi : Memisahkan campuran nitroenzen dengan pengotor dan bahan pencuci (HNO3) Tipe

: Vertikal silinder drum

Gambar : D

Light liquid

DC-01 DC-03

h

Zt

Za Zi

1) Kondisi Operasi P = 1 atm T

= 50 oC

2) Fase Continue (Light liquid) Wc = 9265,776kg/jam ρc

= 441,350 kg/m3

Qc

= 20,994 m3/jam

= 0,3499 m3/s

μc

= 1,182 cP

= 0,0012 kg/m.s

3) Fase Disperse (Heavy liquid)

298

Wd

= 3,235 kg/jam

ρd

= 1495,284 kg/m3

Qd

= 0,002 m3/jam

= 0,0000 m3/s

μd

= 1,896 cP

= 0,0019 kg/m.s

4) Cek fase disperse

Qd   d . c   . Qc   c  d  θ = 0,0002



5) Desain decanter a. Settling velocity (Ud) Asumsi : dd = 150 μm = 0,000150 m

Ud 

Ud

d d2 .g.(  d   c ) 18. c =

(Pers. 10.7, Coulson VI)

(150 x10 6 ) 2 x 9,18 x (1495,284 - 441,350) 18 x 0,0012

= 0,0109346 m/s b. Volumetric flowrate continues phase (Lc) Lc = W c / ρc =

9265,776 kg / m 3 441,350 kg / m 3

= 20,994 m3/jam = 0,0058 m3/s c. Interphase of area ( ai) Lc Ai = Ud = 0,533 m2 d. Diameter Decanter ( Ddec) 0,5  Ai  r =    = 0,412 m Ddec

=2xr = 2 x 0,412 m

299

= 0,824 m e. Tinggi decanter (h) h = 2 x Ddec = 2 x 0,824 m = 1,649 m f. Dispersi Band (I) I = 10 % x h = 10 % x 1,649 m = 0,165 m g. Residence time of droplet ( tr) I tr = Ud = 15,076 s = 0,251 menit Check dd Ud

 Wd   1   1  x =   x   d   3600   Ai

  

= 0,000001 m/s = 0,001 mm/s dd

=(

Ud.18. c 0,5 ) g.(  d   c )

= 0,000005 m = 4,788 μm ddcheck memenuhi < dd asumsi, maka memenuhi syarat 6) Instalasi pipa Kecepatan fluida decanter ( v ) harus lebih kecil atau sama dengan 1 m / det (coulson hal. 348) a. Feed flow rate (Qr ) Qr

 1   Wd   Wc   = x   3600    d    c  = 0,006 m3 /s

b. Pipa area ( Ap)

300

Ap

=

Qr v

=

0,005 m 3 / s 1

= 0,006 m2 c. Pipe Diameter (Dp) 0,5  4 x Ap   Dp =     = 0,086 m = 3,394 in Maka digunakan pipa dengan ukuran sebagai berikut : IPS

= 5 in

SN

= 40

ID

= 5,047 in

OD

= 5,563 in

d. Menentukan kedalaman zat cair / light liquid take off (Zt) Zt = 0,9 x h = 1,539 e. Tinggi Interface (Zi) Zi = 0,5 x h = 0,855 m f. Kedalaman aliran limpan / heavy liquid take off (Zn) Zt  Zi x d  Z i Za =

c

= 1,391 m

7) Tebal dinding decanter (t) P.D t= C (2.S .E ).(0,2.P)

(Tabel 4, Peter)

Dengan : Tekanan design (P)

= 1 atm

= 14,696 psi

Diameter (D)

= 0,824 m

= 85,485 cm

301

Working stress allowable

= 13700 psi

Welding joint efficency

= 85 %

Tebal korosi

= 0,318 cm

Diperoleh : t

=

14,696 psi x 85,485 cm + 0,318 (2 x 13700 psi x 0,824).(0,2 x 14,696 psi)

= 0,470 cm = 0,005 m Maka digunakan ketebalan = 5 mm OD = ID + ( 2 . t ) = 0,855 + (2 x 0,005) m = 0,834 m IDENTIFIKASI Nama alat

Decanter

Kode alat

DC-03

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Memisahkan campuran nitrobenzen dengan pengotor dan bahan pencuci (HNO3) DATA DESAIN

Tipe

Vertical silinder drum

Settling velocity

0,011 m/s

Tutup atas

Elipsoidal

Tutup bawah

Kerucut

Temperatur

50 oC

Tinggi

1,649 m

Diameter

0,824 m

Residence time droplet 0,251 Tekanan

1 atm

Bahan konstruksi

Stainless steel

302

10. EJECTOR-01 (E-01) Fungsi : mengalirkan non condensable gas top output PC-01 a) Kondisi operasi Temperatur uap

=53,112 C

= 326,262 K

Temperature steam

= 280 C

= 553,15 K

Tekanan dalam

= 108,384 mmHg

= 0,143 atm

Tekanan luar ejector = 300 mmHg

= 0,395atm

Tekanan steam

= 760 mmHg

= 1 atm

Laju alir uap

= 6,926 kg/jam

b) Massa steam yang diperlukan Perbandingan massa steam :

= 0,107 Massa steam : W = Wuap x (W/Wa) W = 0,107 x 6,926 = 0,740 kg/jam c) Diameter ejector W total = 0,740 Kg + 6,926 Kg = 7,666 kg/jam ρ total = 0,362 kg/m3 Q

= 13,695 m3/jam

Dm

= 3,9 x (Q0,45) x (ρ0,13)

(bonnington,1976)

= 3,9 x (13,695,45) x (0,3620,13) = 7,738 in

= 19,654 cm

d) Diameter nozzle Dn = 0,38Dm = 0,38 x 19,654cm = 7,468 cm

(bonnington,1976)

303

e) Panjang ruang pencampuran Lm = 5,7Dm

(Blevins,1985)

= 5,7 x 19,654 cm = 112,027 cm f) Diffuser Ld = 7 Dm = 7 x 19,654 cm = 137,577 cm g) Spacing nozzle Ln = 0,8 Dn = 0,8 x 7,468 cm = 5,975 cm h) Panjang ejector Ltotal = Lm + Ld +Ln = 112,027 cm + 137,577 cm + 5,975 cm = 255,580 cm

IDENTIFIKASI Nama Alat EJECTOR-01 Alat Kode E-01 Tipe Steam jet ejector Jumlah 1 Bahan Stainless steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan non condensable gas dari PC-01 DATA DISAIN Temperatur 53,112

o

C

o

Temperatur steam

280

C

Tekanan

0,142

atm

Tekanan luar

0,394

atm

Tekanan steam

1

atm

Laju alir

6,925

Kg/jam

Laju alir steam

0,740

Kg/jam

Diameter

19,654

cm

304

Diameter nozzle Panjang ruang pencampuran Diffuser

7,468

cm

112,027

cm

137,577

cm

Spacing nozzle

5,974

cm

Panjang total 255,580 11. EJECTOR-02 (E-02) Fungsi : mengalirkan non condensable gas top output PC-02 a) Kondisi operasi Temperatur uap

=33,13 C

= 306,28 K

Temperature steam

= 280 C

= 553,15 K

Tekanan dalam

= 37,503 mmHg

= 0,049 atm

Tekanan luar ejector = 300 mmHg

= 0,3947atm

Tekanan steam

= 760 mmHg

= 1 atm

Laju alir uap

= 1,5858 kg/jam

cm

b) Massa steam yang diperlukan Perbandingan massa steam :

= 0,067 Massa steam : W = Wuap x (W/Wa) W = 0,067 x 1,5858 = 0,1066 kg/jam c) Diameter ejector W total = 0,1066 Kg + 1,586 Kg = 1,692 kg/jam ρ total = 0,375 kg/m3 Q

= 2,924 m3/jam

Dm

= 3,9 x (Q0,45) x (ρ0,13) = 3,9 x (2,9240,45) x (0,3750,13)

(bonnington,1976)

305

= 3,879 in

= 9,8533 cm

d) Diameter nozzle Dn = 0,38Dm

(bonnington,1976)

= 0,38 x 9,853cm = 3,7443 cm e) Panjang ruang pencampuran Lm = 5,7Dm

(Blevins,1985)

= 5,7 x 9,853 cm = 56,164 cm f) Diffuser Ld = 7 Dm = 7 x 9,853 cm = 68,973 cm g) Spacing nozzle Ln = 2 Dn = 2 x 3,744 cm = 7,488 cm h) Panjang ejector Ltotal = Lm + Ld +Ln = 56,164 cm + 68,973 cm + 7,488 cm = 132,63 cm = 1,32 m IDENTIFIKASI Nama Alat EJECTOR-02 Alat Kode E-02 Tipe Steam jet ejector Jumlah 1 Bahan Stainless steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan non condensable gas dari PC-02 DATA DISAIN Temperatur 33,130 Temperatur steam

280

Tekanan

0,049

o

C

o

C

atm

306

Tekanan luar

0,394

atm

Tekanan steam

1

atm

Laju alir

1,586

Kg/jam

Laju alir steam

0,107

Kg/jam

Diameter

9,853

cm

Diameter nozzle Panjang ruang pencampuran Diffuser

3,744

cm

56,164

cm

68,973

cm

Spacing nozzle

7,489

cm

Panjang total 132,625 12. Flash Evapoarator -01 (EV-01) Fungsi : Untuk mengkonsentrasikan katalis asam sulfat Bentuk

: Slinder horizontal

Bahan

: Stainless Steel 304 (SA-240)

Gambar

:

feed

Vapour

EV-01

Liquid

Data – data design : Tekanan (P)

: 0,151 atm

Temperatur (T)

: 121,179 OC

Wv

: 4.830,737 kg/jam

= 2,958 lb/s

Wl

: 96.900,713 kg/jam

= 59,342 lb/s

ρv

: 0,086 kg/m3

= 0,005 lb/ft3

ρl

: 1.849,000 kg/m3

= 115,400 lb/ft3

Perhitungan g) Vapour liquid separation factor

cm

307

= 0,137

Didapatkan nilai Kv = 0,390

(figure 5-1 L. Evans,1980)

Untuk kolom horizontal : Kh

= 1,25 Kv = 1,25 (0,390) = 0,488

h) Maximum design vapour velocity

= 71,376 ft/s i) Minimum vessel cross sectional area Qv = 549,567 ft3/s (A)min

= Qv / (Uv)max = (549,567 ft3/s ) / (71,376 ft/s) = 7,700 ft2

Untuk kolom horizontal : (Atotal)min

= (A)min / 0,2 = 7,700 / 0,2 = 38,498 ft2

(Evans,1980)

308

j) Diameter vessel

= 7,003 ft L

= 2,135 m

=3D =3 (7,003) = 21,009 ft

= 6,404 m

= (π . (D2) . L) /4

V

= (3,14 . (7,0032) . 21,009)/4 = 808,797 ft3 = 22,903 m3 k) Tebal tanki

keterangan : P = tekanan operasi

= 2,219 psi

r = jari – jari

= 42,018 in

S = working stress

= 10.500 psi

E = joint efficiency

= 0,850

C = toleransi korosi

= 0,125 in

Sehingga : t

= 0,135 in

l) Diameter total OD

= ID + (2t)

= 0,003 m

309

= 2,135 m + (2 . 0,003 m ) = 2,141 m Ringkasan hasil perhitungan IDENTIFIKASI Nama alat

Flash Evaporator

Kode alat

EV-01

Jumlah

1 Unit

Fungsi

Untuk mengkonsentrasikan asam sulfat DATA DESAIN

Tipe

Cylinder horizontal dengan ellipsoidal head

Temperatur

121,18

Tekanan

o

C

0,151 Atm

holding time

15,000 Menit DATA MEKANIK

Diameter

2,1345 M

panjang

6,4035 M

Tebal bahan konstruksi

0,0034 M

Bahan konstruksi

stainless steel 304 (SA-240)

13. FLASH EVAPORATOR – 02 (EV-02) Fungsi : Untuk mengkonsentrasikan katalis asam sulfat Bentuk

: Slinder vertikal

310

Bahan

: Stainless Steel 304 (SA-240)

Gambar

:

feed

Vapour

EV-02

Liquid

Data – data design : Tekanan (P)

: 0,053 atm

Temperatur (T)

: 121,179 OC

Wv

: 989,208 kg/jam

Wl

: 95.911,505 kg/jam

ρv

: 0,031 kg/m3

ρl

: 1.798,000 kg/m3

Perhitungan a) Vapour liquid separation factor

= 0,137 Didapatkan nilai Kv = 0,280

(figure 5-1 L. Evans,1980)

Untuk kolom horizontal : Kh

= 1,25 Kv = 1,25 (0,280) = 0,350

b) Maximum design vapour velocity

(Evans,1980)

311

= 84,513 ft/s c) Minimum vessel cross sectional area Qv = 314,513 ft3/s (A)min

= Qv / (Uv)max = (314,513ft3/s ) / (84,513 ft/s) = 3,722 ft2

Untuk kolom horizontal : (Atotal)min

= (A)min / 0,2 = 3,722 / 0,2 = 18,808 ft2

d) Diameter vessel

= 4,896 ft L

= 1,484 m

=3D =3 (4,896) = 14,606 ft

V

= 4,452 m

= (π . (D2) . L) /4 = (3,14 . (4,8962) . 14,606)/4 = 271,798 ft3 = 7,696 m3

e) Tebal tanki

312

keterangan : P = tekanan operasi

= 0,776 psi

r = jari – jari

= 29,213 in

S = working stress

= 10.500 psi

E = joint efficiency

= 0,850

C = toleransi korosi

= 0,125 in

Sehingga : t

= 0,128 in

= 0,003 m

f) Diameter total OD

= ID + (2t) = 1,484 m + (2 . 0,003 m ) = 1,490 m

Ringkasan hasil perhitungan IDENTIFIKASI Nama alat

Flash Evaporator

Kode alat

EV-02

Jumlah Fungsi

1 Unit Untuk mengkonsentrasikan asam sulfat DATA DESAIN

Tipe Temperatur Tekanan holding time

Cylinder horizontal dengan ellipsoidal head 121,18

o

C

0,05 Atm 5,500 Menit

313

DATA MEKANIK Diameter

1,4840 M

panjang

4,4520 M

Tebal bahan konstruksi

0,0032 M

Bahan konstruksi

stainless steel 304 (SA-240)

14. HEATER (H-01) Fungsi : Menaikkan temperatur mix acid sebelum masuk ke reaktor Tipe

: Double Pipe Heat Exchanger

Gambar :

Fluida Panas

Fluida Dingin

: Steam W1

= 853,024kg/jam

= 1.880,593lb/jam

T1

= 280oC

= 536oF

T2

= 280oC

= 536oF

: W2

= 104.782,604kg/jam = 231.005,825lb/jam

t1

= 30oC

t2

= 80oC

= 86 oF = 176 oF

Perhitungan: a. Beban Panas H-01 Q = 1316727,330kJ/jam = 1248034,982Btu/jam b. LMTD Fluida Panas (oF) 536,00 536,00

Suhu tinggi

Fluida Dingin (oF) 176,00

360,00

Suhu rendah

86,00

450,00

Selisih

90,00

-90,0

Selisih

314

LMTD =

c.

t 2  t1 = 403,328oF ln (t 2 / t1 )

Tc = 536,0 oF ; tc = 131 oF  Asumsi UD = 156 Btu/hr.ft2.oF 1248034,982 A = = 19,836ft2 156  403,328 Karena A< 200 ft2, maka dipilih HE jenis Double Pipe Heat Exchanger. 

Rencana Klasifikasi Data Pipa

Outer Pipe

Inner Pipe

IPS (in)

3,000

2,500

SN

40,000

40,000

OD (in)

3,500

2,880

ID (in)

3,068

2,469

a” (ft2/ft)

0,917

0,753

Hot Fluid (Steam) : Annulus a. Flow Area, aa D2 = 3,068= 0,256ft D1 = 2,880= 0,240ft aa = =

 (D22 – D12) 4

(Pers. 6.3)

 (0,256 2 – 0,2402) = 0,006ft2 4

Equivalent Diameter, De

D De =

2 2

 D1 D1

2

 = 0,256

b. Kecepatan Massa, Ga Ga = W/aa = 308502,615lb/hr.ft2 c.

Reynold number, Re Pada Tavg = 536,0oF μ = 0,028lb/hr ft



 0,240 2 = 0,032ft 0,240 2

315

Rea

= De.Ga/μ =

0,032  308502,615 = 146268,043 0,028

d. ho= 575,628Btu/hr.ft2.oF untuk kondensasi steam (pg.466,Kern)

Cold Fluid (air) : Inner Pipe a. Flow Area, ap D = 2,469in/12 = 0,206ft

 2 D 4

ap =

=

 (0,206)2 = 0,033ft2 4

b. Kecepatan Massa, Gp Gp = w/ap =

231005,825 = 6951420,912 lb/hr ft2 0,033

c. Reynold number, Re Pada Tavg = 131,0oF μ = 0,458lb/ft.hr Rep = D.Gp/μ =

0,206  6951420,912 = 1290424,458 0,458

d. JH = 400,000

(Fig. 24, Kern)

e. k = 0,097Btu/hr.ft2(oF/ft) cp = 0,420Btu/lb.oF

 c     k  f. hi

1

3

= 1,686

k  c  = JH   De  k 

1

3

      w 

0 ,14

= 317,701Btu/hr.ft2.oF g. Koreksi hi pada permukaan OD hio = hi x ID/OD

316

= 272,363Btu/hr.ft2.oF h. Clean Overall Coefficient, UC hioxho UC = = 184,884Btu/hr.ft2.oF hio  ho i. Design Overall Coefficient, UD 1 1   Rd U D UC

(Pers. 6.10)

Rd ditentukan 0,001 untuk masa service 1 tahun 1 1   0,001 U D 30,363

UD = 156,035Btu/hr.ft2.oF j. Required Length

Q = 19,831ft2 U D . t Dari tabel 11 Kern, untuk 2-in IPS standard pipe, external surface/foot A=

length = 0,753 ft Required length =

19,831 = 26,336ft 0,753

Diambil panjang 1 harpin = 20 ft Jumlah harpin yang dibutuhkan = 0,658 Maka dipakai 1 harpin 20 ft Actual Length

= 26,336ft

Actual Surface = L x a” = 26,336ft x 0,753ft2/ft = 19,831ft2 k. Actual Design Coefficient, UD UD = =

Q A. t

1248034,982 = 156,035Btu/hr.ft2.oF 19,831  403,328

l. Dirt Factor, Rd

317

Rd =

U C U D U C U D

= 0,001hr.ft2.oF/Btu PRESSURE DROP Hot Fluid : Annulus a. De’ = (D2 – D1) = 0,016 ft Rea = 146268,043 ƒ

= 0,0035 

0,264 (Re a) 0, 42

(Pers. 3.47b)

= 0,005 ρ b. Fa

= 19,214lb/ft3 =

4 fGa 2 L 2 g 2 De

= 10,963ft c.

G = 4,460ft/s 3600 

V

=

Fl

V 2   = 3 x = 3 x   2g 

Pa

=

 2260,029   2  32,2

2

  = 0,618ft 

( Fa  Fl )  144

= 1,545 psi Cold Fluid: Inner Pipe a.

Rep= 2811242,079 ƒ

= 0 ,0035 

0 , 264 (Re p ) 0 , 42

= 0,004 ρ

= 93,077lb/ft3

b. ΔFp =

4 fGp 2 L 2 g 2 D

(Pers. 3.47b)

318

= 14,403 ft Pp

Fp .  144

=

= 9,310 psi

IDENTIFIKASI Nama alat

Heater-01

Kode alat

H-01

Jumlah

1 Unit

Fungsi

Untuk menaikan suhu asam campuran menuju MP-02 DATA DESAIN

Tipe

Double Pipe Heat Exchanger

Jumlah hairpin

3 Buah 19,831 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

156,035 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

184,884 Btu/jam.ft2.oF

ANNULUS IPS

3,000

SN

40,000

ID

3,500

OD

3,068 0,917

a” ΔPa

1,545

INNER PIPE in

IPS

2,500

SN

40,000

in

ID

2,880

in

in

OD

2,469 0,753

in

ft2

a”

psi

ΔPp

9,310

Dirt Factor

in

ft2 psi

0,001

Bahan konstruksi

Stainless Steel 304 (SA-240)

15. HEATER-02 (H-02) Fungsi : Menaikkan temperatur input EV-01 Tipe

: Shell and Tube Heat Exchanger

Gambar

:

Aliran inlet Tube

Shell

319

Fluida Panas

: Saturated Steam

Fluida Dingin

W

= 5.969,119 kg/hr

= 13.159,640 lb/hr

T1

= 280 oC

= 536 oF

T2

= 280 oC

= 536 oF

: Umpan w

= 101.731,450 kg/hr = 224.279,189 lb/hr

t1

= 90,844 oC

= 195,519 oF

t2

= 121,179 oC

= 250,123 oF

Perhitungan design sesuai dengan literatur pada Donald Q. Kern (1965). a. Beban Panas H-01 Q = 9.213.932,509 kJ/hr = 8.733.250,864 Btu/hr b. LMTD Fluida Panas (oF) 536 536

Suhu tinggi

Fluida Dingin (oF) 250,123

285,877

Suhu rendah

195,519

340,481

Selisih

LMTD =

t 2  t1 = 312,384 oF ln (t1 / t 2 )

Ft

= 0,930

t

= 290,517 oF

Selisih

54,603

(Pers. 5.14, Kern) (Fig.18, Kern)

320

c.

Temperatur Rata-rata Tc = 536 oF ; tc = 222,821 oF



Asumsi UD = 100 Btu/hr.ft2.oF 9.213.932,509 A = = 279,568 ft2 100  312,384

(Tabel 8, Kern)

Karena A > 200 ft2, maka digunakan Shell & Tube Heat Exchanger 

Rencana Klasifikasi - Tube Side (Cold Fluid) Panjang tube (L) = 12 ft Outside Diameter (OD) = 1 in BWG

= 16

Pass

=2

a”

= 0,2618 ft2/lin ft A = L x a"

Jumlah tube, Nt

=

279,568 12  0,2618

= 88,989 dari tabel.9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan adalah Nt 

= 89

Corrected Coefficient, UD A = Nt x L x a'' = 279,602 ft2 UD =

Q A .Δt

UD = 99,988

(Nilai UD sudah mendekati UD asumsi)

karena nilai Ud perhitungan mendekati dengan nilai Ud asumsi, maka data untuk shell : - Shell side (Hot Fluid) ID

= 17,25 inch

Baffle Space (B = ID/2)

= 8,625 inch

Pass

=1

Pt

=1,25 in triangular pitch

(Tabel 9, Kern)

321

Fluida Panas : Tube Side, Saturated Steam a. Flow Area/tube, a’t a’t = 0,594 in2

(Tabel 10, Kern)

at = Nt.a’t /144 x n

(Pers. 7.48, Kern)

=

89  0,594 = 0,367 ft2 144  1

b. Laju Alir, Gt Gt = W/at = c.

13.159,640 = 35.845,120 lb/hr.ft2 0,367

Bilangan Reynold, Ret Pada Tavg = 536 oF μ

= 0,019 cp

= 0,047 lb/ft hr

ID

= 0,870 inch

= 0,073 ft

D

= 0,073 ft

(Tabel 10, Kern)

Ret = D.Gt/ μ =

0,073 35.845,120 = 55.268,780 0,047

d. Dengan L/D = 165,517 diperoleh Jh = 185 e. Nilai hi Pada Tavg

(Fig.24, Kern)

= 536 oF

Cp

= 8,578 Btu/lb.oF

k

= 0,024 Btu/hr ft.oF

 c.    = 16,905  k   k   Cp   hi  J H      D  k 

1/ 3

      w 

0 ,14

    Koreksi viskositas diabaikan, karena   w 

0 ,14

=1

322

 0,024  1/ 3 = 185    16,905  0,073 

hi

= 156,110 Btu/hr ft2 oF

hio

= hi x ID/OD

(Pers. 6.5, Kern)

= 156,110 x 0,87 /1 = 135,815 Btu/hr.ft2.oF

Fluida Dingin: Shell Side, Umpan a. Flow Area, as as = ID x C’B/144 PT

(Pers.7.1, Kern)

ID = Diameter dalam shell

= 17,250 in

B = Baffle spacing

= 8,625 in

Pt = tube pitch

= 1,250 in

C’ = Clearance

= Pt – OD

= 1,250 – 1 as =

= ¼ in

17,250  0,25  8,625 = 0,207 ft2 144 1,25

b. Laju Alir, Gs Gs = w/as =

(Pers. 7.2, Kern)

224.279,189 = 1.085.358,648 lb/hr.ft2 0,207

c. Bilangan Reynold, Res tavg = 222,821 oF Cp

= 57,070 Btu/lb.oF

k

= 0,101 Btu/hr ft.oF

μ

= 6,244 Cp

 Cp.     k  De

1

= 15,110 lb/ft hr

3

= 20,357

= 0,770 inch = 0,064 ft

(Fig.28, Kern)

323

Res

=

GS D



= 4.608,976 jH

= 36

(Fig.28, Kern)

d. Nilai ho Koreksi viskositas diabaikan karena tidak significant, maka diperoleh : ho

= jH . (k/De). (Cpμ/k)1/3

(Pers. 6.28, Kern)

= 1.156,959 Btu / hr ft2 oF e. Clean Overall Coefficient, UC hio  ho UC = = 121,547 Btu/hr.ft2.oF hio  ho

(Pers. 6.38, Kern)

f. Dirt Factor, Rd U U D Rd = C = 0,002 hr.ft2.oF/Btu U C U D

(Pers. 6.13, Kern)

PRESSURE DROP Tube Side 1) Faktor friksi s

Untuk NRe = 0,0003

= 55.268,780 (Fig 26, Kern)

= 1,000

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t = 0,001 psi

2) ΔPt

=

3) V2 / 2g ΔPr

= 0,001 = ( 4n/s ) ( V2/2g )

(Fig 27, Kern)

= 0,008 psi ΔPT

= 0,009 psi

Shell Side 1) Faktor Friksi Re = 4.608,976 f

= 0,003

2) Number of cross, (N + 1)

(Fig.29, Kern)

324

N+1

= 12 L / B

(Pers.7.43, Kern)

= 200,348 Ds

= ID / 12 = 1,438 ft

s

= 1,722

ΔPs

=

fGs 2 Ds( N  1) 5,22  1010 Desf s

(Pers. 12.47,Kern)

= 0,176 psi

Ringkasan perhitungan IDENTIFIKASI Nama alat

Heater-02

Kode alat

H-02

Jumlah

1 unit

Fungsi

Untuk menaikan suhu input EV-01 DATA DESAIN

Tipe

Shell and tube heat exchanger 279,602 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

99,988 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

121,547 Btu/jam.ft2.oF

SHELL SIDE

TUBE SIDE

ID

17,250

in

Nt

89

Baffle Space

8,625

in

L

12

ft

Pass

1

OD

1

in

ΔPs

0,176

BWG

16

Pitch

1,25

Pass

2

ΔPt

0,009

Dirt Factor Bahan konstruksi 16. Heater -03 (H-03)

psi

triangular

psi

0,002 stainless steel 304 (SA-240)

325

Fungsi

: Menaikkan temperatur umpan KD-01

Tipe

: Shell and Tube Heat Exchanger

Gambar

:

Aliran inlet Tube

Head

Shell

Rear End Aliran outlet

Fluida Panas

Water in

: Saturated Steam W

Fluida Dingin

= 1.016,551 kg/hr o

= 2.241,109 lb/hr

T1

= 280 C

= 536 oF

T2

= 280 oC

= 536 oF

: Umpan w

= 9.265,776 kg/hr

= 20.427,516 lb/hr

t1

= 52,421 oC

= 126,359 oF

t2

= 152,965 oC

= 307,337 oF

Perhitungan design sesuai dengan literatur pada Donald Q. Kern (1965). a. Beban Panas H-01 Q = 1.569.148,473 kJ/hr = 1.487.287,566 Btu/hr b. LMTD Fluida Panas (oF) 536 536

Selisih

Suhu tinggi

Fluida Dingin (oF) 307,337

Suhu rendah

126,359

409,64

Selisih

LMTD =

t 2  t1 = 310,408 oF ln (t1 / t 2 )

228,7

-180,98

(Pers. 5.14, Kern)

326

Ft

= 0,930

t

(Fig.18, Kern) o

= 288,680 F

c. Temperatur Rata-rata Tc = 536 oF ; tc = 216,848 oF 

Asumsi UD = 20 Btu/hr.ft2.oF 1.487.287,566 A = = 239,5695 ft2 20  310,408

(Tabel 8, Kern)

Karena A > 200 ft2, maka digunakan Shell & Tube Heat Exchanger 

Rencana Klasifikasi - Tube Side (Cold Fluid) Panjang tube (L) = 12 ft Outside Diameter (OD) = 1 in BWG

= 16

Pass

=2

a”

= 0,2618 ft2/lin ft A = L x a"

Jumlah tube, Nt

=

239,5695 12  0,2618

= 76,26 dari tabel.9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan adalah Nt 

= 77

Corrected Coefficient, UD A = Nt x L x a'' = 241,903 ft2 UD =

Q A .Δt

UD = 19,81

(Nilai UD sudah mendekati UD asumsi)

karena nilai Ud perhitungan mendekati dengan nilai Ud asumsi, maka data untuk shell :

327

- Shell side (Hot Fluid) ID

= 15,25 inch

Baffle Space (B = ID/2)

= 7,625 inch

Pass

=1

Pt

=1,25 in triangular pitch

(Tabel 9, Kern)

Fluida Panas : Tube Side, Saturated Steam a. Flow Area/tube, a’t a’t = 0,594 in2

(Tabel 10, Kern)

at = Nt.a’t /144 x n

(Pers. 7.48, Kern)

=

77  0,594 = 0,318 ft2 144  1

b. Laju Alir, Gt Gt = W/at =

c.

2241,109 = 7.055,834 lb/hr.ft2 0,318

Bilangan Reynold, Ret Pada Tavg = 536 oF μ

= 0,019 cp

= 0,047 lb/ft hr

ID

= 0,870 inch

= 0,073 ft

D

= 0,073 ft

(Tabel 10, Kern)

Ret = D.Gt/ μ =

0,073 7.055,83 = 10.879,230 0,047

d. Dengan L/D = 165,517 diperoleh Jh = 40 e. Nilai hi Pada Tavg

= 536 oF

Cp

= 8,578 Btu/lb.oF

k

= 0,024 Btu/hr ft.oF

(Fig.24, Kern)

328

 c.    = 16,905  k   k   Cp   hi  J H      D  k 

1/ 3

      w 

0 ,14

    Koreksi viskositas diabaikan, karena   w 

0 ,14

=1

 0,024  1/ 3 = 40    16,905  0,073 

hi

= 33,753 Btu/hr ft2 oF

hio

= hi x ID/OD

(Pers. 6.5, Kern)

= 33,753 x 0,87 /1 = 29,365 Btu/hr.ft2.oF

Fluida Dingin: Shell Side, Umpan a. Flow Area, as as = ID x C’B/144 PT

(Pers.7.1, Kern)

ID = Diameter dalam shell

= 15,250 in

B = Baffle spacing

= 7,625 in

Pt = tube pitch

= 1,250 in

C’ = Clearance

= Pt – OD

= 1,250 – 1 as =

= ¼ in

15,250  0,25  7,625 = 0,162 ft2 144 1,25

b. Laju Alir, Gs Gs = w/as =

20.427,516 = 126.484,807 lb/hr.ft2 0,162

c. Bilangan Reynold, Res tavg = 216,848 oF

(Pers. 7.2, Kern)

329

Cp

= 44,430 Btu/lb.oF

k

= 0,075 Btu/hr ft.oF

μ

= 1,376 Cp

 Cp.     k 

1

= 3,329 lb/ft hr

3

= 12,507

De

= 0,770 inch = 0,064 ft

Res

=

(Fig.28, Kern)

GS D



= 2.437,328 jH

= 30

(Fig.28, Kern)

d. Nilai ho Koreksi viskositas diabaikan karena tidak significant, maka diperoleh : ho

= jH . (k/De). (Cpμ/k)1/3

(Pers. 6.28, Kern)

= 438,890 Btu / hr ft2 oF

e. Clean Overall Coefficient, UC hio  ho UC = = 27,524 Btu/hr.ft2.oF hio  ho

(Pers. 6.38, Kern)

f. Dirt Factor, Rd U U D Rd = C = 0,0142 hr.ft2.oF/Btu U C U D

(Pers. 6.13, Kern)

PRESSURE DROP Tube Side 1) Faktor friksi s

Untuk NRe = 0,0003 = 1,000

= 10.879,230 (Fig 26, Kern)

330

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t = 0,00005 psi

2) ΔPt

=

3) V2 / 2g ΔPr

= 0,001 = ( 4n/s ) ( V2/2g )

(Fig 27, Kern)

= 0,008 psi ΔPT

= 0,008 psi

Shell Side 1) Faktor Friksi Re = 2.437,328 f

= 0,003

(Fig.29, Kern)

2) Number of cross, (N + 1) N+1 = 12 L / B

(Pers.7.43, Kern)

= 226,62 Ds

= ID / 12 = 1,271 ft

s

= 1,132

ΔPs

=

fGs 2 Ds( N  1) 5,22  1010 Desf s

(Pers. 12.47,Kern)

= 3,645 psi

IDENTIFIKASI Nama alat

Heater-03

Kode alat

H-03

Jumlah

1 unit

331

Fungsi

Untuk menaikan suhu temperature input KD-01 DATA DESAIN

Tipe

Shell and tube heat exchanger 121,18 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

19,81 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

27,524 Btu/jam.ft2.oF

SHELL SIDE

TUBE SIDE

ID

15,250

in

Nt

77

Baffle Space

7,625

in

L

12

ft

Pass

1

OD

1

in

ΔPs

3,645

BWG

16

Pitch

1,25

Pass

2

ΔPt

0,008

psi

Dirt Factor

triangular

psi

0,014

Bahan konstruksi

stainless steel 304 (SA-240)

17. EXCHANGER- 01 (HE- 01) Fungsi : Menaikkan temperatur umpan KD-01 Tipe

: Shell and Tube Heat Exchanger

Gambar

:

Aliran inlet Tube

Shell

332

Fluida Panas

: Saturated Steam

Fluida Dingin

W

= 1.016,551 kg/hr

= 2.241,109 lb/hr

T1

= 280 oC

= 536 oF

T2

= 280 oC

= 536 oF

: Umpan w

= 9.265,776 kg/hr

= 20.427,516 lb/hr

o

t1

= 52,421 C

= 126,359 oF

t2

= 152,965 oC

= 307,337 oF

Perhitungan design sesuai dengan literatur pada Donald Q. Kern (1965). a. Beban Panas H-01 Q = 1.569.148,473 kJ/hr = 1.487.287,566 Btu/hr b.

LMTD Fluida Panas (oF) 536 536

Selisih

Suhu tinggi

Fluida Dingin (oF) 307,337

Suhu rendah

126,359

409,64

Selisih

LMTD =

t 2  t1 = 310,408 oF ln (t1 / t 2 )

Ft

= 0,930

t

= 288,680 oF

c.

Temperatur Rata-rata

228,7

-180,98

(Pers. 5.14, Kern) (Fig.18, Kern)

333

Tc = 536 oF 

; tc = 216,848 oF

Asumsi UD = 20 Btu/hr.ft2.oF 1.487.287,566 A = = 239,5695 ft2 20  310,408

(Tabel 8, Kern)

Karena A > 200 ft2, maka digunakan Shell & Tube Heat Exchanger 

Rencana Klasifikasi - Tube Side (Cold Fluid) Panjang tube (L) = 12 ft Outside Diameter (OD) = 1 in BWG

= 16

Pass

=2

a”

= 0,2618 ft2/lin ft A = L x a"

Jumlah tube, Nt

=

239,5695 12  0,2618

= 76,26 dari tabel.9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan adalah Nt 

= 77

Corrected Coefficient, UD A = Nt x L x a'' = 241,903 ft2 UD =

Q A .Δt

UD = 19,81

(Nilai UD sudah mendekati UD asumsi)

karena nilai Ud perhitungan mendekati dengan nilai Ud asumsi, maka data untuk shell : - Shell side (Hot Fluid) ID

= 15,25 inch

Baffle Space (B = ID/2)

= 7,625 inch

Pass

=1

(Tabel 9, Kern)

334

Pt

=1,25 in triangular pitch

Fluida Panas : Tube Side, Saturated Steam a. Flow Area/tube, a’t a’t = 0,594 in2

(Tabel 10, Kern)

at = Nt.a’t /144 x n

(Pers. 7.48, Kern)

=

77  0,594 = 0,318 ft2 144  1

b. Laju Alir, Gt Gt = W/at =

c.

2241,109 = 7.055,834 lb/hr.ft2 0,318

Bilangan Reynold, Ret Pada Tavg = 536 oF μ

= 0,019 cp

= 0,047 lb/ft hr

ID

= 0,870 inch

= 0,073 ft

D

= 0,073 ft

(Tabel 10, Kern)

Ret = D.Gt/ μ =

0,073 7.055,83 = 10.879,230 0,047

d. Dengan L/D = 165,517 diperoleh Jh = 40 e. Nilai hi Pada Tavg

(Fig.24, Kern)

= 536 oF

Cp

= 8,578 Btu/lb.oF

k

= 0,024 Btu/hr ft.oF

 c.    = 16,905  k   k   Cp   hi  J H      D  k 

1/ 3

      w 

0 ,14

335

    Koreksi viskositas diabaikan, karena   w 

0 ,14

=1

 0,024  1/ 3 = 40    16,905  0,073 

hi

= 33,753 Btu/hr ft2 oF

hio

= hi x ID/OD

(Pers. 6.5, Kern)

= 33,753 x 0,87 /1 = 29,365 Btu/hr.ft2.oF Fluida Dingin: Shell Side, Umpan a. Flow Area, as as = ID x C’B/144 PT

(Pers.7.1, Kern)

ID = Diameter dalam shell

= 15,250 in

B = Baffle spacing

= 7,625 in

Pt = tube pitch

= 1,250 in

C’ = Clearance

= Pt – OD

= 1,250 – 1 as =

= ¼ in

15,250  0,25  7,625 = 0,162 ft2 144 1,25

b. Laju Alir, Gs Gs = w/as =

(Pers. 7.2, Kern)

20.427,516 = 126.484,807 lb/hr.ft2 0,162

c. Bilangan Reynold, Res tavg = 216,848 oF Cp

= 44,430 Btu/lb.oF

k

= 0,075 Btu/hr ft.oF

μ

= 1,376 Cp

 Cp.     k 

1

3

= 12,507

= 3,329 lb/ft hr

336

De

= 0,770 inch = 0,064 ft

Res

=

(Fig.28, Kern)

GS D



= 2.437,328 jH

= 30

(Fig.28, Kern)

d. Nilai ho Koreksi viskositas diabaikan karena tidak significant, maka diperoleh : ho

= jH . (k/De). (Cpμ/k)1/3

(Pers. 6.28, Kern)

2o

= 438,890 Btu / hr ft F

e. Clean Overall Coefficient, UC hio  ho UC = = 27,524 Btu/hr.ft2.oF hio  ho

(Pers. 6.38, Kern)

f. Dirt Factor, Rd U U D Rd = C = 0,0142 hr.ft2.oF/Btu U C U D

(Pers. 6.13, Kern)

PRESSURE DROP Tube Side 4) Faktor friksi s

Untuk NRe = 0,0003

= 10.879,230

= 1,000

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t = 0,00005 psi

5) ΔPt

=

6) V2 / 2g ΔPr

= 0,001 = ( 4n/s ) ( V2/2g ) = 0,008 psi

ΔPT

(Fig 26, Kern)

= 0,008 psi

(Fig 27, Kern)

337

Shell Side 3) Faktor Friksi Re = 2.437,328 f

= 0,003

(Fig.29, Kern)

4) Number of cross, (N + 1) N+1 = 12 L / B

(Pers.7.43, Kern)

= 226,62 Ds

= ID / 12 = 1,271 ft

s

= 1,132

ΔPs

=

fGs 2 Ds( N  1) 5,22  1010 Desf s

(Pers. 12.47,Kern)

= 3,645 psi IDENTIFIKASI Nama alat

Exchanger-01

Kode alat

HE-01

Jumlah

1 unit Untuk menukar panas output R-01 dengan input EV-

Fungsi

01 DATA DESAIN

Tipe

Shell and tube heat exchanger

Actual surface area

1.023,182 ft2

Actual design coefficient, Ud

250 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

287,604 Btu/jam.ft2.oF

SHELL SIDE

TUBE SIDE

ID

23,25

in

Nt

196

Baffle Space

11,625

in

L

20

ft

Pass

1

OD

1

in

ΔPs

2,571

BWG

12

Pitch

1,25

psi

triangular

338

Pass

2

ΔPt

0,061

Dirt Factor

psi

0,002

Bahan konstruksi

stainless steel 304 (SA-240)

18. KOLOM DESTILASI-01 (KD-01) Fungsi : Untuk memisahkan nitrobenzena dari komponen campuran yang lebih ringan (air dan benzene) Tipe

: Single Cross Flow Sieve Tray Tower

Gambar : CD-02

ACC-01

D

KD-01

F

RB-01

B

A.

Perencanaan Kolom Komposisi feed masuk pada buble point, T =152,9650C dan P = 1,093 atm Komponen

Pi

Xi

Ki = Pi / P

Yi = Xi . Ki

H2O

3.856,222

0,001

4,642

0,004

C6H6

4.623,867

0,149

5,566

0,832

C6H5NO2

159,908

0,849

0,193

0,163

C6H4N2O4

4,896

0,001

0,006

0,000

Total

1,000

Trial temperatur Dew Point pada top, T = 82,4900C dan P = 1,015 atm Komponen H2O

Kmol/Jam 0,076

Yi 0,006

Ki = Pi / P 0,509

Xi = Yi / Ki 0,012

C6H6

11,907

0,993

1,056

0,941

C6H5NO2

0,007

0,001

0,012

0,047

C6H4N2O4

0,000

0,000

0,000

0,000

Total

11,990

1,000

1,0000

339

Trial temperatur Buble Point pada bottom, T = 218,4780C dan P = 1,2 atm Komponen H2O

Kmol/Jam 0,000

Xi 0,000

Ki = Pi / P 18,496

Yi = Xi*Ki 0,000

C6H6

0,001

0,000

15,714

0,000

C6H5NO2

67,608

0,999

1,001

1,000

C6H4N2O4

0,059

0,001

0,081

0,000

Total

67,668

1,000

1,000

B. Desain Kolom Destilasi 1) Relatif Volatilitas,  Key component : Light key

: C6H6

Heavy key

: C6H5NO2

 avg   D x  B 0.5

D 

Kl  87,539 Kh

B 

Kl  15,705 Kh

…………. Pers 8.11 Ludwig

 avg  37,079 2) Jumlah Minimum Stage  X   X   Log  Lk  .  Hk    X Hk  D  X Lk  B  Nm  (Pers. Fenske 5.118 Van winkle) Log  avg  0,993   0,999  Log   .   0,001   0,000  Nm  Log 37,079

Nm = 5,098

stage

3) Reflux Ratio Minimum Digunakan Persamaan 9.135 Trayball untuk mencari nilai reflux minimum.

340

   avg . X LD 1  X LD 1 Rm   .   1  X LF   avg 1  X LF

   1 

(Pers 9.135 Treyball)

  37,079 x 0,993 1  0,993  1   1 Rm   .   0,149 1  0,149   37,079  1 

Rm = 0,237 4) Mencari Refluks Ratio R = L/D R

= 1,5 Rm

R

= 1,5 (0,237) = 0,356

Nm = 5,098 Berdasarkan pada grafik 5.18 hal 243, Van Winkle (Gilland Correlation) didapatkan nilai refluks ratio sebesar 0,650 sehingga : N  Nm  0,650 N 1 N  5,098  0,650 N 1

N – 5,098

= 0,650 N + 0,650

0,350N = 5,748 N

= 16,424 Stage 17 stage

Jadi, Jumlah stage teoritis = 17 stage 5) Feed Tray Location Feed tray location ditentukan dengan metode Kirkbride, yaitu :  B X Log m/p = 0,206 log   .  hk  D   X lk 

   X lk B  .    F   X hk D

   

2

 8.333,427   0,849  = 0,206 log   .   932,350   0,149  F

= -0,292 m/p

= 0,510

  (Pers 7.7 Van winkle)  

  0,000  2  .      0,047    

341

Nact

=m + p = 0,510 p + p = 1,510 p

p

= Nact / 1,510 = 14 / 1,510 = 5,550 = 6

m

= Nact - p

= 17 - 6

= 11

Keterangan : m = Rectifying section p = Stripping section Jadi, feed masuk pada stage ke 7 dari puncak kolom destilasi–01 (KD-01) C. Perencanaan Sieve Tray 1) Menentukan Flow rate pada kolom Rectifying D = 932,350 kg/jam L = R.D = 332,009 kg/jam = 0,092 kg/detik V = L+D = 1.264,358 kg/jam = 0,351 kg/det 2) Desain Sieve Tray dengan Down Comer a) Vapor Mass flowrate, V = 0,351 kg/det Densitas vapor,  V

= 2,704 kg/m3

(pers 2.86 Perry)

Volumetrik Flowrate, QV = 0,130 m3/det b) Liquid Mass flowrate, L Densitas liquid,  L

= 0,092 kg/det = 987,8 kg/m3

(pers 5.1-1 felder)

Volumetrik Flowrate, QL = 0,0001 m3/det 3)

Flow Parameter FLV

=

(Pers 11.82 Coulson)

342

= = 0,014 D. Diameter kolom, Dc Liquid –Vapour Flow Factor (FLV) FLV

=

LW VW

V L

(Coulson. Eq.11.82)

= 0,014 Ditentukan tray spacing = 0,3 m Sehingga dari grafik 11.27

buku Chemical Engineering, vol. 6, Coulson

didapat nilai konstanta K1 = 0,061 Koreksi untuk tegangan permukaan

K1 *

    =  20 

0, 2

K1

 0,020  =    0.02 

0, 2

0,061

= 0,070 Kecepatan Flooding (uf ) uf

= K1 *

 L  V V

(Coulson. Eq.11.81)

= 1,334 m/s 

Desainuntuk 70 % flooding padamaksimum flow rate ( u ) 

u

= 0,70 . uf = 0,70 .1,334m/s

(Coulson. p.472) = 0,934 m/s

Maksimumlajualir volumetric (Uvmaks) Uvmaks

=

V V . 3600

=

1.234,358 kg/jam 2,704kg / m 3 . 3600

= 0,130 m3/s

(Coulson. p.472)

343

Net area yang dibutuhkan (An) An

=

U V maks

(Coulson. p.472)



u

0,130 m 3 / s 0,934 m / s

=

= 0,139 m2 Cross sectional area dengan 12 % downcomer area (Ac) Asumsi diambil sebesar 12 % berdasarkan rekomendasi pada buku Chemical Engineering, vol. 6, Coulson, p. 568 Ac

=

An 1 0,12

(Coulson. p.472)

0,139 m 2 = 1  0,12 = 0,158 m2 Diameter kolom (Dc) Dc

=

4 Ac 3,14

=

4 (0,158 m 2 ) 3,14

(Coulson. p.472)

= 0,449 m E. Desain plate Diameter kolom (Dc)

= 0,449 m

Luas area kolom (Ac) Ac

Dc 2 . 3,14 = 4

(Coulson. p.473)

(0,499) 2 . 3,14 = 4 = 0,158 m2 Downcomer area (Ad) Ad

= persen down comer x Ac = 0,12 (0,158 m2)

(Coulson. p.473)

344

= 0,032 m2 Net area (An) An

= Ac – Ad = 0,158 m2 - 0,032 m2 = 0,126 m2

Active area (Aa) Aa

= Ac – 2 Ad 2

(Coulson. p.473) 2

= 0,158 m – 2 (0,032 m ) = 0,095 m2 Hole area (Ah) Ditetapkan 10% dari Aa berdasarkan rekomendasi pada buku Chemical Engineering, vol. 6, Coulson, p. 568 Ah

= 10 % . Aa = 0,1 (0,095 m2) = 0,009 m2

Nilai weir length (Iw) Ditentukandari figure 11.31, Coulson vol 6 Ordinat =

0,032 m 2 Ad 100 x 100 = Ac 0,158 m 2

Absisnya =

Iw = 0,840 Dc

= 20

Sehingga : Iw

= Dc . 0,84 = 0,499m . 0,84 = 0,377 m

Penentuan nilai weir height (hw), hole diameter (dh), dan plate thickness, (nilai ini sama untuk kolom atas dan kolom bawah) Weir height (hw)

= 40 mm

Hole diameter (dh)

= 8 mm

Plate thickness

= 5 mm (untuk carbon steel)

F. Pengecekan

345

1) Check weeping Maximum liquid rate (Lm,max) Lm,max

=

L 3600

=

332,009 kg/jam 3600

= 0,092 kg/det

Minimum liqiud rate (Lm,min) Minimum liquid rate pada 70 % liquid turn down ratio Lm,min

= 0,7 Lm, max

(Coulson. p.473)

= 0,7 (0,092 kg/det) = 0,065 kg/det

Weir liquid crest (how) 2

how

 Lm  = 750     l Iw 

how,maks

 Lm, maks  = 750     l Iw 

3

(Coulson. Eq.11.85) 2

3

  0,092 kg / det = 750   3  987 kg / m x 0,377 m 

2

3

= 2,958 mm liquid how,min

 Lm, min  = 750    l Iw 

2

3

 0,065 kg / det  = 750   3  987 kg / m x0,377 m  = 2,332 mm liquid Pada rate minimum hw + how

= 40 mm + 2,332 mm = 42,332 mm

2

3

346

Dari figure 11.30 Coulson ed 6 K2

= 29,800

Minimum design vapour velocity (ŭh) Ŭh

=

K 2  0,90 25,4  dh (Coulson. Eq.11.84) 1  V  2

= 8,599 m/s Actual minimum vapour velocity (Uv,min actual) Uv,min actual = =

min imum vapour rate (Couldson..Eq.11.84) Ah

0,7 x0,246 0,009

= 9,587 m/s 2) Plate pressure drop Jumlah maksimum vapour yang melewati holes (Ǚh) Ǚh

=

Uv, maks Ah

Ǚh

=

0,130 0,009

= 13,696 m/s Dari figure 11.34 Coulsoned 6, untuk :

Plate thickness hole diameter

= 0,625

Ah Ap

=

Ah x 100 Ap

Ah = 0,1 Aa

= 10

Sehinggadidapatnilai Orifice coeficient (Co) = 0,84 Dry plate drop (hd) 2

hd

   Uh  = 51   V (Coulson..Eq.11.88)  Co   L   = 46,554 mm liquid

(Coulson..p.473)

347

Residual head (hr) hr

=

12,5 .10 3 L

(Coulson..Eq.11.89)

= 12,654 mm liqiud Total pressure drop (ht) ht

= hd + (hw + how) + hr

ht

= 46,554 + 42,332 + 12,654

ht

= 101,541 mm liquid

(J.M.Couldson..p.474)

Ketentuan bahwa nilai ht harus lebih besar dari 100 mm liquid telah terpenuhi. (Coulson, p.474). 3) Downcomer liquid backup Down comer pressure loss (hap)(Coulson..p.577) hap = hw – (10 mm) = (40 – 10) mm = 30 mm Area under apron (Aap) Aap

= hap . Iw = 30 x 10-3 . 0,377 m = 0,011 m2

Karena nilai Aap lebih kecil dari nilai Ad, maka nilai Aap yang digunakan pada perhitungan head loss di downcomer (hdc) Head loss in the downcomer (hdc) hdc

 Lm, max  = 166     L Aap 

2

(Coulson..Eq.11.92)

= 0,011mm Back up di downcomer (hb) Hb

= (hw + how) + ht + hdc = 143,884 mm= 0,144 m

(Coulson..p.474)

348

Hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2=

0,17 m.

Ketentuan bahwa nilai hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2, telah terpenuhi. (Coulson..p.474) 4) tr

Check resident time (tr) Ad hb  L = (Couldson..Eq.11.95) Lm, maks = 48,718 s

Ketentuan bahwa nilai tr harus lebih besar dari 3 s, telah terpenuhi. 5) Check Entrainment Persen flooding actual. uv

=

Uv maks An

(Couldson..p.474)

= 1,027 m/s % flooding

=

uv x100 uf

(Coulson..p.474)

= 77,000 % Untuknilai FLV = 0,014 dari figure 11.29 Coulson p.475 didapatnilaiψ = 0,099. G. Trial plate layout Digunakan plate type cartridge, dengan 50 mm unperforted strip mengelilingi pinggir plate dan 50 mm wide calming zones. Dari figure 11.32 Coulson ed 6 pada

Iw = 0,84 Dc

Di dapat nilai θC = 104o Sudut subtended antara pinggir plate dengan unperforated strip (θ) θ

= 180 - θC

(Coulson..p.475)

= 180 – 104 = 76o Mean length, unperforated edge strips (Lm) Lm

   = Dc  hw x 3,14    180  = 0,542 m

Area of unperforated edge strip (Aup)

(Coulson..p.475)

349

Aup Aup

= hw . Lm

(Couldson..p.475)

-3

= 40 x 10 . 0,542

= 0,022 m

2

Mean length of calming zone (Lcz) Lcz

  = ( Dc  hw) sin C   2 

(Couldson..p.475)

= 0,322 m Area of calming zone (Acz) Acz

= 2 (Lcz . hw)

(Coulson..p.475)

= 0,026 m2 Total area perforated (Ap) Ap

(Coulson..p.475)

= Aa – (Aup + Acz) = 0,095 – (0,022+ 0,026) = 0,047 m2

Dari figure 11.33 Coulson ed 6 di dapat nilai Ip/dh = 2,2 untuk nilai Ah/Ap = 0,2. Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh) Aoh

dh 2 = 3,14 4 = 3,14

(Couldson..p.475)

(5 x10 3 ) 2 4

= 0,000 m2 Jumlah holes =

Ah Aoh

Jumlah holes =

0,332 0,000

= 188,766 = 189 holes

H. Ketebalan minimum kolom bagian atas. Ketebalandindingbagian head, thead

(Couldson..p.475)

350

t=

P.Da  Cc 2.S .E j  0,2.P

(PetersTabel.4 Hal 537)

Ketebalan dinding bagian silinder, tsilinder t=

P.ri  Cc S .E j  0,6.P

(Peters Tabel.4 Hal 537)

Keterangan : t

= tebal dinding,

P = tekanan desain top

=1,015 atm

D = diameter

= 0,449 m

r

= 0,224 m

= jari-jari

S = tekanan kerja yang diizinkan

= 1332,346 atm

E = efisiensi pengelasan

= 0,85 (spot examined)

Cc = korosi yang diizinkan

= 0,02 m

a) Tebal dinding silinder : t

=

P r  CC S  E - 0,6  P = 0,090m = 9 cm

b) Tebal dinding ellipsoidal head : t

=

PD  CC 2S  E - 0,2  P

= 0,079 m = 7,902 cm Sehingga : OD = ID + 2tsilinder = 0,449 m + 2 (0,090m) = 0,453 m 2) Desain kolom bagian bawah (Striping section) A. Data fisik untuk rectifying section q = 1

351

L '  L 

q

=

(Treyball, Eq.9.126)

V’

= V  ( q 1 ) F

L’

= F + L

F

(Treyball, Eq.9.127)

= 10.335,838 kg/jam = 2,871 kg/det V’

= V = 2.002,412 Kg/jam

B. Diameter kolom a) Liquid –Vapour Flow Factor (FLV) L V FLV = W VW  L FLV

=

10.335,838 kg/jam 2.002,412 kg/jam

(Couldson. Eq.11.82) 2,704 987,8

= 0,270 Ditentukan tray spacing = 0,3 m. Dari figure 11.27

bukuChemical Engineering, vol. 6, Coulson

didapatnilaikonstanta K1 = 0,045 Koreksiuntukteganganpermukaan K1 *

  =    20 

0, 2

 0,021  =    20 

K1 0, 2

0,045

= 0,044

b) Kecepatan Flooding (uf )  L  V uf = K1 * V = 0,831 m/s

(Coulson. Eq.11.81)

352



c) Desain untuk 80 % flooding padamaksimum flow rate ( u ) 

u

= 0,70 . uf

(Coulson. p.472)

= 0,70 . 0,831 m/s = 0,582 m/s d) Maksimum volumetric flow rate (Uvmaks) V Uvmaks = (Coulson. p.472) V . 3600 = 0,206m3/s e) Net area yang dibutuhkan (An) U maks An = V  u =

(Coulson. p.472)

0,206 m 3 / s 0,582 m / s

= 0,353 m2 Cross section area dengan 12 % downcormer area (Ac) Asumsi diambil sebesar 12 % berdasarkan rekomendasi pada buku Chemical Engineering, vol. 6, Coulson, p. 568 Ac

=

An 1 0,12

=

0,353 m 2 1  0,12

(Coulson. p.472)

= 0,402 m2 Maka Diameter kolom (Dc) Dc

=

4 Ac 3,14

=

4 (402m 2 ) 3,14

(J M.Couldson. p.472)

= 0,715 m C. Desain plate a) Diameter kolom (Dc) b) Luas area kolom (Ac)

= 0,715 m

353

Ac

=

Dc 2 . 3,14 4

(Coulson. p.473)

(0,715) 2 . 3,14 = 4 = 0,402 m2 c) Downcomer area (Ad) Ad = persenmdown comer x Ac

(Coulson. p.473)

= 0,2 (0,402 m2) = 0,080 m2 d) Net area (An) An = Ac – Ad = 0,402 m2 - 0,080 m2 = 0,321 m2 e) Active area (Aa) Aa = Ac – 2 Ad

(Coulson. p.473)

= 0,402 m2 – 2 (0,080 m2) = 0,241 m2 Hole area (Ah) ditetapkan 10% dari Aa berdasarkan rekomendasi pada buku Chemical Engineering, vol. 6, Coulson, p. 568 Ah

= 10 % . Aa = 0,1 . 0,241 m2 = 0,024 m2

Nilai weir length (Iw) ditentukandari figure 11.31, Coulson ed 6 Ordinat

=

Ad x 100 Ac

= 20

Absis

=

Iw Dc

= 0,84

Sehingga : Iw

= Dc . 0,84 = 0,601 m

Penentuan nilai weir height (hw) , hole diameter (dh), dan plate thickness, (nilai ini sama untuk kolom atas dan kolom bawah)

354

Weir height (hw)

= 40 mm

(Coulson. p.571)

Hole diameter (dh)

= 8 mm

(Coulson. p.573)

Plate thickness

= 5 mm

(Coulson. p.573)

D. Pengecekan a) Check weeping  Maximum liquid rate (Lm,max) L Lm,max = (Coulson. p.473) 3600 = 2,871 kg/det  Minimum liqiud rate (Lm,min) Minimum liquid rate pada 70 % liquid turn down ratio Lm,min

= 0,7 Lm, max

(Coulson. p.473)

= 0,7 (2,871 kg/det) = 2,010 kg/det  Weir liquid crest (how) 2

how

 Lm  = 750     l Iw 

how,maks

 Lm, maks  = 750     l Iw 

3

(Coulson. Eq.11.85) 2

3

= 21,452 mm liquid how,min

 Lm, min  = 750     l Iw 

2

3

= 16,912 mm liquid Pada rate minimum hw + how

= 40 mm + 16,912 mm = 56,912 mm

Dari figure 11.30 Coulson ed 6 K2

= 30,20

 Minimum design vapour velocity (ŭh) K 2  0,90 25,4  dh (Coulson. Eq.11.84) Ŭh = 1  V  2

355

=

30,20  0,90 25,4  5 2,704 12

= 8,842 m/s  Actual minimum vapour velocity (Uv,min actual) min imum vapour rate Uv,min actual = (Coulson..Eq.11.84) Ah = 5,975m/s  Jadi minimum operating rate harusberada diatasnilai weep point. E. Plate pressure drop  Jumlah maksimum vapour yang melewati holes (Ǚh) Uv, maks Ǚh = (Couldson..p.473) Ah = 8,536 m/s  Dari figure 11.34 Coulson ed 6, untuk : Plate thicness = 0,625 hole diameter

Ah Ah = Ap Aa

= 0,1

Ah x 100 Ap

= 10

Sehinggadidapatnilai Orifice coeficient (Co) = 0,84  Dry plate drop (hd) 2

hd

   Uh  = 51   V  Co   L  

(Coulson..Eq.11.88)

= 18,085 mm liquid  Residual head (hr) 12,5 .10 3 hr =

L

=

12,5 .10 3 987,7

= 12,654 mm liquid

(Coulson..Eq.11.89)

356

 Total pressure drop (ht) ht = hd + (hw + how) + hr

(Coulson..p.474)

= 87,651 mm liquid Ketentuan bahwa nilai ht harus lebih besar dari 75 mm liquid telah terpenuhi. (Coulson..p.474) F. Downcomer liquid backup  Downcomer pressure loss (hap) hap = hw – 10 mm (Coulson..p.477) = 40 – 10 = 30 mm  Area under apron (Aap) Aap = hap . Iw

(Coulson..p.474)

-3

= 30 x 10 . 0,601 = 0,018 m2 Karena nilai Aap lebih kecil dari nilai Ad, maka nilai Aap yang digunakan pada perhitungan head loss di downcomer (hdc)  Head loss in the downcomer (hdc) hdc

 Lm, max  = 166     L Aap 

2

(Coulson..Eq.11.92)

= 4,316 mm  Back up di downcomer (hb) hb = (hw + how) + ht + hdc

(Coulson..p.474)

= 148,880 mm = 0,149 m G. Check resident time (tr) Ad hb  L tr = Lm, maks

(Coulson..Eq.11.95)

= 4,115 s Ketentuanbahwanilaitrharuslebihbesardari 3 s , telahterpenuhi H. Check Entrainment  Persen flooding actual. Uv maks uv = An = 0,640 m/s

(Coulson..p.474)

357

% flooding =

uv x 100 uf

(Coulson..p.474)

= 77 Untuknilai FLV = 0,270 dari figure 11.29 Coulson ed 6Didapatnilaiψ = 0,064. Ketentuan bahwa nilai ψ harus lebih kecil dari 1, telah terpenuhi. (Coulson..p.475) I. Trial plate layout Digunakan plate type cartridge, dengan 50 mm unperforted strip mengelilingi pinggir plate dan 50 mm wide calming zones.  Dari figure 11.32 Coulson ed 6 pada Di dapat nilai θC = 93o

Iw = 0,840 Dc

 Sudut subtended antara pinggir plate dengan unperforated strip (θ) θ = 180 - θC (Coulson..p.475) = 180 – 93 = 87o  Mean length, unperforated edge strips (Lm)    Lm = Dc  hw x 3,14    180 

(Coulson..p.475)

= 1,205 m  Area of unperforated edge strip (Aup) Aup = hw . Lm

(Coulson..p.475)

= 40 x 10-3 x1,205 m = 0,041 m2  Mean length of calming zone (Lcz)   Lcz = ( Dc  hw) sin  C   2 

 93  = (0,715  0,04) sin  2 = 0,490 m  Area of calming zone (Acz)

(Coulson..p.475)

358

Acz

= 2 (Lcz . hw)

(Coulson..p.475)

= 2 x (0,041 m x 0,04 m) = 0,039 m2  Total area perforated (Ap) Ap = Aa – (Aup + Acz)

(Couldson..p.475)

= 0,241 – (0,041 + 0,039) = 0,161m2 Dari figure 11.33 Coulson ed 6 di dapat nilai Ip/dh = 2,4 untuk nilai Ah/Ap = 0,150.  Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh) Aoh

dh 2 = 3,14 4 = 3,14

(Coulson..p.475)

(8 x10 3 ) 2 4

= 0,000 m2 Jumlah holes =

Ah Aoh

(Coulson..p.475)

= 479,659 = 480 holes J. Ketebalan minimum kolombagianbawah. Keterangan : t

= tebal dinding

P

= tekanan desain

=1,2 atm

D

= diameter

= 0,715 m

r

= jari-jari, in

= 0,358 m

S

= tekanan kerja yang diizinkan

= 1332,346 atm

E

= efisiensi pengelasan

= 0,85 (spot examined)

Cc

= korosi yang diizinkan

= 0,02 m

a) Tebal dinding silinder : t

=

Pr  CC S  E - 0,6  P

359

= 0,003 m

b) Tebal dinding ellipsoidal head : t

=

PD  CC 2S  E - 0,2  P

= 0,079 m OD

= ID + 2tsilinder = 0,715 + 2(0,003) = 0,720 m

3) Preasure Drop Kolom Destilasi -01 Rectifying (Prectifying) = 101,541 mm liquid = 990,057 Pa Stripping (PStripping)

= 87,651 mm liquid = 854,631 Pa

Total Preasure Drop

= [N1. Tray spacing1 + N2. Tray spacing2] = 5,550 x 990,057 Pa + 10,874 x 854,631 Pa = 14.787,885 Pa = 0,146 atm

4) Tinggi Kolom Destilasi -01 H = [N1. Tray spacing1 + N2. Tray spacing2] = 5,550 x 0,3 m + 10,874 x 0,3 m = 4,927 m Hebawah= tinggi tutup ellipsoidal bawah = ¼ x ID = ¼ x 0,715 m = 0,179 m Heatas = tinggi tutup ellipsoidal atas = ¼ x ID = ¼ x 0,445 m = 0,112 m Ht

= H + Hebawah + Heatas = 4,927 m + 0,179 m + 0,112 m

360

= 5,218 m 5) Ringkasan perhitungan Nama Alat Alat Kode Jenis Jumlah Operasi Fungsi

Tekanan

IDENTIFIKASI Kolom destilasi nitrobenzene KD-01 Tray Column 1 buah Kontinyu Tempat memisahkan nitrobenzene dari benzene dan air DATA DISAIN Top Bottom 1,0150 atm 1,2000 atm

Temperatur

82,4898

O

C

218,4778

O

C

KOLOM Tinggi kolom Diameter Tray spacing Jumlah tray Tebal silinder Tebal head Material

5,2181 Top 0,4487 m 0,3000 m 6 buah 2,2942 mm 79,0196 mm

m Bottom 0,7153 m 0,3000 m 11 buah 2,5487 mm 79,0369 mm Carbon Steel

PELAT Top

Bottom

Downcomer area

0,0316 m2

0,0803 m2

Active area

0,0948 m2

0,2410 m2

Hole Diameter

8,0000 mm

8,0000 mm

Hole area Tinggi weir Panjang weir Tebal pelat Pressure drop per tray Tipe aliran cairan Desain % flooding Jumlah hole

0,0095 m

2

40,0000 mm 0,3769 m 5,0000 mm 101,5406 mm liquid Single pass 77,0000 % 189 Buah

0,0241 m2 40,0000 mm 0,6008 m 5,0000 m 87,6513 mm liquid Single pass 77,0000 % 480 buah

361

19. PARTIAL CONDENSOR-01 (PC-01) Fungsi : Mengkondensasikan sebagian Top Output EV-01 Tipe

: Shell and Tube Heat Exchanger

Gambar :

A.

B.

Fluida Panas 1) Produk Keluaran EV-01 W = 4.830,737 kg/jam

= 10.649,939 lb/jam

T1 = 121,179 oC

= 250,123 oF

T2 = 53,112 oC

= 127,601 oF

Fluida Dingin 1) Refrigerant w

= 7.938,307 kg/jam o

= 17.500,950 lb/jam

t1

= 33 C

= 27,40oF

t2

= 33oC

= 27,40oF

C. Perhitungan Desain Perhitungan design sesuai dengan literatur pada buku Kern. 1) Beban Panas PC-01 Q = 10.864.445,927 kJ = 10.297.658,647 Btu 2) LMTD Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin (oF)

Selisih

250,123

Suhu tinggi

27,40

277,523

127,601

Suhu rendah

27,40

155,001

Selisih LMTD (ΔT) =

T2 - T1 ln( T2 /T1 )

= 210,348 oF 3) Tc dan tc

122,521 (Kern, 1965)

362

Tc = 188,862 oF = 27,40 oF

tc c)

Asumsi,UD = (Kern, 1965)

2o

75Btu / jam ft F A=

Q = 652,737 ft2 (U D .T )

Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE jenis Shell and Tube Heat Exchanger. d) Rencana Klasifikasi a” = 0,262 ft2/lin ft Jumlah tube, Nt =

=

A L x a" 652,737 16  0,262

= 155,829 Pada tabel 9 Kern, jumlah tube yang memenuhi adalah 156 Shell Side ID = 19,25 in B = 9,625 in Passes = 1 D.

Tube Side Number and Length = 51 and 19,685 ft OD, BWG, Pitch = 1in, 16, 11/4-in tri Passes = 1

FluidaDingin : Tube Side, Refrigerant Flow area dalam tube (a’t)= 0,594 inch2 (Kern, 1965) 2) Total flow area (at) = Nt x a’t / 144 x n (Kern, 1965) 156 x 0,594 = = 0,644ft2 144 x 1 1)

3)

Lajualir, Gt =

=

W at

17.500,950 = 27.196,503lb/ hr. ft2 0,644

4) Bilangan Reynold, Ret Pada Tc = 188,862 oF μ

= 0,593 lb/ft jam

D

= 0,870/12 = 0,073 ft

(Kern, 1965)

363

Ret = =

De .Gt

 0,073 x 27.196,503 0,073

= 3.324,240 5) Dengan L/D jH

= 220,690, diperoleh = 15

6)

Nilai hi, pada Tc = 188,862 oF Cp = 20,660 Btu/lb. oF k

(Kern, 1965)

= 0,354 Btu/ft. oF. jam

 k   Cp .    hi = jH    D  k 

1/ 3

    w 

0,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak significant, maka didapat : hi

= 238,597 Btu / hr. ft2oF

 ID    OD 

hio = hi 

(Kern, 1965)

 0,870   = 207,580 Btu / hr. ft2oF 1  

= 238,597  E.

FluidaPanas : Shell Side 1) Flow area pada shell (as) ID x C" x B  as = (144 Pt )

(Kern, 1965)

= 0,257 ft2 2) Laju alir massa dalam shell, Gs W Gs= as = (10.649,939/0,257) = 41.385,495 lb/hr.ft2 3) Bilangan Reynold, Res= D x Gs / µ Pada Tc = 188,862 oF Cp

= 8,216 Btu/lb.oF

k

= 0,015 Btu/lb.oF

(Kern, 1965)

364

μ

= 0,022 lb/ft . jam

De

= 0,77 inch= 0,064 ft

Res==

GS D



=

(Kern, 1965)

41.385,495  0,064 = 121.132,871 0,022

jH = 280

(Kern, 1965) 1

 c.  3  8,216 x 0,022     = 0,015  k   

1

3

= 2,298 4)

Koefisien Perpindahan Panas, ho Koreksi viskositas diabaikan karena tidak significant, maka diperoleh : ho = jH . (k/D). (cμ/k)1/3

(Kern, 1965)

= 148,494 Btu / jam ft2oF 5) Clean Overall Coefficient, Uc Uc =

=

hio x ho hio  ho

(Kern, 1965)

207,580 x 148,494 207,580  148,494

= 86,567 Btu / jam ft2oF

6) Design Overall Coefficient, UD External surface/ft, a” = 0,3271 ft A

= a” x L x Nt = 0,262 x 16x 156 = 653,453 ft2

UD

=

10.297.658,647 Q = A  t 653,453  210,348

7) Dirt Factor, Rd U UD Rd = c U c .U D

=

= 74,918 Btu/hr.ft2.oF

86,567 - 74,918 86,567 x 74,918

(Kern, 1965)

= 0,002 F. PRESSURE DROP 15.F.1. Tube Side 1) Untuk NRe = 3.324,240 Faktor friksi = 0.0004 s

= 0,674

ΔPt

=

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t

(Kern, 1965)

365

= 0,002 psi V2 / 2g

= 0.001 ΔPr

(Kern, 1965)

= ( 4n / s ) ( V2 / 2g ) = 0,006 psi

ΔPT

= ΔPt + ΔPr = 0,008 psi

2) Shell Side a) Faktor Friksi Re = 121.132,871 f

= 0,002

(Kern, 1965)

b) Number of cross, (N + 1) N+1 = 12 L / B

(Kern, 1965)

= 239,377 Ds

= ID / 12 = 1,604 ft

s

= 0,991

ΔPs

=

fGs 2 Ds( N  1) 5,22  1010 Desf s

(Kern, 1965)

= 0,357 psi IDENTIFIKASI Nama alat

Partial condenser-01

Kode alat

PC-01

Jumlah

1 unit

Fungsi

Untuk mengkondensasi sebagian uap dari top EV-01 DATA DESAIN

Tipe

Shell and tube heat exchanger

366

653,453 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

74,918 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

86,567 Btu/jam.ft2.oF

SHELL SIDE

TUBE SIDE

ID

19,25

In

Nt

156

Baffle Space

9,625

In

L

19,685

ft

Pass

1

OD

1

in

ΔPs

3,645

BWG

16

Pitch

1,25

Pass

2

ΔPt

0,008

Psi

Dirt Factor Bahan konstruksi

: Shell and Tube Heat Exchanger

Gambar :

A.

Fluida Panas 1) Produk Keluaran EV-02

psi

0,002 stainless steel 304 (SA-240)

20. PARTIAL CONDENSOR (PC-02) Fungsi : Mengkondensasikan sebagian Top Output EV-02 Tipe

triangular

367

W = 989,208 kg/jam

= 250,123 oF

C

= 91,635

T1 = 121,179

B.

C

o

T2 = 33,130

= 2.180,828 lb/jam

o

o

F

Fluida Dingin 1) Refrigerant w

= 1.624,202 kg/jam

= 3.580,749 lb/jam

t1

= 33 oC

= 27,40 oF

t2

= 33 oC

= 27,40 oF

C. Perhitungan Desain Perhitungan design sesuai dengan literatur pada buku Kern. 4) Beban Panas PC-01 Q = 2.222.899,342 kJ = 2.106.932,907 Btu 5) LMTD Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin (oF)

Selisih

250,123

Suhu tinggi

27,40

277,523

91,635

Suhu rendah

27,40

119,035

Selisih LMTD (ΔT) =

T2 - T1 ln( T2 /T1 )

158,488 (Kern, 1965)

= 187,230 oF 6) Tc dan tc Tc = 170,879 oF tc

= 27,40 oF

e)

Asumsi,UD = (Kern, 1965)

2o

40 Btu / jam ft F A=

Q = 281,329 ft2 (U D .T )

Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE jenis Shell and Tube Heat Exchanger. f) Rencana Klasifikasi a” = 0,262 ft2/lin ft Jumlah tube, Nt =

A L x a"

368

=

281,329 16  0,262

= 53,730 Pada tabel 9 Kern, jumlah tube yang memenuhi adalah 54 Shell Side ID = 12 in B = 6 in Passes = 1 D.

Tube Side Number and Length = 51 and 20 ft OD, BWG, Pitch = 1 in, 16, 11/4-in tri Passes = 1

Fluida Dingin : Tube Side, Refrigerant 7) Flow area dalam tube (a’t) = 0,594 inch2 (Kern, 1965) 8) Total flow area (at) = Nt x a’t / 144 x n (Kern, 1965) 54 x 0,594 = = 0,223 ft2 144 x 1 9)

Lajualir, Gt =

=

W at

3.580,749 = 16.075,190 lb/ hr. ft2 0,223

10) Bilangan Reynold, Ret Pada Tc = 170,879 oF μ

= 0,219 lb/ft jam

D

= 0,770/12 = 0,064 ft

Ret = =

(Kern, 1965)

De .Gt

 0,064 x 21.808,278 0,073

= 6.385,972 11) Dengan L/D jH

= 275,862 , diperoleh =8

12) Nilai hi, pada Tc = 170,879 oF Cp = 20,660 Btu/lb. oF k

= 0,354 Btu/ft. oF. jam

(Kern, 1965)

369

 k   Cp .    hi = jH    D  k 

1/ 3

    w 

0,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak significant, maka didapat : hi

= 127,252 Btu / hr. ft2oF

 ID    OD 

hio = hi 

(Kern, 1965)

 0,870   =  1 

= 127,252  E.

110,709 Btu / hr. ft2oF

Fluida Panas : Shell Side 8) Flow area pada shell (as) ID x C" x B  as = (144 Pt )

(Kern, 1965)

= 0,1 ft2 9) Laju alir massa dalam shell, Gs W Gs = as

(Kern, 1965)

= (2.180,828 /0,1) = 21.808,278 lb/hr.ft2 10) Bilangan Reynold, Res= D x Gs / µ Pada Tc = 170,879 oF Cp

= 8,265 Btu/lb.oF

k

= 0,015 Btu/lb.oF

μ

= 0,219 lb/ft . jam

De

= 0,77 inch = 0,064 ft

Res=

=

jH

= 280

 c.     k 

1

3

GS D



=

(Kern, 1965)

21.808,278  0,064 = 6.385,972 0,219

 8,265 x 0,219  =  0,015  

(Kern, 1965) 1

3

= 4,967 11) Koefisien Perpindahan Panas, ho Koreksi viskositas diabaikan karena tidak significant, maka diperoleh :

370

ho = jH . (k/D). (cμ/k)1/3

(Kern, 1965) 2o

= 64,902 Btu / jam ft F 12) Clean Overall Coefficient, Uc Uc =

hio x ho hio  ho

(Kern, 1965)

110,709 x 64,902 110,709  64,902

=

= 40,916 Btu / jam ft2oF

13) Design Overall Coefficient, UD External surface/ft, a” = 0,3271 ft A

= a” x L x Nt = 282,744

UD =

Q 2.106.932,907 = 282,744  210,348 A  t

14) Dirt Factor, Rd U UD Rd = c U c .U D

=

40,916 - 39,800 40,916 x 39,800

= 39,800 Btu/hr.ft2.oF

(Kern, 1965)

= 0,001 F. PRESSURE DROP Tube Side 1) Untuk NRe Faktor friksi

= 1.964,877 = 0.00046

s

= 0,674

ΔPt

=

(Kern, 1965)

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t

= 0,001 psi V2 / 2g

= 0.001

ΔPr

= ( 4n / s ) ( V2 / 2g ) = 0,006 psi

ΔPT

= ΔPt + ΔPr = 0,007 psi

2) Shell Side c) Faktor Friksi

(Kern, 1965)

371

Re

= 6.385,972

f

= 0,002

(Kern, 1965)

d) Number of cross, (N + 1) N+1 = 12 L / B

(Kern, 1965)

= 4890 Ds

= ID / 12 = 1 ft

s

= 0,991

ΔPs

=

fGs 2 Ds( N  1) 5,22  1010 Desf s

(Kern, 1965)

= 0,124 psi IDENTIFIKASI Nama alat

Partial condenser-02

Kode alat

PC-02

Jumlah

1 unit

Fungsi

Untuk mengkondensasi sebagian uap dari top EV-02 DATA DESAIN

Tipe

Shell and tube heat exchanger 282,744 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

39,8 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

40,916 Btu/jam.ft2.oF

SHELL SIDE ID

12

TUBE SIDE In

Nt

54

372

Baffle Space

6

In

Pass

1

ΔPs

0,124

Psi

Dirt Factor

L

20

ft

OD

1

in

BWG

16

Pitch

1,25

Pass

2

ΔPt

0,007

triangular

psi

0,001

Bahan konstruksi

stainless steel 304 (SA-240)

14. POMPA-01 (P-01) Fungsi

: Mengalirkan bahan baku asam sulfat menuju mixing point (MP-01)

Tipe

: Centrifugal pump

Bahan Konstruksi : Steinless Steel Gambar

:

Data Desain Temperatur, T

: 30 C

Flowrate, ms

: 97530,3456 kg/jam = 215017,6430 lb/jam

Densitas fluida, 

: 1.812,0000 kg/m3

= 113,1195 lb/ft3

Viskositas,

: 22,3400 cp

= 54,0628 lb/ft hr

373

Tekanan uap, Puap

: 0,0638 mmHg

Faktor keamanan, f

: 15 %

= 0,0012 psi

= 0,1777 lbf/ft2

1. Kapasitas Pompa, Qf mf = (1+ f ) x ms = (1 + 0,15) x 215017,6430 lb/jam = 247270,2895 lb/jam = 4121,1715 lb/min Qf = =

mf

 4121,1715 lb/min 113,1195 lb/ft 3

= 0,2014 ft3/sec = 0,6072 gal/min

2. Menentukan Ukuran Pipa Diameter Pipa Untuk aliran turbulent yang mempunyai range viskositas 0,02 – 20 cp maka digunakan rumus diameter dalam optimum pipa Dopt = 3,9 Qf 0,45 x 0,13

….. Peter hal 256

= 3,9 x (0,2014 ft3/sec)0,45 x (113,1195 lb/ft3) 0,13 = 5,7613 in Dari tabel 10-18 Properties of steel pipe, Perry's chemical Engineers' Handbook, hal 10-72 – 10-74, dimensi pipa yang digunakan adalah :  Untuk Suction Pipe

IPS

: 3 in

= 0,25 ft

SN

: 40ST, 40S

ID

: 3,068 in

= 0,2557 ft

OD

: 3,5 in

= 0,2917 ft

Ls

:4m

= 13,1234 ft

a”

: 0,0513 ft2

= 7,3872 in2

 Untuk Discharge Pipe

374

IPS

: 2,5 in

SN

: 40ST, 40S

= 0,2083 ft

ID

: 2,469 in

= 0,2058 ft

OD

: 2,875 in

= 0,2396 ft

Ld

: 15 m

= 49,2126 ft

a”

: 0,03322 ft2

= 4,7837 in2

3. Perhitungan Pada Suction a. Suction friction loss Suction velocity, Vs

= =

Qf a"

0,6072 ft 3 /sec 0,0513 ft 2

= 11,8363 ft/sec = 42610,5594 ft/jam

11,8363

ft/s = 2 . 32,1740 ft .lb / lbf .s

V2 2 gc

2

= 2,1772 ft. lbf/lb

Reynold Number, NRe =

=

D .V . 

 0,2557 ft . 42610,5594 ft / jam . 113,1195 lb / ft 3 54,0628 lb / ft . hr

= 22794,5040 Material yang digunakan untuk konstruksi pipa adalah “Commercial Steel Pipe” Dari figure 14-1. Fanning friction factors for long straight pipes. Peter, hal 482, diperoleh : Equivalent roughness,  = 0,00015 ft

 D

=

0,00015 ft 0,2557 ft

375

= 0,0006 Pada NRe = 80142,2447 dan ε/D = 0,0006, dari figure 14-1. Fanning friction factors for long straight pipes. Peter, hal 482, diperoleh : fanning factor, f = 0,006

b. Skin friction loss, Hfs

H

fs



2 f  L V 2 x D 2.g c

….Pers. pada Tabel 14-1, Peter hal

484

Equivalent length dari fitting dan valve diperoleh dari Tabel II.1 Alat Industri Kimia, Prof. Dr. Ir. Syarifuddin Ismail, hal 35 : Elbow 90o std

: 32

Gate valve

:7

Tee

: 90

jadi eq. length dari fitting dan valve

= 2 elbow 90o std + 1 gate valve = 2 (32) + 1 (7) = 71

L

= Ls + (Lfitting . ID) = 13,1234 ft + (71 x 0,2557 ft) = 31,2757 ft

Maka :

H

fs



2 f  L V 2 x D 2.g c

=

2  0,006  31,2757 ft  = 2,1772 ft . lbf / lb 0,2058 ft

= 3,9714 ft. lbf/lb

c. Sudden Contraction Friction Loss, Hfc

376

H

fc



Kc V 2  2α 2.gc

...Pers. pada Tabel 14-1, Peter hal 484

Dimana : Kc = 0,4 (1,25 – A2 / A1) A1 = Luas penampang 1

(A1 >>> A2)

A2 = Luas penampang 2,

= 0,0513 ft2

 = 1 untuk aliran turbulent A2/ A1 diabaikan karena luas A1 sangat besar dibandingkan dengan luas A2 Maka : Kc

= 0,4 (1,25) = 0,5

H

fc



0,5  = 0,5443 ft . lbf / lb 2 1

= 0,5443 ft. lbf/lb

d. Fitting dan Valve Friction Loss, Hff

V2 H Kf x ff 2 gc

….Pers. II.7, Syarifuddin

nilai Kf diperoleh dari Tabel II.2 Alat Industri Kimia, Prof. Dr. Ir. Syarifuddin Ismail, hal 35 : Elbow 90o std

: 0,9

Gate valve

: 0,2

jadi nilai Kf

= 2 elbow 90o std + 1 gate valve = 2 (0,9) + 1 (0,2) =2

V2 H Kf x ff 2 gc = 4,3544 ft . lbf/lb

e. Total Suction Friction Loss, Hf suc

377

Hf suc = Hfs + Hfc + Hff

= (3,9714 + 0,5443 + 4,3544) ft . lbf/lb = 8,8700ft. lbf/lb f. Suction Head, Hsuc D

A

VP-01

T-01

C B

P-01

Suction head, H suc : Pa  Pb





2 2 g Za  Zb  Va Vb  Hf gc 2 g

Za

=1m

= 3,2808 ft

Zb

=0m

= 0 ft (reference)

Static suction, Zs

= Za – Zb

= 3.2808 ft

g/gc

= 1 lbf/lb

Static suction, head, Hs

=

g Za  Zb gc

= 1 lbf/lb x 3,2808 ft = 3,2808 ft. lbf/lb Pressure head, Hp : Pa Pa



= 1 atm =

= 14,6960 psi = 2116,2168 lbf/ft2

2116,2168 lbf/ft 2 113,1195 lb/ft 3

= 18,7078 ft. lbf/lb Velocity head, Hv Va – Vb = 0 Hv

= 0 ft. lbf/lb

378

Maka :

Pb

=

 Pb

Pa



+

g Va 2  Vb 2 - Hf ( Za  Zb) + gc 2 g

= 18,7078 ft. lbf/lb + 33,2808,2808 ft. lbf/lb - 8,8700 ft. lbf/lb



= 13,1186 ft. lbf/lb Pb = 13,1186 lbf/ft2 = 0,0911psi

g. Net Positive Suction Head (NPSH) Vapor Pressure Corection, Hp uap Hp uap

=

=

Puap



0,1777 lbf/ft 2 = 0,0016 ft . lbf/ lb 113,1195 lb/ft 3

Total NPSH

= Hsuc - Hp uap = (13,1186 - 0,0016 ) f t . lbf/ lb = 13,1170 ft . lbf/ lb

4. Perhitungan Pada Discharge a. Discharge friction loss Discharge velocity, Vd =

Qf a"

0,6072 ft 3 /sec = 0,0332 ft 2 = 18,2782 ft/sec = 65801,3755 ft/jam

V2 2 gc

=

18,2782 ft/s2 2 . 32,1740 ft .lb / lbf .s

379

= 5,1919 ft. lbf/lb

Reynold Number, NRe =

D .V . 



0,2058 ft . 21823,5649 ft/jam .65,4869 lb / ft 3 = 2,9524 lb / ft . hr = 99596,7058 Material yang digunakan untuk konstruksi pipa adalah “Commercial Steel Pipe” Dari figure 14-1. Fanning friction factors for long straight pipes. Peter, hal 482, diperoleh : Equivalent roughness,  = 0,00015 ft

 D

=

0,00015 ft 0,2058 ft

= 0,0007 Pada NRe = 99596,7058 dan ε/D = 0,0007, dari figure 14-1. Fanning friction factors for long straight pipes. Peter, hal 482, diperoleh : fanning factor, f = 0,005

b. Skin friction loss, Hfs

H

fs



2 f  L V 2 x D 2.g c

….Pers. pada Tabel 14-1, Peter hal 484

Equivalent length dari fitting dan valve diperoleh dari Tabel II.1 Alat Industri Kimia, Prof. Dr. Ir. Syarifuddin Ismail, hal 35 : Elbow 90o std

: 32

Gate valve

:7

Jadi equivalent length dari fitting dan valve

= 2 elbow 90o std + 1 gate

valve = 2 (32) + 1 (7) = 71

380

L

= Ls + (Lfitting . ID) = 49,2126 ft + (71 x 0,2058 ft) = 63,8209 ft

Maka :

H

fs



2 f  L V 2 x D 2.g c

=

2  0,005  63,8209 ft  5,1919 ft . lbf / lb 0,2058 ft

= 16,1047 ft. lbf/lb

c. Sudden Enlargement Friction Loss, Hfe

H fe 

Ke V 2 x 2 g c

….Pers. pada Tabel 14-1, Peter hal 484

Keterangan : Ke = Koofisien enlargement (didapat dari II.14 Alat Industri Kimia) A1 = Luas penampang 1

= 0,0332 ft2

A2 = Luas penampang 2,

= A <<<<

 = 1 untuk aliran turbulent A2/ A1 ≈ 0 Didapat nilai Ke = 0,5 H fe 

0,5  5,1919 ft . lbf / lb 2 1

= 1,2980 ft. lbf/lb

d. Fitting dan Valve Friction Loss, Hff

H

ff

Kf x

V2 2 gc

….Pers. II.7,

Syarifuddin nilai Kf diperoleh dari Tabel II.2 Alat Industri Kimia, Prof. Dr. Ir. Syarifuddin Ismail, hal 35 : Elbow 90o std

: 0,9

381

Gate valve

: 0,2 = 2 elbow 90o std + 1 gate valve

jadi nilai Kf

= 2 (0,9) + 1 (0,2) =2

H

ff

Kf x

V2 2 gc

= 2 x 5,1919 ft . lbf/lb = 10,3839 ft . lbf/lb

e. Total Discharge Friction Loss, Hf dis Hf dis = Hfs + Hfc + Hff

= (16,1047 + 1,2980 + 10,3839 ) ft . lbf/lb = 27,7866 ft. lbf/lb

g. Discharge Head, Hdis D

A

VP-01

T-01

C B

P-01

Discharge head, H dis :

Pc  Pd





2 2 g Zc  Zd  Vc Vd  Hf gc 2 g

Zc

=0m

= 0 ft

Zd

=6m

= 19,685 ft

Static suction, Zs

= Zd – Zc

= 19,685 ft

(reference)

382

g/gc

= 1 lbf/lb

Static suction, head, Hs

=

g Zd  Zc gc

= 1 lbf/lb x 19,685 ft = 19,685 ft. lbf/lb

Pressure head, Hp : Pd

= 14,6960 psi = 2116,2168 lbf/ft2

= 1 atm

Pd

=



2116,2168 lbf/ft 2 113,1195 lb/ft 3

= 18,7078 ft. lbf/lb Velocity head, Hv Vd – Vc = 0 Hv

= 0 ft. lbf/lb

Maka :

Pc  Pd

 Pc

 Pc



=



Pd



2 2 g Zc  Zd  Vc Vd  Hf gc 2 g

+

g Vd 2  Vc 2 - Hf ( Zd  Zc) + 2 g gc

= 18,7078 ft. lbf/lb + 19,6850 ft. lbf/lb - 27,7866ft. lbf/lb = 10,6063 ft. lbf/lb

Pc = 10,6063 ft. lbf/lb x 113,1195 lb/ft3 = 1199,7760 lbf/ft2 = 8,3318 psi 5. Differential Pressure (Total Pump), ΔP Differential pressure = Discharge pressure + allowable pressure drop – Suction pressure = 8,3318 psi + 10 psi – 0,0911psi = 18,2407 psi

383

6. Total Head Total head = Discharge head + head loss di heater 1 – Suction head = 10,6063 ft. lbf/lb + 24,4127 ft.lbf/lb – 13,1186 ft. lbf/lb = 21,9004 ft. lbf/lb Single stage pompa sentrifugal dapat menaikkan head sampai 600 ft.lbf/lb. Jumlah stage = 21,9004 / 600 = 0,0365 ≈ 1 Berdasarkan jenis pompa yang ada di pasaran, maka dipilih pompa sentrifugal 1 stage. 7. Effisiensi Pompa,  Kapasitas pompa, Qf

= 272,5305 gal/min

Efisiensi pompa diperoleh dari figure 14-37 efficiencies of centrifugal pump, Peters 4th edition hal 520 diperoleh:

Effisiensi pompa, 

= 62 %

8. Break Horse Power (BHP) Persamaan Bernoulli : Ws

=

P



 Z 

V 2  H f 2 gc

= 77,4735 ft. lbf/lb

BHP =

m f  Ws p

BHP =

4121,1715 lb / min  77,4735ft. lbf/lb 62 %

= 514970,4139 ft. lbf/min = 15,6052 Hp

9. Requirement Driver (Besarnya Tenaga Pompa) BHP MHP = Effisiensi motor

384

Dari gambar 14-38 efficiencies of three-phase motor, Peter (hal 521) diperoleh : Effisiensi motor

= 87,5 %

MHP

= 15,6052 / 87,5% Hp = 17,8345 HP

Dipilih pompa

= 18 Hp

Ringkasan dari spesifikasi pompa berada pada table berikut : Keterangan dan Hasil Perhitungan Fungsi Tipe Temperatur, oC Densitas, kg/m3 Laju alir massa, kg/jam Viskositas, cp Tekanan uap, psi Safety factor, % Kapasitas pompa, gal/min Volumetric Flowrate, ft3/det NPS, in SN ID, in OD, in L, m Velocity,ft/s Total friction loss, ft. lbf/lb Tekanan operasi, psi NPSH, ft. lbf/lb Required motor driver, Hp Jumlah Bahan 22. POMPA-02

Pompa-01 Mengalirkan bahan baku asam asetat menuju mixing point (MP-01) Centrifugal Pump 30 1.812,0000 97530,3456 22,3400 0,0638 15,00% 272,5305 0,6072 Suction Discharge 3 2,5 40ST,40S 40ST,40S 3,068 2,469 3,5 2,875 4 15 11,8363 18,2782 8,8700 27,7866 14,6960 14,6960 13,1170 18 2 (1 buah cadangan) stainless steel IDENTIFIKASI

385

Nama Alat Alat Kode Tipe Jumlah Bahan Operasi Fungsi

POMPA-02 P-02 Centrifugal pump 2 (1 buah cadangan) Stainless steel Kontinyu Mengalirkan asam nitrat menuju mixing point (MP-01) DATA DISAIN o Temperatur 30 C

Laju Alir Massa

7252,258

kg/jam

Densitas

1.244,000

kg/m3

Viskositas

4,706

cp

Tekanan Uap

61,775

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

29,518

gal/min

Volumetric Flowrate

0,066

ft3/det

Suction NPS

3

SN

40ST,40S

ID

3,068

in

2,469

in

OD

3,5

In

2,875

In

L

4

m

15

m

Velocity

1,282

ft/s

1,979

ft/s

Total Friction Loss

0,104

ft. lbf/lb

0,326

ft. lbf/lb

Tekanan Operasi

14,696

psi

16,166

psi

NPSH Required Motor Driver 23. POMPA-03 Nama Alat Alat Kode Tipe

in

Discharge 2,5 in 40ST,40S

28,212

ft. lbf/lb

1

Hp

IDENTIFIKASI POMPA-03 P-03 Centrifugal pump

386

Jumlah Bahan Operasi Fungsi

2 (1 buah cadangan) carbon steel Kontinyu Mengalirkan benzene menuju R-01 DATA DISAIN Temperatur 30

o

C

Laju Alir Massa

6236,554

kg/jam

Densitas

867,000

kg/m3

Viskositas

0,567

cp

Tekanan Uap

118,905

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

36,422

gal/min

Volumetric Flowrate

0,081

ft3/det

Suction NPS

3

SN

40ST,40S

ID

3,068

in

2,469

in

OD

3,5

In

2,875

In

L

4

m

15

m

Velocity

1,581

ft/s

2,442

ft/s

Total Friction Loss

0,158

ft. lbf/lb

0,496

ft. lbf/lb

Tekanan Operasi

14,696

psi

16,166

psi

NPSH Required Motor Driver 24. Pompa 04 (P-04) Nama Alat Alat Kode Tipe Jumlah Bahan Operasi Fungsi

in

Discharge 2,5 in 40ST,40S

36,104 1

IDENTIFIKASI POMPA-04 P-04 Centrifugal pump 2 (1 buah cadangan) carbon steel Kontinyu Mengalirkan recycle asam sulfat menuju MP-02

ft. lbf/lb Hp

387

Temperatur

DATA DISAIN 121,179

o

C

Laju Alir Massa

95.911,505

kg/jam

Densitas

1.798,000

kg/m3

Viskositas

2,306

cp

Tekanan Uap

2,219

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

258,351

gal/min

Volumetric Flowrate

0,576

ft3/det

NPS SN ID OD L Velocity Total Friction Loss Tekanan Operasi NPSH Required Motor Driver 25. Pompa 05 (P-05)

Suction 5,000 in 40ST,40S 5,047 in 5,563 In 1,000 m 0,812 ft/s 0,020 ft. lbf/lb 17,635 psi 6,540 1,000

Discharge 4,000 in 40ST,40S 4,026 in 4,500 In 8,000 m 1,277 ft/s 0,205 ft. lbf/lb 16,166 psi ft. lbf/lb Hp

IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-05 Alat Kode P-05 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan bahan baku NaOH menuju M-01 DATA DISAIN Temperatur 30,000

o

C

Laju Alir Massa

37,404

kg/jam

Densitas

1.186,000

kg/m3

Viskositas

1,214

cp

388

Tekanan Uap

15,932

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

0,153

gal/min

Volumetric Flowrate

0,000

ft3/det

NPS SN ID OD L Velocity Total Friction Loss Tekanan Operasi NPSH Required Motor Driver 26. Pompa -06 (P-06)

Suction 0,750 in 40 ST, 40 S 0,824 in 1,050 In 2,000 m 0,092 ft/s 0,001 ft. lbf/lb 14,696 psi 31,263

Discharge 0,500 in 40 ST, 40 S 0,622 in 0,840 In 6,000 m 0,161 ft/s 0,004 ft. lbf/lb 16,019 psi ft. lbf/lb

1,000

IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-06 Alat Kode P-06 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan top DC-01 menuju M-01 DATA DISAIN Temperatur 50,000

Hp

o

C

Laju Alir Massa

9.287,708

kg/jam

Densitas

470,766

kg/m3

Viskositas

1,432

cp

Tekanan Uap

0,549

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

95,550

gal/min

Volumetric Flowrate

0,213

ft3/det

389

NPS SN ID OD L Velocity Total Friction Loss Tekanan Operasi NPSH Required Motor Driver

Suction 5,000 in 40ST,40S 5,047 in 5,563 In 2,000 m 1,532 ft/s 0,126 ft. lbf/lb 14,696 psi 75,754 1,000

Discharge 4,000 in 40ST,40S 4,026 in 4,500 In 6,000 m 2,408 ft/s 0,399 ft. lbf/lb 16,166 psi ft. lbf/lb Hp

27. Pompa -07 (P-07) IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-07 Alat Kode P-07 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan produk M-01 menuju DC-02 DATA DISAIN Temperatur 52,832

o

C

Laju Alir Massa

9.325,111

kg/jam

Densitas

443,102

kg/m3

Viskositas

1,203

cp

Tekanan Uap

0,616

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

101,925

gal/min

Volumetric Flowrate

0,227

ft3/det

NPS

Suction 5,000

in

Discharge 4,000 in

390

SN 40ST,40S 40ST,40S ID 5,047 in 4,026 OD 5,563 In 4,500 L 2,000 m 6,000 Velocity 1,634 ft/s 2,569 Total Friction Loss 0,143 ft. lbf/lb 0,454 Tekanan Operasi 14,696 psi 16,166 NPSH 79,714 Required Motor Driver 1,000 28. Pompa -08 (P-08) IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-08 Alat Kode P-08 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan top produk DC-02 menuju M-02 DATA DISAIN Temperatur 52,832

in In m ft/s ft. lbf/lb psi ft. lbf/lb Hp

o

C

Laju Alir Massa

9.266,673

kg/jam

Densitas

441,200

kg/m3

Viskositas

1,182

cp

Tekanan Uap

31,865

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

101,722

gal/min

Volumetric Flowrate

0,227

ft3/det

NPS

Suction 5,000

in

Discharge 4,000 in

SN

40ST,40S

40ST,40S

ID

5,047

in

4,026

in

OD

5,563

In

4,500

In

L

2,000

m

6,000

m

391

Velocity

1,630

ft/s

2,564

ft/s

Total Friction Loss

0,142

ft. lbf/lb

0,452

ft. lbf/lb

Tekanan Operasi

14,696

psi

16,166

psi

NPSH

80,031

ft. lbf/lb

Required Motor Driver

1,000

Hp

29. Pompa 09 (P-09) IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-09 Alat Kode P-09 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan produk M-02 menuju DC-03 DATA DISAIN Temperatur 52,421

o

C

Laju Alir Massa

9.269,012

kg/jam

Densitas

441,426

kg/m3

Viskositas

1,182

cp

Tekanan Uap

31,865

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

101,696

gal/min

Volumetric Flowrate

0,227

ft3/det

NPS SN ID OD L Velocity Total Friction Loss Tekanan Operasi

Suction 5,000 in 40ST,40S 5,047 in 5,563 In 2,000 m 1,630 ft/s 0,142 ft. lbf/lb 14,696 psi

Discharge 4,000 in 40ST,40S 4,026 in 4,500 In 6,000 m 2,563 ft/s 0,452 ft. lbf/lb 16,166 psi

392

NPSH Required Motor Driver

79,993 1,000

ft. lbf/lb Hp

30. Pompa 10 (P-10) IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-10 Alat Kode P-10 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan top product DC-03 menuju KD-01 DATA DISAIN o Temperatur 52,421 C Laju Alir Massa

9.265,776

kg/jam

Densitas

441,350

kg/m3

Viskositas

1,182

cp

Tekanan Uap

31,865

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

101,678

gal/min

Volumetric Flowrate

0,227

ft3/det

NPS SN ID OD L Velocity Total Friction Loss Tekanan Operasi NPSH Required Motor Driver 31. Pompa 11 (P-11)

Suction 5,000 in 40ST,40S 5,047 in 5,563 In 2,000 m 1,630 ft/s 0,142 ft. lbf/lb 14,696 psi 80,006 1,000

Discharge 4,000 in 40ST,40S 4,026 in 4,500 In 6,000 m 2,563 ft/s 0,452 ft. lbf/lb 16,019 psi ft. lbf/lb Hp

393

IDENTIFIKASI Nama Alat POMPA-10 Alat Kode P-10 Tipe Centrifugal pump Jumlah 2 (1 buah cadangan) Bahan carbon steel Operasi Kontinyu Mengalirkan bottom ACC-01 menuju KD-01(refluks) dan Fungsi T-05 DATA DISAIN o Temperatur 82,490 C Laju Alir Massa

1.264,358

kg/jam

Densitas

345,353

kg/m3

Viskositas

0,304

cp

Tekanan Uap

15,686

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

17,731

gal/min

Volumetric Flowrate

0,040

ft3/det

Suction 1,000 in 40 ST, 40 S 1,049 in 1,315 In 1,000 m 6,584 ft/s

NPS SN ID OD L Velocity

Discharge 0,750 40 ST, 40 S 0,824 1,050 8,000 10,648

Total Friction Loss

1,632

ft. lbf/lb

17,592

Tekanan Operasi

14,916

psi

16,166

NPSH

3,072

Required Motor Driver

1,000

32. Pompa-12(P-12) Nama Alat

IDENTIFIKASI POMPA-12

in

in In m ft/s ft. lbf/lb psi ft. lbf/lb Hp

394

Alat Kode Tipe Jumlah Bahan Operasi

P-12 Centrifugal pump 2 (1 buah cadangan) carbon steel Kontinyu Mengalirkan bottom ACC-01 menuju KD-01(refluks) dan Fungsi T-05 DATA DISAIN o Temperatur 218,478 C Laju Alir Massa

10.335,838

kg/jam

Densitas

987,800

kg/m3

Viskositas

0,304

cp

Tekanan Uap

17,636

psi

Safety Factor

10

%

Kapasitas Pompa

50,676

gal/min

Volumetric Flowrate

0,113

ft3/det

Suction 5,000

NPS

in

Discharge 4,000 in

SN

40ST,40S

ID

5,047

in

4,026

in

OD

5,563

In

4,500

In

L

1,000

m

8,000

m

Velocity

0,812

ft/s

1,277

ft/s

Total Friction Loss

0,020

ft. lbf/lb

0,205

ft. lbf/lb

Tekanan Operasi

17,635

psi

16,166

psi

NPSH Required Motor Driver

40ST,40S

3,072 1,000

ft. lbf/lb Hp

33. REAKTOR (R-01) Fungsi : Sebagai tempat terjadinya reaksi pembentukan Nitrobenzen dari Asam Campuran dan Benzen. Tipe

: Continuous Stirred Tank Reactor

Operasi

: Continue

395

Gambar

: reaktan reaktan

produk

KondisiOperasi : Tekanan, P

= 65 Psig = 4,423 atm

Temperatur, T

= 133oC =406,15 K

LajuAlir Massa, Mfr

= 111.019,158 kg/jam

PercepatanGravitasi, g

= 9,8 m/s2

ViskositasCampuran

= 2,151 cP

Densitas Campuran

= 1.570 Kg/m3

Reaksi : C6H6

H2SO4

+ HNO3

C6H5NO2

+ H2O

C6H4N2O4

+ H2O

H2SO4

C6H5NO2 +HNO3

A.

Menentukan Konstanta Laju Reaksi Reaksi 1 : C6H6

H2SO4

+ HNO3

C6H5NO2

+ H2O

Mencari konstanta kecepatan reaksi dengan persamaan berikut : -rA = k. CA.CB

(Octave Levenspiel, hal 15)

Mencari Konsentrasi Awal Diketahui : Laju alir massa

= 111.019,158 kg/jam

396

Densitas campuran

= 1.570,000kg/m3

Volumetrik flowrate, Q

=

laju alir massa densitas

= 70,713 m3/jam 

Asamnitrat FA0 = 69,055 kmol/jam = 0,977 kmol/m3

CA0 = 

Benzene FB0 = 79,759 kmol/jam CB0 =

= 1,128 kmol/m3

CA= CA0 (1 - XA) = 0,977 x (1-0,98) = 0,020 kmol/m3 CB= CB0 – (CA0 . XA) = 1,28 – (0,997 . 0,98) = 0,171 kmol/m3 Mencari nilai konstanta kecepatan reaksi, k Untuk persamaan orde 2 persamaan reaksi menjadi

Waktu,t(detik)

Xa

0,00

0,000

0,000

18,00

0,098

0,014

36,00

0,196

0,032

54,00

0,294

0,054

72,00

0,392

0,083

397

90,00

0,490

0,121

108,00

0,588

0,175

126,00

0,686

0,257

144,00

0,784

0,397

162,00

0,882

0,531

180,00

0,980

0,693

Dengan data diatas didapatkan grafik sebagai berikut :

Dari grafik didapatkan slope 0,0675, dari data ini didapatkan nilai k : Slope = (Cb0 – Ca0)k k

= 0,0675 / ( 1,128 – 0,977) = 0,446 kmol/m3.detik

k

= 1.605,342 kmol/m3.jam

-rA = k.CA.CB = (1.605,342m3/kmol.jam )(0,020 kmol/m3)(0,171 kmol/m3) = 5,358 kmol/m3.jam Reaksi 2 : C6H5NO2 +HNO3

H2SO4

C6H4N2O4

+ H2O

Mencari konstanta kecepatan reaksi dengan persamaan berikut :

398

-rA = k. CA.CB

(Octave Levenspiel, hal 15)

Mencari Konsentrasi Awal Diketahui : Laju alir massa

= 111.019,158 kg/jam

Densitas campuran

= 1.570,000kg/m3

Volumetrik flowrate, Q

=

laju alir massa densitas

= 70,713 m3/jam 

Asamnitrat FA0 = 1,381 kmol/jam = 0,020 kmol/m3

CA0 =  FB0

Nitrobenzene = 67,674 kmol/jam = 0,957 kmol/m3

CB0 = CA= CA0 (1 - XA) = 0,020 x (1-0,043) = 0,019 kmol/m3 = CB0 – (CA0 . XA)

CB

= 0,957 – (0,020 . 0,82) = 0,956 kmol/m3 k

= 0,05632L/mol.min 3

= 0,05632m /kmol.min = 3,38m3/kmol.jam -rA = k.CA = (3,38m3/kmol.jam )(0,019 kmol/m3) = 0,063 kmol/m3.jam B.

Menentukan Volume Reaktor

(Diwan, 2010)

399

V1

=

FAO X A  rA

Dimana :

(Octave Levenspiel, hal. 94)

= Feed masuk reaktan A reaktor ( X

)

= Konversi reaktor = Laju reaksi (

V= V1 = 12,630 m3 Faktor keamanan = 20 %

(James G. Speight, “Chemical & Process

Design Handbook”) Volume aktual reaktor = 1,2 x 12,630 m3= 15,156 m3 V2

=

FAO X A  rA

Dimana :

(Octave Levenspiel, hal. 94)

= Sisa reaktan A ( X

)

= Konversi reaktor = Laju reaksi (

V= V2 = 0,602 m3 Faktor keamanan = 20 %

(James G. Speight, “Chemical & Process

Design Handbook”) Volume aktual reaktor = 1,2 x 0,602 m3= 0,723 m3 Volume total reaktor = V1 + V2 = 15,879 m3 C. Menentukan tipe pengaduk Menurut Treybal (Hal. 146) untuk operasi mass transfer, dan Warren L. McCabe (Operasi Teknik Kimia, hal. 229) untuk jangkuan viskositas yang cukup luas maka jenis pengaduk yang biasanya digunakan secara umum adalah jenis “Disk Flate Blade Turbine” D. Menentukan konfigurasi mixing tank

400

Konfigurasi tangki yang digunakan adalah Brooke dan Sue (Holland and Chapman, “Liquid Mixing and Processing in Stirred Tank”, hal. 160) Perhitungan : DT

= Diameter tangki = 4,498 m

Diambil HL = DT

(Mc Cabe, 1993; Walas,1988;Brownell, hal 43, 1959)

HL = DT = 4,498 m = 177,068 in = 14,755 ft r tangki = 2,249 m = 88,534 in = 7,378 ft Desain sistem pengaduk

J

B

H

a f

W

f

tI

l

Dd

e

ZI

DI Dt

h. Menentukan diameter pengaduk (DI) Dt = 177,068 in (Brown, 1950) sehingga, DI

= 59,023 in

= 1,499 m

i. Menentukan tinggi impeller dari dasar tangki (ZI) (Brown,1950) Sehingga, ZI

= 76,730 in

= 1,949 m

j. Menentukan lebar baffle (J) dan dan tebal baffle (tb) = 14,756 in = 0,375 m (Wallas,1990)

401

tb = 0,5 J = 7,378 in = 0,187 m

(Brown, 1950)

k. Menentukan lebar impeller (W) dan tebal impeller (tI) (Geankoplis, 1993) Sehingga, W = 7,378 in = 0,187 m tI = 0,2 DI

(Brown, 1950)

Sehingga, tI = 11,805 in = 0,300 m l. Menentukan Clearence (C) atau gap antara baffle dengan dinding C = 0,15 J (Geankoplis, 1993) Sehingga, C = 2,213 in = 0,056 m m. Menentukan Offset top (jarak baffle dari dasar tangki)dan Offset bottom (jarak baffle dari permukaan cairan) Offset top = Offset bottom = (Wallas, 1990 : 288) Sehingga, Offset top = 2,459 in = 0,062 m Offset bottom = 29,115 in = 0,750 m n. Menentukan diameter batang pengangga impeller (Dd) Dd = (Geankoplis, 1993) Sehingga, Dd = 39,348 in = 0,999m o. Menentukan panjang baffle (Hbaffle) Hbaffle = HL – (Offset bottom – Offset top) Hbaffle

= 3,685 m

E. Menentukan tebal dinding reaktor (t) c. Bahan konstruksi Material : Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316 (Brownell : 342. Appendix D item 4) d.

Tekanan desain (Pdesain) Tekanan desain adalah 5 – 10 % diatas tekanan kerja normal. (Coulson, 1983) Diambil 10% atau 1,1. Sehingga, tekanan desain adalah: Pdesain = 71,451 psi t= Dimana:

= 4,862 atm (tabel 4, hal 537, Peters and Timmerhaus)

402

P

= tekanan desain

=

71,451 psi

r

= jari-jari tangki

=

88,534 in

S

= working stress allowable

=

10.500 psi

E

= joint effiseinsi

=

0,85

C

= korosi maksimum

=

0,25 in

Maka, t = 0,962 in = 0,024 m

= 2,4 cm

Digunakan tebal dinding standar (ts) = 1 in

(Brownell dan Young, 1959)

e. Outside diameter, OD Inside diameter (ID) = Diameter Tangki (DT) = 4,498 m OD = ID + 2t = 4,546 m

= 178,993 in

F. Menentukan tinggi Reaktor Tinggi shell, Hs = 178,993in Dari tabel 5.7 Brownell dan Young, untuk OD 178,993 in diperoleh : r = 170 in dan ricr = 11 Dari tabel 5.8 Brownell dan Young, diperoleh straight falnge (sf) = 1 3

dan

in. Digunakan sf = 8 in

AB =

- (ricr)

AB = 77,534 in

BC = r - ricr

BC = 159,000 in

b =

b = 31,185 in

tinggi dish (HD) = OA = ts + b + sf = 40,185 in Tinggi total Reaktor = 2 x tinggi tutup (HD) + tinggi shell (Hs) = 257,439 in Hreaktor = 6,539 m G. Menentukan kecepatan putar Pengaduk (N) ρ air pada 30oC = 1003,567 kg/m3 (Perry’s chemical engineers handbook tabel 2-1; physical properties for elements and inorganic compounds) spgr =

= 1,564

HL = 14,755 ft N=

0,5

(Rase. 8.8)

403

Dimana: DI

= Diameter impeller =

WELH

= Water Equivalent Liquid Height = HL x spgr

N=

4,918 ft = 23,084 ft

= 59,513 rpm = 0,992 rps

H. Menentukan tenaga pengaduk NRe =

(Brodkey & Hershey, 1988)

Dimana: ρL

= Densitas campuran

= 1.570.000 Kg/m3

N

= Tenaga pengaduk

= 0,992 rps

DI

= Diameter impeller

= 1,499 m

µL

= Viskositas campuran

= 2,151 cP

NRe =

= 2,151 x 10-3 kg/ms

= 898.527,068

Power Number (Po) = 0,6

(dari Fig. 6.5 Treybal hal 152)

Tenaga pengaduk (P) = Po x ρmix x N3 x DI5 P = 0,6 x 1.570 Kg/m3 x (0,992 rps)3 x (1,499 m)5 = 6.961,371 J/s = 9,335 hp Dari figure 14.38 Peter, untuk Broke Horse Power = 9,335 hp/impeller Diperoleh effisiensi motor sebesar = 86 % Sehingga tenaga pengaduk yang dibutuhkan sebesar = 11 hp I.

Menentukan Jumlah impeller (Nt) Dickey (1984) dalam Walas 1990 hal. 288, kriteria jumlah impeller yg

digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio ketinggian liquid (HL) terhadap diameter tangki (D). Diketahui bahwa: DT

= 4,498 m

HL

= 4,498 m

404

HL/DT = 1 µliquid = 2,151 cP Tabel L.3.1 Tabel pemilihan jumlah impeller Viscosity, cP

Max h/D

Jumlah

Impeller Lower

Clearance Upper

< 25.000

1,4

1

h/3

-

< 25.000

2,1

2

D/3

(2/3)h

>25.000

0,8

1

h/3

-

>25.000

1,6

2

D/3

(2/3)h

Rasio h/D maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah 1,4 untuk viskositas liquid < 25.000 cP dan rasio h/D = 1 maka jumlah impeller (Nt) yang digunakan sebanyak 1 buah. J.

Menentukan desain jaket pendingin dalam Reaktor D OD

Jacket Flow Area

OD

= Outside diameter R-01

= 4,546 m

H

= Tinggi silinder

= 4,498 m

D

= Diameter reaktor beserta jaket bagian dalam

Flowrate air pendingin (m)

= 3.347,878 kg/jam

Densitas ()

= 998 kg/m3

Dari Tabel 12.1 Typical overall coefficients, Coulson hal 513 diperoleh nilai overall heat transfer coefficient untuk heating water : Uc

= 500 – 1.000 W/m2. oC

Dari Tabel 12.2 fouling factor coefficients, Coulson fouling factor untuk heating water :

hal 516 diperoleh nilai

405

Rd

= 1.500 – 5.000 W/m2. oC m

Volumetric flowrate air pendingin = =

 3.347,878 kg/jam 998 kg/m 3

= 3,355 m3/jam

D

= 4,744 m

Lebar jaket = D– OD = 4,744 m – 4,546m = 0,198 m Ringkasan hasil perhitungan IDENTIFIKASI Nama Alat

Reaktor

KodeAlat

R – 01

Jumlah

1 buah

Fungsi

Tempat terjadinya reaksi antara benzene dan asam nitrat dengan katalis asam sulfat DATA DESIGN

Tipe

Continuous Stirred Tank Reactor o

Temperature design

133

Tekanan design

4,42 Atm

Kapasitas

C

15,879 m3 DATA MEKANIK

Diameter vessel

4,546 M

406

Tinggi silinder

4,498 M

Tinggi tutup

1,021 M

Tinggi total tangki

6,539 M

Tebaltanki

0,024 M

Jumlah impeller

1 Buah

Kecepatanputarpengaduk

0,992 Rps

Tenaga motor pengaduk

11 hP

LebarJaketPendingin

0,198 M

Lajualirpendingin

3.347,878 Kg/jam

Bahankonstruksi

34.

Stainless steel

REBOILER -01(RB-01) Fungsi : Untuk menguapkan sebagian likuid bottom product KD-01 Tipe

: Shell and Tube Heat Exchanger

Gambar

:

Aliran inlet Tube

Head

Shell

Rear End Aliran outlet

Fluida Panas

Fluida Dingin

Water in

: Saturated Steam W

= 1.660,279 kg/hr

= 3.660,284 lb/hr

T1

= 280 oC

= 536 oF

T2

= 280 oC

= 536 oF

: Umpan masuk RB-03 w

= 8.333,427 kg/hr

= 18.372,039 lb/hr

t1

= 218,48 oC

= 425,260 oF

407

t2

= 218,48 oC

= 425,260 oF

Perhitungan design sesuai dengan literatur pada Donald Q. Kern (1965). d. Beban Panas H-01 Q = 3.292.839,723 kJ/hr = 3.121.009,80 Btu/hr e. LMTD Fluida Panas (oF) 536 536

Suhu tinggi

Fluida Dingin (oF) 425,260

110,740

Suhu rendah

425,260

110,740

Selisih

LMTD =

Selisih

0,000

t 2  t1 = 110,740 oF ln (t1 / t 2 )

(Pers. 5.14, Kern)

f. Temperatur Rata-rata Tc = 536 oF ; tc = 425,26 oF 

Asumsi UD = 100 Btu/hr.ft2.oF 3.121.009,80 A = = 281,832 ft2 100 110,740

(Tabel 8, Kern)

Karena A > 200 ft2, maka digunakan Shell & Tube Heat Exchanger 

Rencana Klasifikasi - Tube Side (Cold Fluid) Panjang tube (L) = 16 ft Outside Diameter (OD) = 1 in BWG

= 16

Pass

=2

a”

= 0,2618 ft2/lin ft A = L x a"

Jumlah tube, Nt

=

281,832 16  0,2618

= 67,28

408

dari tabel.9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan adalah Nt 

= 68

Corrected Coefficient, UD A = Nt x L x a'' = 284,838 ft2 UD =

Q A .Δt

UD = 98,945

(Nilai UD sudah mendekati UD asumsi)

karena nilai Ud perhitungan mendekati dengan nilai Ud asumsi, maka data untuk shell : - Shell side (Hot Fluid) ID

= 13,25 inch

Baffle Space (B = ID/2)

= 6,625 inch

Pass

=1

Pt

=1,25 in triangular pitch

(Tabel 9, Kern)

Fluida Panas : Tube Side, Saturated Steam f. Flow Area/tube, a’t a’t = 0,594 in2

(Tabel 10, Kern)

at = Nt.a’t /144 x n

(Pers. 7.48, Kern)

=

68  0,594 = 0,281 ft2 144  1

g. Laju Alir, Gt Gt = W/at =

h.

3.660,284 = 13.049,142 lb/hr.ft2 0,281

Bilangan Reynold, Ret Pada Tavg = 536 oF μ

= 0,019 cp

= 0,047 lb/ft hr

ID

= 0,870 inch

= 0,073 ft

D

= 0,073 ft

(Tabel 10, Kern)

409

Ret = D.Gt/ μ =

0,07313.049,142 = 20.120,178 0,047

i. Dengan L/D = 220,690 diperoleh Jh = 35

j. Nilai hi Pada Tavg

(Fig.24, Kern)

= 536 oF

Cp

= 8,578 Btu/lb.oF

k

= 0,024 Btu/hr ft.oF

 c.    = 16,905  k   k   Cp   hi  J H      D  k 

1/ 3

      w 

0 ,14

    Koreksi viskositas diabaikan, karena   w  hi

0 ,14

=1

 0,024  1/ 3 = 35    16,905  0,073  = 156,110 Btu/hr ft2 oF

hio

= hi x ID/OD

(Pers. 6.5, Kern)

= 156,110 x 0,87 /1 = 1500 Btu/hr.ft2.oF

Fluida Dingin: Shell Side, Umpan g. Flow Area, as as = ID x C’B/144 PT

(Pers.7.1, Kern)

ID = Diameter dalam shell

= 13,250 in

B = Baffle spacing

= 6,625 in

Pt = tube pitch

= 1,250 in

410

C’ = Clearance = 1,250 – 1 as =

= Pt – OD = ¼ in

13,250  0,25  6,625 = 0,191 ft2 144 1,25

h. Laju Alir, Gs Gs = w/as =

(Pers. 7.2, Kern)

18372,039 = 96.442,413 lb/hr.ft2 0,190

i. Bilangan Reynold, Res tavg = 425,26 oF Cp

= 58,290 Btu/lb.oF

k

= 0,056 Btu/hr ft.oF

μ

= 0,304 Cp

 Cp.     k 

1

= 0,735 lb/ft hr

3

= 9,112

De

= 0,770 inch = 0,064 ft

Res

=

(Fig.28, Kern)

GS D



= 8.417,331 jH

= 60

(Fig.28, Kern)

j. Nilai ho Koreksi viskositas diabaikan karena tidak significant, maka diperoleh : ho

= jH . (k/De). (Cpμ/k)1/3

(Pers. 6.28, Kern)

= 479,437 Btu / hr ft2 oF

k. Clean Overall Coefficient, UC hio  ho UC = = 363,313 Btu/hr.ft2.oF hio  ho

(Pers. 6.38, Kern)

411

l. Dirt Factor, Rd U U D Rd = C = 0,007 hr.ft2.oF/Btu U C U D

(Pers. 6.13, Kern)

PRESSURE DROP Tube Side 7) Faktor friksi s

Untuk NRe = 0,0003

= 20.120,178 (Fig 26, Kern)

= 0,341

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t = 0,001 psi

8) ΔPt

=

9) V2 / 2g ΔPr

= 0,001 = ( 4n/s ) ( V2/2g )

(Fig 27, Kern)

= 0,012 psi ΔPT

= 0,012 psi

Shell Side 5) Faktor Friksi Re = 8.417,331 f

= 0,00024

(Fig.29, Kern)

6) Number of cross, (N + 1) N+1 = 12 L / B

(Pers.7.43, Kern)

= 28,98 Ds

= ID / 12 = 1,104 ft

s

= 0,988

412

ΔPs

=

fGs 2 Ds( N  1) 5,22  1010 Desf s

(Pers. 12.47,Kern)

= 0,022 psi

IDENTIFIKASI Nama alat

Reboiler-01

Kode alat

RB-01

Jumlah

1 unit Untuk menguapkan sebagian likuid bottom product

Fungsi

KD-01 DATA DESAIN

Tipe

Shell and tube heat exchanger 279,602 ft2

Actual surface area Actual design coefficient, Ud

98,945 Btu/jam.ft2.oF

Clean overall coefficient, Uc

363,313 Btu/jam.ft2.oF

SHELL SIDE

TUBE SIDE

ID

13,25

in

Nt

68

Baffle Space

6,625

in

L

16

ft

Pass

1

OD

1

in

ΔPs

0,022

BWG

16

Pitch

1,25

Pass

2

ΔPt

0,012

Dirt Factor Bahan konstruksi

35. Mixing Tank (MT-01)

psi

0,007 Carbon steel

triangular

psi

413

Fungsi

: Tempat pencucian crude nitrobenzene dengan larutan NaOH

Tipe

: Silinder vertical dengan ellipsoidal head

Bahan

: Stainless steel

Gambar : Dari Dari DC-01 HP-01

Dari Dari T-04 T-02

Blade Pengaduk

Liquid ke R-02

Liquid ke DC-02

Kondisi Operasi :  Temperatur  Tekanan

: 50 oC : 1 atm

A. Menentukan Volume Mixer Laju alir massa = 9325,111 kg/jam Densitas liquid (L)

= 443,102 kg/m3

Viskositas liquid (L) = 1,203 kg/m s Volumetrik flowrate = =

laju alir massa densitas

9325,111 kg/jam 443,102 kg/m 3

= 21,0451 m3/jam Faktor keamanan , f Volume total, Vtotal

= 15 % = 1.1 x 21,0451 m3 = 23,1496 m3

B. Menentukan Tipe Pengaduk Menurut Treybal (hal.146), untuk operasi mass transfer, dan menurut Warren L. McCabe (operasi Teknik Kimia, hal 229) untuk jangkauan

414

viskositas yang cukup luas, maka jenis pengaduk yang biasanya digunakan secara umum adalah jenis “disk flate blade turbine” C. Menentukan Konfigurasi Mixer Konfigurasi tanki yang digunakan adalah Brooke dan Sue (Holland and Chapman, “Liquid Mixing and Processing in Stirred Tank”, p-160) a. b. c. d. e. f. g. h.

Ratio tinggi liquid terhadap diameter tanki : HL/DT = 1,8 Ratio diameter impeller terhadap diameter tanki : Di/DT = 0,2 Ratio lebar baffle terhadap diameter tanki : Wb/DT = 0,1 Ratio tinggi impeller dari dasar tanki terhadap diameter tanki : Hi/DT = 0,3 Tipe impeller yang digunakan adalah Disk flate turbine Ratio lebar pengaduk terhadap diameter impeller : g/Di = 0,2 Ratio panjang blade pengaduk terhadap diameter impeller : r/Di = 0,25 Posisi baffle dari dinding tanki : rb = Dt/48

Perhitungan :  Diameter Tanki (DT)  Volume silinder (VS) VS = ¼  DT2 HS 

Volume ellipsoidal bagian bawah (VE) VE = 1/24  DT3 h



= ¼ DT

Tinggi tangki (HT) HT = Hs + 2h 2,5 DT = Hs + 2.(¼ DT) Hs



= 2 DT

Volume tangki total (VT) VT = Vs + 2 Ve = ¼  DT2 Hs + (2) 1/24  DT3 = ¼  DT2 (1,5 DT) + 1/12  DT3 = 11/24  DT3



Diameter tangki (DT) 1/ 3  24 VT  DT =  x   11  

415

1/ 3

 24 59,9851 m 3   x =    11 

DT

DT = 3,4672 m r

= 1,7336

 Tinggi Tangki (Hs) Tinggi silinder

: Hs = 2 DT

= 3,7865 m

Tinggi tutup

:h

= 0,25 DT

= 0,6311 m

Tinggi total tangki

: HT = Hs + 2h

= 5,0486 m

Tinggi liquid

: HL = 1,8 DT

= 4,5438 m

Diameter impeller

: Di = 0,2 DT

= 0,8414 m

Tinggi impeller

: Hi = 0,3 DT

= 1,0402 m

Lebar baffle

: Wb = 0,1 DT

= 0,0252m

Panjang blade pengaduk : r

= 0,25 Di

= 0,2104 m

Posisi baffle dari dinding tanki, rb = DT/48 = 0,0526m Tebal tanki, t =

P. ri  C (Table 4, hal 537,Peters and Timmerhaus) SE  0,6 P

Dimana : P

= Tekanan design

= 1 atm

= 14,6959 psi

ri

= jari-jari vessel

= 1,2622 m

= 68,252 in

S

= Working stress allowable

= 932,23 psi (table 4, Peter, hal538)

E

= Joint effisiensi

= 0,85

C

= Korosi maksimum

= 0,003014 in (table 6, Peter, hal538)

 Tebal Dinding Tanki P x R  C ( S x E j )  (0,6 x P) Tt = 0,0046 m tT 

ID

= 2,5243 m

OD

= 2t + ID = 2(0,0046) + 2,5243

(table 4, Peter, hal538)

416

= 2,5335 m  Menentukan Kecepatan Putaran Pengaduk N .D Dt  1,22  1,25 0, 25 (( . g. gc ) /  L ) Di

(Pers. 6.18 Treybal Ed.3)

dimana : N

= kecepatan putaran pengaduk

Dt

= diameter tanki

Di

= diameter pengaduk = 0,8414 m

= 2,7606 ft

g

= kecepatan gravitasi = 9,81 m/s2

= 32,177 ft/s2

gc

= faktor konversi

ρ

= densitas campuran = 443,102

σ

= tegangan permukaan = 0,025 N/m

μ

= viskositas campuran = 1,203 cP

= 2,52431739 m

= 8,2818 ft

=1 kg/m3

= 27,6619 lb/ft3

= 2,9311 nlb/ft jam = 0,000814195 lb/ft s

maka :

N .D Dt  1,22  1,25 0, 25 (( . g. gc ) /  L ) Di N = 0,9060 rpm  Menentukan Tenaga Pengaduk  N Di 2 Bilangan Reynolds, N Re  L

L

NRe untuk Re > 1000 maka : 1 P = Np. N3 Di5 ρ gc P = 614,9360813 ft lbf/s P

= 234567,8993

, Np = konstanta pengadukan = 6

= 1,1190 hP

Maka dengan P = 0,7537 Hp, didapat efisiensi motor (η) = 80% = 0.810 P = 1,3988 Jadi dipakai motor dengan power = 2 Hp

417

IDENTIFIKASI Nama Alat

Mixing Tank

Kode Alat

M T – 01

Jumlah

1 buah

Fungsi

Tempat Mencuci crude nitrobenzene dengan larutan NaOH DATA DESIGN

Tipe Temperature design

Silinder vertical dengan ellipsoidal head 50

Tekanan design Kapasitas

o

C

1 atm 23,1496 m3 DATA MEKANIK

Tipe pengaduk

Disk flate blade turbine

Diameter vessel

2,5243 m

Tinggi silinder

3,7865 m

Tinggi tutup

0,6311 m

Tinggi total tangki

5,0486 m

Tinggi liquid

4,5438 m

Diameter impeller

0,8414 m

Tinggi impeller

0,8414 m

Lebar baffle

0,0252 m

Lebar blade pengaduk

0,1683 m

Panjang blade pengaduk

0,2104 m

Posisi baffle dari dinding

0,0526 m

tanki Tebal tanki

0,0030 m

Kecepatan putaran pengaduk

0,9060 rps

Tenaga pengaduk

2 Hp

418

Bahan konstruksi

Stainless steel

36. Mixing Tank (MT-02) Fungsi

: Tempat pencucian nitrobenzene dengan larutan HNO3

Tipe

: Silinder vertical dengan ellipsoidal head

Bahan

: Stainless steel

Gambar : Dari Dari DC-02 HP-01

Dari Dari T-02 T-02

Blade Pengaduk

Liquid ke R-02

Ke DC-03

Kondisi Operasi :  Temperatur  Tekanan

: 50 oC : 1 atm

A. Menentukan Volume Mixer Laju alir massa = 9269,012 kg/jam Densitas liquid (L)

= 441,426 kg/m3

Viskositas liquid (L) = 1,182 kg/m s Volumetrik flowrate = =

laju alir massa densitas

9269,012 kg/jam 441,426 kg/m 3

= 20,9979 m3/jam Faktor keamanan , f

= 15 %

419

Volume total, Vtotal

= 1.1 x 20,9979 m3 = 23,0977 m3

D. Menentukan Tipe Pengaduk Menurut Treybal (hal.146), untuk operasi mass transfer, dan menurut Warren L. McCabe (operasi Teknik Kimia, hal 229) untuk jangkauan viskositas yang cukup luas, maka jenis pengaduk yang biasanya digunakan secara umum adalah jenis “disk flate blade turbine” E. Menentukan Konfigurasi Mixer Konfigurasi tanki yang digunakan adalah Brooke dan Sue (Holland and Chapman, “Liquid Mixing and Processing in Stirred Tank”, p-160) i. Ratio tinggi liquid terhadap diameter tanki : HL/DT = 1,8 j. Ratio diameter impeller terhadap diameter tanki : Di/DT = 0,2 k. Ratio lebar baffle terhadap diameter tanki : Wb/DT = 0,1 l. Ratio tinggi impeller dari dasar tanki terhadap diameter tanki : Hi/DT = 0,3 m. Tipe impeller yang digunakan adalah Disk flate turbine n. Ratio lebar pengaduk terhadap diameter impeller : g/Di = 0,2 o. Ratio panjang blade pengaduk terhadap diameter impeller : r/Di = 0,25 p. Posisi baffle dari dinding tanki : rb = Dt/48 Perhitungan :  Diameter Tanki (DT)  Volume silinder (VS) VS = ¼  DT2 HS 

Volume ellipsoidal bagian bawah (VE) VE = 1/24  DT3 h



= ¼ DT

Tinggi tangki (HT) HT = Hs + 2h 2,5 DT = Hs + 2.(¼ DT) Hs



= 2 DT

Volume tangki total (VT) VT = Vs + 2 Ve = ¼  DT2 Hs + (2) 1/24  DT3 = ¼  DT2 (1,5 DT) + 1/12  DT3

420

= 11/24  DT3 

Diameter tangki (DT) 1/ 3  24 VT  DT =  x   11  

 24 23,0977 m 3   x =    11 

DT

1/ 3

DT = 2,5224 m r

= 1,2612

 Tinggi Tangki (Hs) Tinggi silinder

: Hs = 2 DT

= 3,7836 m

Tinggi tutup

:h

= 0,25 DT

= 0,6306 m

Tinggi total tangki

: HT = Hs + 2h

= 5,0449 m

Tinggi liquid

: HL = 1,8 DT

= 4,5404 m

Diameter impeller

: Di = 0,2 DT

= 0,8408 m

Tinggi impeller

: Hi = 0,3 DT

= 0,8408 m

Lebar baffle

: Wb = 0,1 DT

= 0,0252 m

Panjang blade pengaduk : r

= 0,25 Di

= 0,2102 m

Posisi baffle dari dinding tanki, rb = DT/48 = 0,0526 m Tebal tanki, t =

P. ri  C (Table 4, hal 537,Peters and Timmerhaus) SE  0,6 P

Dimana : P

= Tekanan design

= 1 atm

= 14,6959 psi

ri

= jari-jari vessel

= 1,2612 m

= 68,252 in

S

= Working stress allowable

= 932,23 psi (table 4, Peter, hal538)

E

= Joint effisiensi

= 0,85

C

= Korosi maksimum

= 0,003014 in (table 6, Peter, hal538)

 Tebal Dinding Tanki tT 

P x R  C ( S x E j )  (0,6 x P)

(table 4, Peter, hal538)

421

Tt = 0,0030 m ID

= 2,5224 m

OD

= 2t + ID = 2(0,0030) + 2,5224 = 2,5285 m

 Menentukan Kecepatan Putaran Pengaduk N .D Dt  1,22  1,25 0, 25 (( . g. gc ) /  L ) Di

(Pers. 6.18 Treybal Ed.3)

dimana : N

= kecepatan putaran pengaduk

Dt

= diameter tanki

Di

= diameter pengaduk = 0,8408 m

= 2,7585ft

g

= kecepatan gravitasi = 9,81 m/s2

= 32,177 ft/s2

gc

= faktor konversi

=1

ρ

= densitas campuran

= 441,426

σ

= tegangan permukaan = 0,025 N/m

μ

= viskositas campuran = 1,182 cP

= 2,522429781 m

kg/m3

= 8,2818 ft

= 2,8797 lb/ft3

= 2,9311 nlb/ft jam = 0,000799916 lb/ft s

maka :

N .D Dt  1,22  1,25 0, 25 (( . g. gc ) /  L ) Di N = 0,9075 rpm

 Menentukan Tenaga Pengaduk  L N Di 2 N  Bilangan Reynolds, Re

L

NRe untuk Re > 1000 maka :

= 237899,2754

422

1 Np. N3 Di5 ρ gc

P

=

P

= 613,4352553 ft lbf/s

P

= 1,1163 hP

, Np = konstanta pengadukan = 6

Maka dengan P = 0,7537 Hp, didapat efisiensi motor (η) = 80% = 0.810 P = 1,3954 Jadi dipakai motor dengan power = 2 Hp

IDENTIFIKASI Nama Alat

Mixing Tank

Kode Alat

M – 02

Jumlah

1 buah

Fungsi

Tempat Mencuci crude nitrobenzene dengan larutan HNO3 DATA DESIGN

Tipe Temperature design

Silinder vertical dengan ellipsoidal head 50

Tekanan design Kapasitas

o

C

1 atm 23,0977 m3 DATA MEKANIK

Tipe pengaduk

Disk flate blade turbine

Diameter vessel

2,5224 m

Tinggi silinder

3,7836 m

Tinggi tutup

0,6306 m

Tinggi total tangki

5,0449 m

423

Tinggi liquid

4,5404 m

Diameter impeller

0,8408 m

Tinggi impeller

0,8408 m

Lebar baffle

0,0252 m

Lebar blade pengaduk

0,1683 m

Panjang blade pengaduk

0,1682 m

Posisi baffle dari dinding

0,0526 m

tanki Tebal tanki

0,0030 m

Kecepatan putaran pengaduk

0,9075 rps

Tenaga pengaduk

1,1163 Hp

Bahan konstruksi

Stainless steel

37. Tangki Asam Sulfat ( T-01 ) Fungsi : Untuk menampung bahan baku asam sulfat Tipe

: Silinder vertical dengan head type ellipsoidal

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Gambar

:

He

Hs

Dt

1. Data-data

:

Temperatur, T

: 30 OC

Tekanan, P

: 1 atm

Laju alir, Ws

: 97.530,346 kg/jam

Densitas, 

: 1.812,00 kg/m3

424

Faktor keamanan,f

: 15 %

Lama penyimpanan

: 5 hari

Jumlah

:6

2. Kapasitas Tangki, Vt Vc

= =

Laju alir massa

 97.530,346 kg / jam 1.812 kg / m 3

= 6458,963 m3 Volume tangki,Vt

= (1+fk) x Vc = (1+ 15%) x 6458,963 m3 = 7427,808 m3

Tangki dengan kapasitas

= Vt / jumlah tangki = 7427,808 m3 / 6 = 1237,968 m3

3. Diameter Tangki Volume bagian silinder, Vs Vs

=  r2 H

H = 2/3 D 2

D 2  =     D  4  3 

=

2  D3 12

= 0,523 D3 Volume bagian head, Vh Vh

= /24 x D3

538) = 0,131 D3 Jadi, Vt

= Vs + 2Vh

1237,968 = 0,523 D3 + 0,262 D3

h=¼D

(Tabel 4, Peter, hal

425

1237,968 = 0,785 D3 D3

= 1577,029 m3

Dt

= 11,640 m = 458,261 in

4. Tinggi Tangki, Ht Tinggi Silinder

=H

= 3/2 D

= 7,760 m

Tinggi Head

=h

=¼D

= 2,910 m

Ht

= H + (2*h) = 7,760 m + 5,820 m = 13,580 m

5. Tebal dinding tangki,t

  P. r   C t    S . E  0.6 P 

(Table

4,

hal

537,Peters

and

Timmerhaus) Dimana : P

= Tekanan design

= 1 atm

D

= diameter vessel

= 458,261 in

S

= Working stress allowable

= 13700 psi

= Joint effisiensi

= 0,85

= Korosi maksimum

= 0,028 in

= 14,6960 psi

(table

4,

Peter,

hal538) E

(table 4, Peter,

hal538) C

(table

6,

hal538) Maka : 14,696 psi x 458,261 in  0,028 in 2(13700psi x 0,85 - 0,6 x 14,696 psi)

t

=

t

= 1,051 in = 0,027 m

Peter,

426

6. Outside diameter, OD OD

= D + 2t = 458,261 m+ 2 (0,027) m = 11,693 m IDENTIFIKASI

Nama Alat

Tangki

Kode Alat

T – 01

Jumlah

6 buah

Fungsi

Untuk menyimpan bahan baku asam sulfat DATA DESIGN

Tipe

Silinder Vertikal dengan ellipsoidal head

Temperature design

30

Tekanan design

o

C

1 atm 1237,968 m3

Kapasitas

DATA MEKANIK 11,640 m

Diameter vessel

0,027 m

Tebal dinding vessel

13,580 m

Tinggi vessel Bahan konstruksi

Stainless steel

38. Tangki Asam Nitrat ( T-02 ) Fungsi : Untuk menampung bahan baku asam nitrat Tipe

: Silinder vertical dengan head type ellipsoidal

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Gambar

:

He

Hs

Dt

427

1. Data-data

:

Temperatur, T

: 30 OC

Tekanan, P

: 1 atm

Laju alir, Ws

: 7.252,259 kg/jam

Densitas, 

: 1.244,000 kg/m3

Faktor keamanan,f

: 15 %

Lama penyimpanan

: 5 hari

Jumlah

:1

2. Kapasitas Tangki, Vt Vc

= =

Laju alir massa

 7.252,259 kg / jam 1.224,000 kg / m 3

= 699,575 m3 Volume tangki,Vt

= (1+fk) x Vc = ( 1 + 15%) x 699,575 = 804,511 m3

Tangki dengan kapasitas = Vt / jumlah tangki = 804,511 m3 /1 = 804,511 m3 3. Diameter Tangki Volume bagian silinder, Vs Vs

=  r2 H

H = 2/3 D 2

D 2  =     D  4  3 

=

2  D3 12

428

= 0,523 D3 Volume bagian head, Vh Vh

= /24 x D3

Vh

= 0,131 D3

h=¼D

(Tabel 4, Peter, hal

538)

Jadi, Vt

= Vs + 2Vh

804,511

= 0,523 D3 + 0,262 D3 = 0,785 D3

D3

= 1024,855 m3

Dt

= 10,082 m = 396,936 in

4. Tinggi Tangki, Ht Tinggi Silinder

=H

= 3/2 D

= 6,721 m

Tinggi Head

=h

=¼D

= 2,521 m

Ht

= H + (2*h) = 6,721 m + 5,041 m = 11,763 m

5. Tebal dinding tangki,t

  P. r   C t   S . E  0 . 6 P  

(Table

4,

hal

537,Peters

and

Timmerhaus) Dimana : P

= Tekanan design

= 1 atm

D

= diameter vessel

= 396,936 in

S

= Working stress allowable

= 13700 psi

= Joint effisiensi

= 0,85

= 14,6960 psi

(table

4,

Peter,

hal538) E hal538)

(table 4, Peter,

429

C

= Korosi maksimum

= 0,028 in

(table

6,

Peter,

hal538) Maka : 14,696 psi x 396,936 in  0,028 in 2(13700psi x 0,85 - 0,6 x 14,696 psi)

t

=

t

= 0,672 in = 0,017 m

6. Outside diameter, OD OD

= D + 2t = 396,936 m+ 2 (0,017) m = 10,116 m IDENTIFIKASI

Nama Alat

Tangki

Kode Alat

T – 02

Jumlah

1 buah

Fungsi

Untuk menyimpan bahan baku asam nitrat DATA DESIGN

Tipe

Silinder Vertikal dengan ellipsoidal head

Temperature design

30

Tekanan design

o

C

1 atm 804,511 m3

Kapasitas

DATA MEKANIK 10,082 m

Diameter vessel Tebal dinding vessel Tinggi vessel Bahan konstruksi

0,017 m 11,763 m Stainless steel

39. Tangki Benzene ( T-03) Fungsi : Untuk menampung bahan baku benzene Tipe

: Silinder vertical dengan head type ellipsoidal

430

Bahan Konstruksi

: Carbon Steel

Gambar

:

He

Hs

Dt

1. Data-data

:

Temperatur, T

: 30 OC

Tekanan, P

: 1 atm

Laju alir, Ws

: 6.236,554 kg/jam

Densitas, 

: 867,000 kg/m3

Faktor keamanan,f

: 15 %

Lama penyimpanan

: 5 hari

Jumlah

:1

2. Kapasitas Tangki, Vt Vc

= =

Vc

Laju alir massa

 6.236,554 kg / jam 867,000 kg / m 3

= 863,191 m3

Volume tangki,Vt

= (1+ fk) x Vc = (1 +15%) x 863,191 m3 = 992,669 m3

Tangki dengan kapasitas

= Vt / jumlah tangki = 992,669 m3/1

431

= 992,669 m3 3. Diameter Tangki Volume bagian silinder, Vs Vs

=  r2 H

H = 2/3 D 2

D 2  =     D  4  3 

=

2  D3 12

= 0,523 D3 Volume bagian head, Vh Vh

= /24 x D3

Vh

= 0,131 D3

h=¼D

538)

Jadi, Vt

= Vs + 2Vh

992,669

= 0,523 D3 + 0,262 D3 = 0,785 D3

D3

= 1264,547 m3

Dt

= 10,814 m = 425,740 in

4. Tinggi Tangki, Ht Tinggi Silinder

=H

= 3/2 D

= 7,209 m

Tinggi Head

=h

=¼D

= 2,703 m

Ht

= H + (2*h) = 7,209 m + 5,407 m = 12,616 m

5. Tebal dinding tangki,t

(Tabel 4, Peter, hal

432

  P. r   C t   S . E  0 . 6 P  

(Peter)

Dimana : P

= Tekanan design

= 1 atm

= 14,6960 psi

D

= diameter vessel

= 425,740 in

S

= Working stress allowable

= 13700 psi

(Peter, hal538)

E

= Joint effisiensi

= 0,85

(Peter, hal538)

C

= Korosi maksimum

= 0,028 in

(Peter, hal538)

Maka : 14,696 psi x 425,740 in  0,028 in 2(13700psi x 0,85 - 0,6 x 14,696 psi)

t

=

t

= 0,622 in = 0,016 m

6. Outside diameter, OD OD

= D + 2t = 425,740 m+ 2 (0,016) m = 10,845 m IDENTIFIKASI

Nama Alat

Tangki

Kode Alat

T – 03

Jumlah

1 buah

Fungsi

Untuk menyimpan bahan baku benzene DATA DESIGN

Tipe

Silinder Vertikal dengan ellipsoidal head

Temperature design

30

Tekanan design Kapasitas

o

C

1 atm 992,669 m3 DATA MEKANIK

Diameter vessel

10,814 m

433

0,016 m

Tebal dinding vessel

12,616 m

Tinggi vessel Bahan konstruksi

carbon steel

40. Tangki - 04 (T-04) Fungsi : Menampung nitrobenzene. Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal. Bahan

: Carbon Steel SA-285 grade C

( Peters, 2003)

Jumlah : 1 (satu)

Gambar :

He

Hs

Dt

a. Kondisi Operasi Temperatur, T

= 30 oC

Tekanan, P

= 1 atm (101325 Pa)

Mass flow, v

= 37,404 kg/jam

Densitas, ρ

= 1.186,000 kg/m3

Faktor keamanan

= 15 %

Lama penyimpanan

= 5 hari

Jumlah tangki

= 1 unit

Kapasitas penyimpanan nitrobenzene = 37,404 kg/jam Kapasitas untuk 1 hari = 897,687 kg/hari Kapasitas untuk 5 hari = 4.488,435 kg/ 5 hari b. Volume T-06

434

Volume fluida, V

=

x lama penyimpanan

=

x 5(24) jam

= 3,785 m3 Volume Tangki total

=volume fluida +(volume fluida x faktor keamanan) = 3,785 m3/jam + (3,785 m3/jam x 15%) = 4,352 m3

Kapasitas tangki

= volume tangka total/ jumlah unit tangki = (4,352 m3) / 1 unit = 4,352 m3

c. Diameter dan Tinggi T-04 Direncanakan: D silinder : H silinder = 3:2, maka Hsilinder = 2/3 Dsilinder Volume tutup adalah type ellipsoidal D3

Volume alas dan tutup =

(Peter, 2003)

Volume T-02

= volume silinder + volume tutup

Volume T-02

=

4,352 m3

D2.Hsilinder +

D3

= 0,523 D3 D

Hsilinder

= 1,770 meter = 3/2 Dsilinder = 1,180 meter

Htutup

=¼D

(Peters, 2003)

= 0,442 meter Jadi, tinggi T-04

= Hsilinder + (2 x Htutup ) =1,180 + (2 x 0,442) = 2,065 meter

d. Ketebalan T-06 Faktor kelonggaran Pdesign

= 15% = (1 + Fk ) x P absolute = (1+ 15% ) x 17,723 psia

(Coulson, 2002)

435

= 20,381 psia = 1,387 atm Efficiency, E

= 85 %

(Peters, 2003)

Allowable Stress, f

= 13700 psia

( Peters, 2003)

Corrosion allowance, c = 0,028 in/tahun Ketebalan, d

=

(Brownell,1995)

+c

t=

+ 0,028 in

t = 0,089 in = 0,002 m Standar ketebalan yang digunakan adalah 0,5 in

(Brownell,1995)

e. Outside Diameter OD = Dt + 2d = 1,774 meter IDENTIFIKASI Nama Alat

Tangki

Kode Alat

T – 04

Jumlah

1 buah

Fungsi

Untuk menyimpan NaOH DATA DESIGN

Tipe

Silinder Vertikal dengan ellipsoidal head

Temperature design

30

Tekanan design Kapasitas

o

C

1 atm 4,352 m3 DATA MEKANIK

Diameter vessel

1,774 m

Tebal dinding vessel

0,002 m

Tinggi vessel

2,065 m

Bahan konstruksi

carbon steel

436

41. Tangki - 05 (T-05) Fungsi : Menampung benzene. Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal. Bahan

: Carbon Steel SA-285 grade C

( Peters, 2003)

Jumlah : 1 (satu)

Gambar :

He

Hs

Dt

a. Kondisi Operasi Temperatur, T

= 30 oC

Tekanan, P

= 1 atm (101325 Pa)

Mass flow, v

= 932,350 kg/jam

Densitas, ρ

= 867,100 kg/m3

Faktor keamanan

= 15 %

Lama penyimpanan

= 5 hari

Jumlah tangki

= 1 unit

Kapasitas penyimpanan benzene = 932,350 kg/jam Kapasitas untuk 1 hari = 22.376,394 kg/hari Kapasitas untuk 15 hari = 111.881,971 kg/5 hari b. Volume T-05

437

Volume fluida, V

=

x lama penyimpanan

=

x 5 (24) jam

= 129,030 m3 Volume Tangki total

=volume fluida +(volume fluida x faktor keamanan) = 129,030 m3 + (129,030 m3 x 15%) = 148,385 m3

Kapasitas tangki

= volume tangka total/ jumlah unit tangki = (148,385 m3) / 1 unit = 148,385 m3

c. Diameter dan Tinggi T-05 Direncanakan: D silinder : H silinder = 3:2, maka Hsilinder = 2/3 Dsilinder Volume tutup adalah type ellipsoidal D3

Volume alas dan tutup =

(Peter, 2003)

Volume T-07

= volume silinder + volume tutup

Volume T-07

=

148,385 m3 D Hsilinder

D2.Hsilinder +

D3

= 0,785 D3 = 5,739 meter = 3/2 Dsilinder = 3,826 meter

Htutup

=¼D

(Peters, 2003)

= 1,435 meter Jadi, tinggi T-05

= Hsilinder + (2 x Htutup ) = 3,826 + (2 x 1,435) = 6,696 meter

d. Ketebalan T-05 Faktor kelonggaran Pdesign

= 15% = (1 + Fk ) x P absolute

(Coulson, 2002)

438

= (1+ 15%) x 21,872 psia = 25,152 psia = 1,712 atm Efficiency, E

= 85 %

(Peters, 2003)

Allowable Stress, f

= 13700 psia

( Peters, 2003)

Corrosion allowance, c = 0,028 in/tahun Ketebalan, d t

=

(Brownell,1995)

+c

=

+ 0,028 in

t = 0,272 in = 0,007 m Standar ketebalan yang digunakan adalah 0,5 in

(Brownell,1995)

e. Outside Diameter OD = Dt + 2d = 5,753 meter IDENTIFIKASI Nama Alat

Tangki

Kode Alat

T – 05

Jumlah

1 buah

Fungsi

Untuk menyimpan benzene DATA DESIGN

Tipe

Silinder Vertikal dengan ellipsoidal head

Temperature design

30

Tekanan design Kapasitas

o

C

1 atm 148,385 m3 DATA MEKANIK

Diameter vessel

5,739 m

Tebal dinding vessel

0,007 m

439

6,696 m

Tinggi vessel Bahan konstruksi

carbon steel

42. Tangki - 06 (T-06) Fungsi : Menampung nitrobenzene. Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal. Bahan

: Carbon Steel SA-285 grade C

( Peters, 2003)

Jumlah : 1 (satu) Gambar :

He

Hs

Dt

f. Kondisi Operasi Temperatur, T

= 30 oC

Tekanan, P

= 1 atm (101325 Pa)

Mass flow, v

= 8.333,427 kg/jam

Densitas, ρ

= 1.194,000 kg/m3

Faktor keamanan

= 15 %

Lama penyimpanan

= 5 hari

Jumlah tangki

= 3 unit

Kapasitas penyimpanan nitrobenzene = 8.333,427 kg/jam Kapasitas untuk 1 hari = 200.002,239 kg/hari Kapasitas untuk 5 hari = 1.000.011,197 kg/ 5 hari g. Volume T-06 Volume fluida, V

=

x lama penyimpanan

=

x 15(24) jam

= 837,530 m3

440

Volume Tangki total

=volume fluida +(volume fluida x faktor keamanan) = 837,530 m3/jam + (837,530 m3/jam x 15%) = 963,160 m3

Kapasitas tangki

= volume tangka total/ jumlah unit tangki = (963,160 m3) / 3 unit = 321,053 m3

h. Diameter dan Tinggi T-06 Direncanakan: D silinder : H silinder = 3:2, maka Hsilinder = 2/3 Dsilinder Volume tutup adalah type ellipsoidal D3

Volume alas dan tutup =

(Peter, 2003)

Volume T-02

= volume silinder + volume tutup

Volume T-02

=

321,053 m3 D Hsilinder

D2.Hsilinder +

D3

= 0,785 D3 = 7,423 meter = 3/2 Dsilinder = 4,949 meter

Htutup

=¼D

(Peters, 2003)

= 1,856 meter Jadi, tinggi T-06

= Hsilinder + (2 x Htutup ) =4,494 + (2 x 1,856) = 8,660 meter

i. Ketebalan T-06 Faktor kelonggaran Pdesign

= 15%

(Coulson, 2002)

= (1 + Fk ) x P absolute = (1+ 15% ) x 27,476 psia = 31,597 psia = 2,150 atm

Efficiency, E

= 85 %

(Peters, 2003)

Allowable Stress, f

= 13700 psia

( Peters, 2003)

Corrosion allowance, c = 0,028 in/tahun

(Brownell,1995)

441

Ketebalan, d

=

+c

t=

+ 0,028 in

t = 0,425 in = 0,011 m Standar ketebalan yang digunakan adalah 0,5 in

(Brownell,1995)

j. Outside Diameter OD = Dt + 2d = 7,444 meter IDENTIFIKASI Nama Alat

Tangki

Kode Alat

T – 06

Jumlah

3 buah

Fungsi

Untuk menyimpan produk nitrobenzene DATA DESIGN

Tipe

Silinder Vertikal dengan ellipsoidal head

Temperature design

30

Tekanan design

o

C

1 atm 321,053 m3

Kapasitas

DATA MEKANIK Diameter vessel

7,444 m

Tebal dinding vessel

0,011 m

Tinggi vessel

8,660 m

Bahan konstruksi 43.

carbon steel

VACUUM PUMP-01(LRVP-01) Fungsi : Untuk mengalirkan top produk EV-01 menuju PC-01

a) Kondisi operasi Aliran massa Tekanan masuk

: 4.830,737 kg/jam : 153 mbar

442

Tekanan keluar

: 200 mbar

Densitas

: 0,862 kg/m3

Aliran volumetric : 5.602,153 m3/ jam b) Power Kebutuhan daya pada pompa dapat dihitung dengan (Jorisch, 2005):

P = 6,378 kW

= 8,671 HP = 9HP

c) Diameter pipa Di = 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13 =

3,9 (5.602,153)0,45(0,862)0,13

=

16,184 in

Dipilih pipa : Nominal pipa IPS = 14 inch, 30 ST Outside diameter = 14 inch Inside diameter

= 13,250

IDENTIFIKASI Nama Alat Vacuum Pump-01 Alat Kode LRVP-01 Tipe Liquid Ring Vacuum Pump Jumlah 1 Bahan Stainless steel Operasi Kontinyu Fungsi Mengalirkan top produk EV-01 DATA DISAIN Temperatur 121,179 Tekanan masuk

153

o

C

mbar

443

Tekanan keluar

200

mbar

Volumetric flowrate

5.602,153

m3/jam

Power 9 44. VACUUM PUMP-02(LRVP-02) Fungsi : Untuk mengalirkan top produk EV-01 menuju PC-01 a) Kondisi operasi Aliran massa

HP

: 989,208 kg/jam

Tekanan masuk

: 53,5 mbar

Tekanan keluar

: 100 mbar

Densitas

: 0,309 kg/m3

Aliran volumetric : 3.206,509 m3/ jam b) Power Kebutuhan daya pada pompa dapat dihitung dengan (Jorisch, 2005) :

P = 2,98 kW

= 4,052 HP = 5HP

c) Diameter pipa Di = 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13 =

3,9 (3.206,509)0,45(0,309)0,13

=

11,016 in

Dipilih pipa : Nominal pipa IPS = 11 inch, 40 ST Outside diameter = 10,75 inch Inside diameter

= 10,02 inch

Ringkasan perhitungan : Nama Alat Alat Kode

IDENTIFIKASI Vacuum Pump-02 LRVP-02

444

Tipe Jumlah Bahan Operasi Fungsi

Liquid Ring Vacuum Pump 1 Stainless steel Kontinyu Mengalirkan top produk EV-02 DATA DISAIN Temperatur 121,179

o

C

Tekanan masuk

53,5

mbar

Tekanan keluar

100

mbar

Volumetric flowrate

3.206,509

m3/jam

Power

4

HP

445

LAMPIRAN IV PERHITUNGAN EKONOMI

4.1. Menentukan Indeks Harga Untuk menghitung biaya peralatan pada tahun 2020 digunakan referensi Plant Design and Economic for Chemical Engineers edisi 5 karangan PeterTimmerhaus. Tabel L4.1. Indeks Harga Tahun 2005 - 2012 Tahun

Indeks Harga

2005

468,2

2006

488,6

2007

525,4

2008

574,4

2009

521,9

2010

550,8

2011

585,7

2012

584,6

(sumber: Chemical Engineering Plant Cost Index) Dengan menggunakan metode regresi linier, data diatas diubah kedalam bentuk persamaan y = 15,7619x – 31.120,336. Tabel L4.2. Indeks Harga Tahun 2013 – 2020 Tahun

Indeks Harga

2013

608,379

2014

624,141

2015

639,902

2016

655,664

2017

671,426

2018

687,188

2019

702,950

2020

718,712

446

Dari ekstrapolasi data tersebut didapat indeks harga untuk tahun 2016 adalah 655,664 dan untuk tahun 2020 adalah 718,712. Rasio indeks harga tahun 2020 terhadap 2016 adalah 1,126. 4.2. Perhitungan Harga Peralatan Nilai tukar uang pada tahun 2020 untuk US $ 1.00 diasumsikan sebesar Rp. 13.700,-. Untuk menghitung harga peralatan digunakan perkiraan peralatan dengan menggunakan rumus: Index cost at present price Present cost = original cost x

(Peter,pg.164) Index cost at original price

Apabila data harga untuk ukuran yang dibutuhkan tidak tersedia maka dapat dipergunakan aturan yang disebut“Sixth – Tenth Factor Rule” dengan faktor 0,6. Diperoleh harga korelasi sebagai berikut : Kapasitas alat A Harga alat A = Harga alat B x

0,6

(Peter,Eq.6.1,pg.169) Kapasitas alat B

Dengan menggunakan persamaan diatas, maka masing–masing harga peralatan pada tahun 2020 dapat dihitung, dengan hasil perhitungan pada tabel berikut: Tabel L4.3. Daftar Harga Peralatan Tahun 2020 No

Kode

Nama Alat

Alat

Harga satuan

Jumlah

(US$)

Harga total (us$)

1

T-01

Tanki-01

398,900.00

6

2,695,611.95

2

T-02

Tanki -02

301,400.00

1

339,457.44

3

T-03

Tanki -03

345,600.00

1

389,238.53

4

T-04

Tanki -04

6800.00

1

7,658.63

5

T-05

Tanki -05

51,800.00

1

58,340.73

6

T-06

Tanki -06

61,400.00

1

69,152.91

7

P-01

Pompa-01

12,900.00

2

123,000.00

447

No

Kode

Nama Alat

Alat

Harga satuan

Jumlah

(US$)

Harga total (us$)

8

P-02

Pompa -02

12,900.00

2

29,057.74

9

P-03

Pompa -03

10,400.00

2

23,426.39

10

P-04

Pompa -04

15,200.00

2

34,238.57

11

P-05

Pompa -05

11,400.00

2

25,678.93

12

P-06

Pompa -06

11,400.00

2

25,678.93

13

P-07

Pompa -07

11,400.00

2

25,678.93

14

P-08

Pompa -08

11,400.00

2

25,678.93

15

P-09

Pompa -09

11,400.00

2

25,678.93

16

P-10

Pompa-10

11,400.00

2

25,678.93

17

P-11

Pompa-11

11,400.00

2

25,678.93

18

P-12

Pompa-12

11,400.00

2

25,678.93

19

H-01

Heater -01

1,800.00

1

2,027.28

20

H-02

Heater -02

36,800.00

1

41,446.70

21

H-03

Heater -03

31,600.00

1

35,590.10

22

HE-01

Exchanger -01

131,000.00

1

147,541.22

23

R-01

Reaktor-01

287,900.00

1

324,252.81

24

KD-01

Kolom Destilasi

96,282.00

1

108,439.42

25

ACC-01

Accumulator-01

20,600.00

1

23,201.14

26

CD-01

Condenser-01

3,100.00

1

3,491.43

27

RB-01

Reboiler-01

58,800.00

1

6,.224.61

62,300.00

1

70,166.55

60,421.00

1

68,050.29

84,500.00

1

95,169.72

37,000.00

1

41,671.95

5,800.00

1

6,532.36

28

29

30

31

32

EV-01

EV-02

PC-01

PC-02 E-01

Flash Evaporator 01 Flash Evaporator 02 Partial Kondensor 01 Partial Kondensor 02 Ejektor -01

448

33

E-02

Ejektor -02

2,400.00

1

2,703.04

34

LRVP-01

Vacuum Pump-01

23,200.00

1

26,129.44

No.

Kode

Nama Alat

Alat

Harga satuan

Jumlah

(US$)

Harga total (us$)

35

LRVP-02

Vacuum Pump-02

19,300.00

1

21,736.99

36

V

Valve

2,325.00

2

5,237.15

37

DC-01

Dekanter-01

48,200.00

1

54,286.16

38

DC-02

Dekanter-02

44,000.00

1

49,555.83

39

DC-03

Dekanter-03

44,000.00

1

49,555.83

40

M-01

Mixer-01

52,756.00

1

59,417.44

41

M-02

Mixer-02

52,756.00

1

59,417.44

42

C-01

Cooler-01

51,300.00

1

57,777.59

43

C-02

Cooler-02

3,000.00

1

3,378.81

44

C-03

Cooler-03

4,000.00

1

4,505.08

45

C-04

Cooler -04

3,000.00

1

3,378.81

Total Purchased Equipment Cost: US$.2,680,829.85 4.3. Perhitungan Biaya 4.3.1. Bahan Baku Indeks harga tahun 2020

= 1.5100

(Sumber: BPS)

a. Asam Nitrat Harga (US$/ Kg)

= 0.30

(Sumber: www.alibaba.com)

Kebutuhan /tahun (Kg)

= 52,233,099.27

Biaya / tahun (US$)

= 52,233,099.27 kg x 0.30 US$/Kg = US$ 23,661,593.97

b. Benzene Harga (US$/ Kg)

= 1.05

(Sumber :www.alibaba.com)

Kebutuhan /tahun (Kg)

= 44,903,185.68

Biaya/tahun (US$)

= 44,903,185.68 Kg x 1.05 US$/Kg = US$ 71,194,000.90

c. Asam Sulfat Harga (US$/ Kg)

= 0.10

(Sumber: www.alibaba.com)

449

Kebutuhan /tahun (Kg)

= 702,218,488.11

Biaya /tahun (US$)

= 702,218,488.11 kg x 0.10 US$/Kg = US$ 106,034,991.70

d. Natrium Hidroksida Harga (US$/ Kg)

= 0.30

(Sumber: www.alibaba.com)

Kebutuhan /tahun (Kg)

= 269,306.10

Biaya/tahun (US$)

= 269,306.10 Kg x 0.30 US$/Kg = US$ 121,995.66

e. Ammonia Harga (US $/ Kg)

= 0.65

(Sumber: www.alibaba.com)

Kebutuhan /tahun (Kg)

= 7,429,424.87

Biaya / tahun (US$)

= 269,306.10 Kg x 0.65 US$/Kg = 7,291,980.51

Total Biaya Bahan Baku (US$)

= US$ 208,304,562.75

4.3.2. Biaya Bahan Bakar Biaya bahan bakar Methane (US $/ liter)

= 0.50

Kebutuhan Methane (liter/tahun)

= 1,358,402.05

Total biaya bahan bakar (US $)

= 697,201.02

4.3.3. Perhitungan Harga Tanah Harga tanah/m2

= Rp 1.650.000,00

Luas tanah

= 40.000,000 m2

Total Biaya tanah

= Rp 66.000.000.000,00 = US$ 6,769,230.77

4.3.4. Perhitungan Harga Bangunan Harga bangunan/m2

= Rp 3.500.000,00

Luas bangunan

= 10.000,000 m2

Biaya bangunan

= Rp 35.000.000.000,00 = US$ 2,692,307.69

450

4.4. Operating Labour Daftar gaji karyawan per bulan dapat dilihat dalam tabel berikut ini. Tabel L4.4. Daftar Gaji Karyawan Per Bulan. Total Gaji/bulan

No.

Jabatan

Jumlah

Gaji/bulan (Rp)

1

Direktur utama

1

60.000.000,00

60.000.000,00

2

Direktur

3

50.000.000,00

150.000.000,00

3

Sekretaris direktur utama

1

20.000.000,00

20.000.000,00

4

Sekretaris direktur

3

18.000.000,00

54.000.000,00

5

Kepala bagian

7

17.000.000,00

119.000.000,00

6

Kepala seksi

20

15.000.000,00

300.000.000,00

7

Supervisor

5

8.000.000,00

40.000.000,00

8

Foreman

8

7.000.000,00

56.000.000,00

9

Operator control

20

6.500.000,00

130.000.000,00

10

Operator lapangan

20

6.500.000,00

1300.000.000,00

11

Operator Instrumentasi

2

6.500.000,00

13.000.000,00

12

Dokter

1

8.000.000,00

8.000.000,00

13

Perawat

2

3.500.000,00

7.000.000,00

14

Staff

39

6.000.000,00

234.000.000,00

15

Analis

3

5.000.000

15.000.000,00

16

Pekerja bengkel

4

4.500.000,00

22.500.000,00

17

Pemadam kebakaran

4

2.500.000,00

10.000.000,00

18

Pengemudi

5

2.500.000,00

25.000.000,00

19

Security

12

2.500.000,00

30.000.000,00

Total

160

(Rp)

Rp.1.396.000.000,00

Jumlah gaji karyawan per bulan =Rp. 1.396.000.000,00 Jumlah gaji karyawan per tahun + Tunjangan hari raya (13 bulan) Jumlah gaji karyawan pertahun = Rp.1.396.000.000,00/ bulan x 13 bulan/tahun

451

= Rp. 18.148.000.000,00 = US$ 1,396,000.00 4.2. Perhitungan Total Capital Investment (TCI) 4.2.1. Total Direct Cost (DC) a.

Equipment, Installation dan Investment

Purchased Equipment-Delivered (PEC)

= US$ 2,680,829.85

Installation, insulation and painting (25% PEC)

= US$ 670,207.46

Instrumentation and Control (30% PEC)

= US$ 804,248.96

Piping and installed (70% PEC)

= US$ 1,876,580.90

Electrical and installed (30% PEC)

= US$ 804,248.96

b. Building

= US$ 2,692,307.69

c.

Service Facilities and utilities (10% PEC)

= US$ 268,082.99

d.

Land

= US$ 6,769,230.77

e.

Total Direct Cost(DC)

= US$ 16,565,737.57

4.2.2. Indirect Cost (IDC) a. Engineering and supervision (5% DC)

= US$ 1,597,028.1091

b. Contruction expense and construction

= US$ 9,827,865.2869

fee (20% FCI) c. Legal expense (3% FCI)

= US$ 1,474,179.7930

d. Contigency (10% FCI)

= US$ 4,913,932.6435

Total Indirect Cost (IDC)

= US$ 17,813,005.8325

4.3. Fixed capital Investement (FCI) FCI

= (DC + IDC) = US$ 25,549,464.48

4.4. Working Capital (20% TCI) WC = 20 % TCI TOTAL CAPITAL INVESTMENT (TCI) TCI = FCI + WC = FCI + 0,2 TCI = FCI/(1- 0,2)

= US$ 6,387,366.12

452

= US$ 31,936,830.60

5. 5.2.

Perhitungan Total Production Cost (TPC) Manufacturing Cost (MC)

5.2.1. Direct Production Cost Raw material

= US$ 208,983,763.77

Operating Labor (OL)

= US$ 1,396,000.00

Direct supervisory and clericallabor (10% OL)

= US$ 139,600.00

Utilities (10% TPC)

=US$ 27,033,893.54

Maintenance & repair (10% FCI)

=US$ 2,554,946.45

Labortory charge (20% OL)

=US$ 279,200.00

Patent & royalties (3% TPC)

=US$ 8,110,168.06

Total DPC

=US$ 248,497,571.83

5.2.2. Fixed Charge Depreciation (10% FCI)

=US$ 2,554,946.45

Local taxes (4% FCI)

=US$ 1,021,978.58

Insurance (1% FCI)

=US$ 255,494.64

Financing (10% TCI)

=US$ 3,193,683.06

Rent (8% Land and building)

= US$ 756,923.08

Total FC

= US$ 7,026,102.73

5.2.3. Plant Overhead Cost (70% dari Maintenance + OL + DSCL) = US$ Total Manufacturing Cost

2,863,382.51

= US$ 258,387,057.07

5.3. General Expenses (GE) 5.3.1. Administrative cost (20% OL+MC+DSCL) =US$ 279,200.00 5.3.2. Distribution & selling price (4% TPC)

=US$ 10,813,557.42

5.3.3. Research & Development cost (4% TPC)

=US$ 102,197.86

Total General Expenses

= US$ 11,194,955.27

TOTAL PRODUCTION COST (TPC)

453

TPC

= MC + GE = US$ 269,582,012.35