Appendix.pdf

LAMPIRAN A HASIL PERHITUNGAN NERACA MASSA Kapasitas Produksi

= 17.000 ton/tahun

Kemurnian Produk

= 99,95 %

Basis Perhitungan

= 1.000 kg/jam CH3COOH

Pada perhitungan ini digunakan perhitungan dengan alur maju dengan menggunakan basis perhitungan. Hal ini dikarenakan untuk mempermudah menentukan jumlah bahan yang akan direcycle kembali.

A.1.

PERHITUNGAN NERACA MASSA BERDASARKAN BASIS 1.000 Kg/Jam CH3COOH TANPA RECYCLE

Tabel LA-1 Komposisi CH3COOH Komponen CH3COOH

% Berat

kg/jam

1,000

1000

(Kirk-Othmer, 1999) kmol/jam 16,6528

Yi 1,0000

Reaksi yang terjadi adalah: CH3COOH (aq) + C3H6 (g)  CH3COOCH(CH3)2 (aq) Untuk efisisensi reaksi maka C3H6(g) yang digunakan berlebih dengan perbandingan mol CH3COOH : C3H6 untuk umpan reaktor adalah 1 : 2 (Bearse, 1947). Jumlah kg C3H6 = (2/1 x 16,6528) = 33,3056 kmol/jam Jumlah C3H6 = (1/0,920 x 1401,4988)

= 1401,4988 kg/jam = 1513,6187 kg/jam

Tabel LA-2 Komposisi C3H6

(Kirk-Othmer, 1999)

Komponen

% Berat

kg/jam

kmol/jam

Yi

C3H8

0,0800

112,1199

2,7635

0,0709

C3H6

0,9200 1401,4988

33,3056

0,9291

1,0000 1513,6187

35,8480

1,0000

LA - 1 Universitas Sumatera Utara

LA - 2

Ratio mol HF/BF3 adalah 3/1. Jumlah katalis yang dibutuhkan adalah 5% dari mol asam asetat yang diperlukan pada reaksi (Bearse, 1947). Jumlah katalis yang dibutuhkan

= 0,5 x 16,6528 = 0,8326 kmol/jam

Jumlah HF

= 50% x 0,8333 = 0,4163 kmol/jam

Jumlah BF3

= 50% x 0,8333 = 0,4163 kmol/jam

Tabel LA-3 Komposisi HF Komponen

% Berat

(Kirk-Othmer, 1999) kg/jam

kmol/jam

Yi

HF

0,6300

8,3306

0,4163

0,7088

H2O

0,3700

3,0823

0,1710

0,2912

1,0000

11,4129

0,5874

1,0000

Tabel LA-4 Komposisi BF3 Komponen

% Berat

BF3

(Kirk-Othmer, 1999) kg/jam

1,0000

kmol/jam

28,2290

Yi

0,4163

1,0000

Tabel LA-5 Data Nilai Berat Molekul (kg/mol) Rumus Molekul

BM

(Kirk-Othmer, 1999)

Rumus Molekul

BM

CH3COOH

60,05

C3H6

42,08

HF

20,01

C3H8

44,10

BF3

67,806

C5H10O2

102,13

H2O

18,02

HBF4

87,816

Perhitungan awal diasumsikan tanpa recycle : A.1.1. ALIRAN KELUAR DI MIXER (MX-101) Fungsi : untuk melarutkan antara katalis HF dan BF3. dan membentuk senyawa kompleks HBF4. 1 MX-101

3

2

Universitas Sumatera Utara

LA - 3

Pada Mixer (MX-101) terjadi pelarutan antara katalis HF dan BF3. dan membentuk senyawa kompleks HBF4. Senyawa ini akan terurai pada suhu antara 150-200 oC pada tekanan 1 atm (Michel Devic, et.al, 1985). Reaksi yang terjadi: HF(aq) + BF3(g)  HBF4-(aq)

Neraca Massa Total Input = Output 39,6418 kg/jam = 39,6418 kg/jam Input (Alur 1,2)

Output Atas (Alur 3)

Komponen Kg HF BF3 HBF4 H2O Total

8,3306 28,2290 0,0000 3,0823 39,6418

kmol 0,4163 0,4163 0,0000 0,1710 1,0037

Kg

kmol

0,0000 0,0000 36,5595 3,0823 39,6418

0,0000 0,0000 0,4163 0,1710 0,5874

A.1.2. ALIRAN KELUAR DI MIXER (MX-102) Fungsi : untuk menghomogenkan antara CH3COOH dengan katalis HBF4.

4 MX-102

5

3

Neraca Massa Total Input = Output 1039,6418 kg/jam = 1039,6418 kg/jam

Universitas Sumatera Utara

LA - 4

Input (Alur 3,4)

Komponen

Kg CH3COOH

Output Atas (Alur 5)

kmol

Kg

kmol

1000

16,6528

1000,0000

16,6528

HBF4

36,5595

0,4163

36,5595

0,4163

H2O

3,0823

0,1710

3,0823

0,1710

1039,6418

17,2402

1039,4752

16,2402

Total

A.1.3. ALIRAN KELUAR DI REAKTOR (R-101) Fungsi : untuk merekasikan antara CH3COOH dengan propilen dengan bantuan katalis HBF4. Reaksi yang terjadi dalam reaktor : CH3COOH (aq) + C3H6 (g)  CH3COOCH(CH3)2 (aq) Data konversi (Bearse, 1947) : Konversi terhadap CH3COOH

= 70 - 80 %

Untuk proses ini dipilih konversi reaksi sebesar 75%

7

R - 101

5

11

10

Reaksi : CH3COOH mula-mula CH3COOH bereaksi

= 1000 kg/jam = 75 % x 1000 kg

= 750 kg/jam = 12,48959 kmol/jam

Sisa reaksi C3H6 bereaksi

= 250 kg/jam = 1/1 x 12,5 kmol

= 12,48959 kmol/jam

Universitas Sumatera Utara

LA - 5

= 525,56203 kg/jam Sisa reaksi

= 875,93672 kg/jam

CH3COOCH(CH3)2 terbentuk= 1/1 x 12,5

kmol

= 12,48959 kmol/jam = 1275,56203 kg/jam

Neraca Massa Total Input = Output 2553,2605 kg/jam = 2553,2605 kg/jam Input Komponen

Output

Alur 5

Alur 10

Alur 7

Alur 11

Kg

kmol

Kg

kmol

Kg

kmol

Kg

1000

16,6528

-

-

250

4,1632

-

-

C3H6

-

-

1401,4988 33,3056

-

-

875,9367

20,8160

C3H8

-

-

112,1199

2,5424

-

-

112,1199

2,5424

HBF4

36,5595

0,4163

-

-

36,5859

0,4163

-

-

H2O

3,0823

0,1710

-

-

3,0823

0,1710

-

-

-

-

-

-

1275,5620 12,4896

-

-

1565,0373 17,2402

988,0566

23,3584

CH3COOH

C5H10O2 Sub Total Total

1039,6418 17,2402 1565,2039 35,8480 2553,2605 kg

53,0881 kmol

2553,2605 kg

40,5985 kmol

A.1.4. NERACA MASSA DI ACCUMULATOR (AC-101) Fungsi: sebagai wadah penampungan sementara hasil dari reaktor (R-101).

12

AC - 101

13

Neraca Massa Total Input (12) = Output (13) 1565,2039 kg/jam = 1565,2039 kg/jam

Universitas Sumatera Utara

LA - 6

Input (Alur 12)

Komponen

Kg CH3COOH

kmol

4,1632

250,0000

4,1632

36,5595

0,4163

36,5595

0,4163

12,4896 1275,5620

12,4896

1275,5620 3,0823

H2O

0,1710

1565,2039

Total

Kg

250,0000

HBF4 C5H10O2

kmol

Output (Alur 13)

3,0823

0,1710

17,2402 1565,2039

17,2402

A.1.5. NERACA MASSA PADA KOLOM DESTILASI Neraca Massa Kolom Destilasi (MD-101) Fungsi: untuk memisahkan C5H10O2, dan H2O sebagian dari CH3COOH, HBF4 dan H2O. Ditinjau dari titik didihnya : Komponen

Td °(C)

CH3COOH

117,82

HBF4

150

C5H10O2

88,6

H2O

100

(Sumber : Kirk-Othmer, 1999) Maka dapat ditentukan :  C5H10O2 semuanya ada pada hasil atas.  H2O terdistribusi pada hasil atas dan bawah  CH3COOH dan HBF4 semuanya ada pada hasil bawah Diperkirakan 43,7 % mol dari H2O akan terpisah sebagai hasil atas. Neraca Massa Kolom Destilasi (MD-102) Fungsi: untuk memisahkan CH3COOH dan H2O dengan HBF4. Diperkirakan CH3COOH dan H2O yang terpisahkan sebagai hasil atas adalah sebesar 100 % dari katalis senyawa kompleks HBF4.

Universitas Sumatera Utara

LA - 7

A.1.4.1. Kolom Destilasi (MD-101) Fungsi: untuk memisahkan C5H10O2, dan H2O sebagian dari CH3COOH, HBF4 dan H2O.

14

13

MD - 101

15

Feed(13) = Hasil atas(14) + Hasil bawah(15) 1565,2039 kg/jam = 1276,8376 kg/jam + 288,3663 kg/jam Menentukan Kondisi Umpan Masuk Menara Umpan masuk pada T = 368,02 K dan P = 1,0131 bar Komponen Kg/jam k.mol/jam P° (bar) K

Xi

Xi.Ki

250,0000

4,1632 0,4767

0,4705

0,2415

0,1136

1275,5620

12,4896 1,2218

1,2058

0,7244

0,8735

H2O

3,0823

0,1710 0,8408

0,8298

0,0099

0,0082

HBF4

36,5595

0,4163 0,1911

0,1886

0,0241

0,0046

1565,2039

17,2402 2,9769

2,9378

1,0000

0,9999

CH3COOH C5H10O2

Jumlah

Menentukan Kondisi Puncak Menara Perhitungan trial and error untuk memperoleh kondisi temperatur dew point dan bubble point pada puncak menara. Menentukan harga P° P° C5H10O2

= 10^(A - B / (T + C))

Universitas Sumatera Utara

LA - 8

=10^(4,5517 - 1490,8770 / (368,02 + -34,0980) =10^(0,0870) = 1,2218 bar P°H2O

= 0,8408 bar

Menentukan harga Ki KC5H10O2

= P°/P = 1,2218 bar / 1,0133 bar = 1,2058

KH2O

= 0,8298

Menentukan harga Yi YiC5H10O2

= kmol / Jumlah Mol = 12,4896 kmol / 12,5604 kmol = 0,9944

YiH2O

= 0,0056

Menentukan harga

 Yi/Ki

Yi/KiC5H10O2 = 0,9944 / 1,0029 = 0,9915 Yi/KiH2O

= 0,0085

 Yi/Ki

= 1,00000

Dengan cara trial and error pada microsoft excel diperoleh kondisi temperatur dew point dan bubble point pada puncak menara. 1. Dew Point  Trial and error 1, dengan T = 362,14, diperoleh Yi/Ki = 1,0000 Berikut data excel yang diperoleh: Komponen C5H10O2 H2O Jumlah

kmol out

Kg

12,4896 1275,5620 0,0708

1,2756

12,5787 1276,2750

P° (bar)

K

Yi

Yi/Ki

1,0162

1,0029

0,9944

0,9915

0,6738

0,6650

0,0056

0,0085

1,00000

1,0000

Universitas Sumatera Utara

LA - 9

2. Bubble Point  Trial and error 1, dengan T = 362,1125, diperoleh Yi/Ki = 1,0000 Berikut data excel yang diperoleh: Komponen C5H10O2 H2O

kmol out

12,4896 1275,5620 0,0708

Jumlah

Kg

1,2756

P° (bar)

K

Xi

Xi.Ki

1,0152

1,0019

0,9944

0,9963

0,6731

0,6642

0.0056

0,0037

1,00000

1,0000

12,5604 1276,8376

Maka ditentukan: Produk keluar pada Bubble Point T = 362,1125 K dan P = 1,0133 bar Komponen C5H10O2 H2O

kmol out

P° (bar)

12,4896 1275,5620 1,0152 0,0708

Jumlah

Kg

1,2756 0,6731

K

Xi

Xi.Ki

1,0019

0,9944

0,9963

0,6642

0,0056

0,0037

1,0000

1,0000

12,5604 1276,8376

Menentukan Kondisi Dasar Menara Analog dengan menentukan kondisi puncak menara, diperoleh kondisi dasar menara sebagai berikut: Produk keluar pada Dew Point T = 394,2630 K dan P = 1,0133 bar Komponen

kmol out

Kg

P° (bar)

K

Yi

Yi/Ki

CH3COOH

4,1632

250,0000

1,1185

1,1038

0,8896

0,8059

H2O

0,1003

1,8067

2,0647

2,0376

0,0214

0,0105

HBF4

0,4163

36,5595

0,4938

0,4873

0,0890

0,1826

Jumlah

4,6798

288,3663

1,0000

1,0000

Produk keluar pada Bubble Point T = 392,0798 K dan P = 1,0133 bar Komponen

kmol out

Kg

P° (bar)

K

Xi

Xi.Ki

CH3COOH

4,1632

250,0000

1,0470

1,0332

0,8896

0,9192

H2O

0,1003

1,8067

1,9258

1,9005

0,0214

0,0407

HBF4

0,4163

36,5595

0,4598

0,4529

0,0890

0,0403

Jumlah

4,6798 288,3663

1,0000

1,0000

Universitas Sumatera Utara

LA - 10

Neraca Massa Total Kolom Destilasi (MD-101) Input (Alur 13)

Output Atas (Alur 14) Output Bawah (Alur 15)

Komponen kmol CH3COOH C5H10O2

Kg

kmol

Kg

kmol

Kg

0

0

4,1632

250,0000

0

0

4,1632 250,0000 12,4896 1275,5620

12,4896 1275,5620

H2O

0,1710

3,0823

0,0708

1,2756

0,1003

1,8067

HBF4

0,4163

36,5595

0

0

0,4163

36,5595

4,6798

288,3663

Sub Total

17,2402 1565,2039

Total

17,2402 1565,2039

12,5787 1276,2750 17,2402 kmol

1565,2039 kg

A.1.4.2. Kolom Destilasi (MD-102) Fungsi: untuk memisahkan CH3COOH dan H2O dengan HBF4. 16

15

MD - 102

17

Feed (15) = Hasil atas (16) + Hasil bawah (17) 288,3663 kg/jam = 251,8067 kg/jam + 36,5595 kg/jam

Menentukan Kondisi Umpan Masuk Menara Umpan masuk pada T = 392,0798 K dan P = 1,0133 bar

Universitas Sumatera Utara

LA - 11

Komponen

kmol in

Kg

P° (bar)

K

Xi

Xi.Ki

CH3COOH

4,1632

250,0000 1,0470

1,0332

0,8896

0,9192

HBF4

0,4163

36,5595 0,4598

0,4529

0,0890

0,0403

H2O

0,1003

1,8067 1,9258

1,9005

0,0214

0.0407

Jumlah

4,6705

1,0000

1,0000

288,1997

Menentukan Kondisi Puncak Menara Analog dengan Menara Destilasi (MD-101), diperoleh kondisi dasar menara sebagai berikut: Produk keluar pada Dew Point T = 390,6512 K dan P = 1,0133 bar Komponen

kmol out

Kg

P° (bar)

K

Yi

Yi/Ki

CH3COOH

4,1632

250,0000

1,0022

0,9890

0,9765

0,9873

H2O

0,1003

1,8067

0,4373

1,8150

0,0235

0,0130

4,635

251,8067

1,0000

1,0000

Jumlah

Produk keluar pada Bubble Point T = 390,4338 K dan P = 1,0133 bar Komponen

kmol out

Kg

P° (bar)

K

Xi

Xi.Ki

CH3COOH

4,1632

250,0000

0,9940

0,9810

0.9765

0,9579

H2O

0,1003

1,8067

1,8233

1,7994

0,0235

0,0423

4,635

251,8067

1,0000

1,0000

Jumlah

Menentukan Kondisi Dasar Menara Produk keluar pada Dew Point T = 417,3698 K dan P = 1,0133 bar Komponen

kmol out

Kg

P° (bar)

K

Yi

Yi/Ki

1,0133

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

HBF4

36,5595

0,4163

Jumlah

36,5595

0,4163

Produk keluar pada Bubble Point T = 417,96 K dan P = 1,0133 bar Komponen

kmol out

Kg

P° (bar)

K

Xi

Xi.Ki

Universitas Sumatera Utara

LA - 12

HBF4

36,5595

0,4163

Jumlah

36,5595

0,4163

1,0133

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

Neraca Massa Total Kolom Destilasi (MD-102) Input (Alur 15)

Output Atas (Alur 16) Output Bawah (Alur 17)

Komponen kmol

Kg

kmol

Kg

kmol

Kg

CH3COOH

4,1632

250,0000

4,1632

250,0000

0

0

HBF4

0,4163

36,5595

0

0

0,4163

36,5595

H2O

0,1003

1,8067

0,1003

1,8067

0

0

Sub Total

4,6705

288,1997

4,635

251,8067

0,4163

36,5595

Total

4,6705

288,1997

A.2.

4,6705 kmol

288,1997 kg

NERACA MASSA UNTUK MASSA BERDASARKAN BASIS 1.000Kg/Jam CH3COOH DENGAN RECYCLE Kemudian untuk perhitungan recycle dihitung berdasarkan trial and error

pada aliran masuk reaktor dengan dasar aliran masuk reaktor sama dengan aliran bahan baku ditambah aliran recycle menara destilasi II (MD-102) dan hasil atas reaktor (R-101). Propilen yang dibutuhkan

= 1401,498 kg/jam

diasumsikan propilen recycle dari reaktor yaitu sebesar 62,5 % dari propilen yang dibutuhkan. Propilen recycle

= 75 % x 1401,498 kg= 875,9367 kg/jam

Propilen supply

= propilen yang dibutuhkan - propilen recycle = 1401,498 kg – 875,9367 kg = 525,5620 kg/jam

Propilen yang digunakan mengandung propana sebesar 8%. Propana yang dibutuhkan

= 112,1199 kg/jam

Diasumsikan propana tidak ikut bereaksi sehingga: Propana recycle

= 100% x 121,7391 kg

HBF4 yang dibutuhkan

= 36,5595 kg/jam

= 121,7391 kg/jam

Universitas Sumatera Utara

LA - 13

Untuk menjaga ketersediaan HBF4 tidak tergantung dari keseluruhan recycle dan juga demi menjaga kelancaran proses nantinya jika terjadi abnormal proses. Maka diasumsikan HBF4 dari menara destilasi (MD-102) sebesar 50% dari HBF4 yang dibutuhkan HBF4 recycle

= 50% x 36,5859 kg

= 18,2798 kg/jam

HBF4 supply

= HBF4 yang dibutuhkan - HBF4 recycle = 36,5859 kg – 18,2798 kg

= 18,2798 kg/jam

A.2.1. ALIRAN KELUAR DI MIXER (MX-101) Fungsi : untuk melarutkan antara katalis HF dan BF3. dan membentuk senyawa kompleks HBF4.

1 MX-101

3

2 Pada Mixer (MX-101) terjadi pelarutan antara katalis HF dan BF3. dan membentuk senyawa kompleks HBF4. Senyawa ini akan terurai pada suhu antara 150-200 oC pada tekanan 1 atm (Michel Devic, et.al, 1985). Reaksi : HF(aq) + BF3(g)  HBF4-(aq) Neraca Massa Total Mixer (MX-101) Input = Output 19,8209 kg/jam = 19,8209 kg/jam Komponen HBF4 HF H2O BF3 Sub Total Total

Input (Alur 1,2) kg kmol 4,1653 0,2082 1,5412 0,0855 14,1145 0,2082 19,8209 0,5018 19,8209 kg

Output (Alur 3) Kg kmol 18,2798 0,2082 1,5412 0,0855 19,8209 0,2937 19,8209 kg

Universitas Sumatera Utara

LA - 14

A.2.2. ALIRAN KELUAR DI MIXER (MX-102) Fungsi : untuk menghomogenkan antara CH3COOH dengan katalis HBF4. 4

3 5

MX-102 18

Reaksi : HF(aq) + BF3(g)  HBF4-(aq) Neraca Massa Total Mixer (MX-102) Input + Recycle = Output 1021,2096 kg/jam + 18,2930 kg/jam = 1039,5026 kg/jam Input (Alur 3,4,18)

Recycle (Alur 18)

Output (Alur 5)

Komponen Kg CH3COOH 1000,0000

kmol 16,6528

Kg

kmol -

Kg

kmol

-

1000,0000

16,6667

18,2798 0,2082

36,5595

0,4163

-

1,5412

0,0855

HBF4

18,2798

0,2082

H2O

1,5412

0,0855

1019,8209

16,9465

18,2798 0,2082

1038,1007

17,1546

1038,1007 kg

17,1546 kmol

1038,1007

17,1546

Sub Total Total

-

A.2.3. ALIRAN KELUAR DI REAKTOR (R-101) Fungsi : untuk merekasikan antara CH3COOH dengan propilen dengan bantuan katalis HBF4. Reaksi yang terjadi dalam reaktor : CH3COOH (aq) + C3H6 (g)  CH3COOCH(CH3)2 (aq)

Universitas Sumatera Utara

LA - 15

Data konversi (Bearse, 1947) : Konversi terhadap CH3COOH

= 70 - 80 %

Untuk proses ini dipilih konversi reaksi sebesar 75%. 7

R - 101

5

11

10

Reaksi : CH3COOH mula-mula

= 1000 kg/jam

CH3COOH bereaksi = 75 % x 1000 kg

= 750 kg/jam = 12,5 kmol/jam

Sisa reaksi

= 250 kg/jam

C3H6 bereaksi

= 1/1 x 12,5 kmol

= 12,5 kmol/jam

Sisa reaksi

= 525 kg/jam

= 875 kg/jam

CH3COOCH(CH3)2 terbentuk= 1/1 x 12,5

kmol

= 12,5 kmol/jam = 1275 kg/jam

Neraca Massa Total Input + Recycle = Output 1039,5026 kg/jam + 525 kg/jam + 1015,0321 kg/jam = 2561,2417 kg/jam Input Komponen

Alur 5

Output

Alur 10 kmol

kg

Alur 11,7

kg

kmol

1000,0000

16,6528

-

-

250,0000

4,1632

C3H6

-

-

1401,4988

33,3056

875,0000

20,8333

C3H8

-

-

-

-

121,7391

2,7668

HBF4

36,5859

0,4167

-

-

-

H2O

1,5412

0,0855

-

-

-

CH3COOH

Kg

Recycle (Alur 7) kmol

Kg

kmol

121,7391

2,7668

-

36,5859

0,4167

-

1,5412

0,0855

Universitas Sumatera Utara

LA - 16

C5H10O2 Sub Total

-

-

-

1039,5026

17,2453

525,0000

Total

-

-

-

1275,0000

12,5000

0,0324 1015,0321

23,8085

2561,2417

53,3454

53,5538 kmol

2561,2417

53,3454

2561,2417 kg

A.2.4. NERACA MASSA DI ACCUMULATOR (AC-101) Fungsi: sebagai wadah penampungan sementara hasil dari reaktor (R-101). 12

13

AC - 101

Neraca Massa Total Input = Output 1563,6627 kg/jam = 1563,6627 kg/jam Komponen

Input (Alur 12) Kg

CH3COOH HBF4

Total

250,0000 1275,5620

kmol 4,1632

0,4163

36,5595

0,4163

12,4896 1275,5620

12,4896

1,5412 1563,6627

Kg

4,1632 250,0000

36,5595

C5H10O2 H2O

kmol

Output (Alur 13)

0,0855

1,5412

0,0855

17,1546 1563,6627

17,1546

A.2.5. NERACA MASSA PADA KOLOM DESTILASI Fungsi: untuk memisahkan C5H10O2, dan H2O sebagian dari CH3COOH, HBF4 dan H2O. Ditinjau dari titik didihnya : Komponen

Td °(C)

CH3COOH

117,82

Universitas Sumatera Utara

LA - 17

HBF4

150

C5H10O2

88,6

H2O

100

(Sumber : Kirk-Othmer, 1999) Maka dapat ditentukan :  C5H10O2 semuanya ada pada hasil atas.  H2O terdistribusi pada hasil atas dan bawah  CH3COOH dan HBF4 semuanya ada pada hasil bawah Diperkirakan 43,7 % mol dari H2O akan terpisah sebagai hasil atas. Neraca Massa Kolom Destilasi (MD-102) Fungsi: untuk memisahkan CH3COOH dan H2O dengan HBF4. Diperkirakan CH3COOH dan H2O yang terpisahkan sebagai hasil atas adalah sebesar 100 % dari katalis senyawa kompleks HBF4. A.2.5.1. Kolom Destilasi (MD-101) 14

13

MD - 101

15

Feed(13) = Hasil atas(14) + Hasil bawah(15) 1563,6627 kg/jam = 1276,8376 kg/jam + 286,8251 kg/jam

Universitas Sumatera Utara

LA - 18

Menentukan Kondisi Umpan Masuk Menara Umpan masuk pada T = 370,58 K dan P = 1,0131 bar Komponen kmol in Kg P° (bar) K CH3COOH

Xi

Xi.Ki

4,1632

250,0000

0,4763

0,4701

0,2427

0,1140

12,4896

1275,5620

1,2209

1,2049

0,7281

0,8772

H2O

0,0855

1,5412

0,8400

0,8290

0,0050

0,0041

HBF4

0,4163

36,5595

0,1909

0,1884

0,0243

0,0054

17,1546

1563,6627

1,0000

1,0000

C5H10O2

Jumlah

Menentukan Kondisi Puncak Menara Analog dengan Menara Destilasi (MD-101), diperoleh kondisi puncak menara sebagai berikut: Produk keluar pada Dew Point T = 362,14249 K dan P = 1,0131 bar Komponen C5H10O2 H2O

kmol out

P° (bar)

12,4896 1275,5620 1,0162 0,0708

Jumlah

Kg

1,2756 0,6738

K

Yi

Yi/Ki

1,0029

0,9944

0,9915

0,6650

0,0056

0,0085

1,00000

1,0000

12,5604 1276,8376

Produk keluar pada Bubble Point T = 362,11246 K dan P = 1,0133 bar Komponen

kmol out

Kg

P° (bar)

K

Xi

Xi.Ki

C5H10O2

12,4896

1275,5620 1,0152

1,0019

0,9944

0,9963

H2O

0,0708

1,2756 0,6731

0,6642

0.0056

0,0037

Jumlah

12,5604

1,00000

1,0000

1276,8376

Menentukan Kondisi Dasar Menara Analog dengan Menara Destilasi (MD-101), diperoleh kondisi dasar menara sebagai berikut: Produk keluar pada Dew Point T = 394,54183 K dan P = 1,0133 bar Komponen

kmol out

Kg

P° (bar)

K

Yi

Yi/Ki

CH3COOH

4,1631

250,0000 1,1279

1,1131

0,9061

0,8140

H2O

0,0147

0,2656 1,9208

1,8956

0,0032

0,0016

Universitas Sumatera Utara

LA - 19

HBF4

0,4163

36,5595

Jumlah

4,5943 286,8251

0,4983

0,4918

0,0906

0,1842

1,0000

1,0000

Produk keluar pada Bubble Point T = 394,3 K dan P = 1,0133 bar Komponen

kmol out

Kg

P° (bar)

K

Xi

Xi.Ki

CH3COOH

4,1632 250,0000

1,0651

1,0511

0,9062

0,9025

H2O

0,0147

0,2656

1,7847

1,7613

0,0032

0,0056

HBF4

0,4163

36,5595

0,4678

0,4616

0,0906

0,0418

1,0000

1,0000

Jumlah

4,943 286,8251

Neraca Massa Total Kolom Destilasi (MD-101) Input (Alur 13) Komponen CH3COOH C5H10O2

kmol 4,1632

Kg 250,0000

Output Atas (Alur 14) Output Bawah (Alur 15) kmol

Kg

kmol

Kg

0

0

4,1631

250,0000

0

0

12,4896 1275,5620 12,4896 1275,5620

H2O

0,0855

1,5412

0,0708

1,2756

0,0147

0,2656

HBF4

0,4163

36,5595

0

0

0,4163

36,5595

4,5943

286,8251

Sub Total

17,1546 1563,6627 12,5604 1276,8376

Total

17,1546 1563,6627

17,1546 kmol

1563,6627 kg

Universitas Sumatera Utara

LA - 20

A.2.5.2. Kolom Destilasi (MD-102) 16

MD - 102

15

17 Feed = Hasil atas + Hasil bawah 286,8251 kg/jam = 250,2656 kg/jam + 36,5595 kg/jam

Menentukan Kondisi Umpan Masuk Menara Umpan masuk pada T = 392,6447 K dan P = 1,0133 bar

Komponen

kmol in

Kg

P° (bar)

K

Xi

Xi.Ki

CH3COOH

4,1632

250,0000

1,0651

1,0511

0,9062

0,9525

HBF4

0,4163

36,5595

0,4678

0,4616

0,0906

0,0418

H2O

0,0147

0,2656

1,7847

1,7613

0,0032

0.0056

Jumlah

4,6745

288,2276

1,0000

1,0000

Analog dengan Menara Destilasi (MD-101), diperoleh kondisi sebagai berikut: Menentukan Kondisi Puncak Menara Produk keluar pada Dew Point T = 390,9647 K dan P = 1,0133 bar Komponen CH3COOH

kmol out 4,1632

Kg 250,0000

P° (bar)

K

Yi

Yi/Ki

1,0119

0,9986

0,9965

0,9978

Universitas Sumatera Utara

LA - 21

H2O

0,0147

0,2656

Jumlah

4,1779

250,2656

1,6701

1,6482

0,0035

0,0022

1,0000

1,0000

Produk keluar pada Bubble Point T = 390,9354 K dan P = 1,0133 bar Komponen

kmol out

Kg

P° (bar)

K

Xi

Xi.Ki

CH3COOH

4,1632

250,0000

1,0110

0,9977

0.9965

0,9941

H2O

0,0147

0,2656

1,6682

1,6463

0,0035

0,0059

Jumlah

4,1779

250,2656

1,000000

1,0000

Menentukan Kondisi Dasar Menara Produk keluar pada Dew Point T = 417,96 K dan P = 1,0133 bar Komponen

kmol out

Kg

P° (bar)

K

Yi

Yi/Ki

HBF4

0,4163

36,5595

1,0133

1,0000

1,0000

1,0000

Jumlah

0,4163

36,5595

1,0000

1,0000

Produk keluar pada Bubble Point T = 417,96 K dan P = 1,0133 bar Komponen

kmol out

Kg

P° (bar)

K

Xi

Xi.Ki

HBF4

0,4163

36,5595

1,0133

1,0000

1,0000

1,0000

Jumlah

0,4163

36,5595

1,0000

1,0000

Neraca Massa Total Kolom Destilasi (MD-102) Komponen

Input

Output Atas

Output Bawah

(Alur 15)

(Alur 16)

(Alur 17)

kmol CH3COOH

0,4163

H2O

0,0147

Total

kmol

4,1632 250,0000 4,1632

HBF4

Sub Total

Kg

36,5595

-

Kg 250,0000 -

0,2656 0,0147

0,2656

4,6745 288,2276 4,1779

250,2656

4,6745 288,2276

4,6745 kmol

kmol

Kg

-

-

0,4163 -

36,5595 -

0,4163 kmol 288,2276 kg

Universitas Sumatera Utara

LA - 22

A.3. NERACA MASSA UNTUK KAPASITAS PRODUKSI 17.000 ton/tahun Kapasitas produksi per jam dengan kemurnian 0,9850 = 17000

:

ton 1tahun 1hari    0,9850 tahun 330 hari 24 jam

= 2114,2677 kg/jam Perhitungan dengan basis 1000 kg fresh feed didapatkan produk isopropil asetat sebesar 2114,2677 kg/jam. Untuk mendapatkan produk sebesar 2114,2677 kg/jam maka fresh feed yang dibutuhkan sebesar : Bahan baku

= (2114,2677 /1275,5620) x 1000 kg/jam = 4470,1278 kg/jam

Factor scale – up

= 2114,2677 /4470,1278 = 0,4730

Faktor scale – up merupakan faktor yang harus dikalikan dengan tiap – tiap alur dalam neraca massa untuk mendapatkan neraca massa aktual.

A.3.1. NERACA MASSA UMPAN SETELAH ADA HASIL RECYCLE Komponen

Inject Kg

Recycle kmol

Output

Kg

kmol

0,0000

0,0000

Kg

kmol

CH3COOH

2114,2677 35,2085

528,5669

8,8021

C3H6

1111,1788 26,4063 1851,9647 44,0106 1851,9647

44,0106

C3H8

237,0515

5,3757

237,0515

5,3757

237,0515

5,3757

HBF4

77,2966

0,8802

-

-

77,2966

0,8802

H2O

3,2584

0,1808

-

-

3,2584

0,1808

3543,0530 68,0511 2089,0162 49,3859 5395,0177 5395,0177 kg 112,0617 kmol 5395,0177

26,4063 85,6554

Sub Total Total

Universitas Sumatera Utara

LA - 23

A.3.2. NERACA MASSA PADA MIXER (MX -101) Input (Alur 1,2) Kg kmol

Komponen HBF4

Output Atas (Alur 3) Kg kmol

-

-

HF

8,8065

0,4401

38,6483 -

BF3

29,8418

0,4401

-

H2O Total

3,2584 41,9067

0,1808 1,0610

3,2584 41,9067

0,4401 0,1808 0,6209

A.3.3. NERACA MASSA PADA MIXER (MX -102) Komponen

Input (Alur 3,4,18) Kg kmol CH3COOH 2114,2677 35,2085 HBF4

77,2966

0,8802

H2O Total

3,2584 2194,8227

0,1808 36,2695

Output Atas (Alur 5) Kg kmol 2114,2677 35,2085 77,2966

0,8802

3,2584 0,1808 2194,8227 36,2695

A.3.4. NERACA MASSA PADA REAKTOR (R -101) Input Alur 5

Komponen Kg CH3COOH

Alur 10 kmol

kg

kmol

Output Recycle (7) Alur 11 Kg kmol Kg kmol

2114,2677

35,2085

-

-

528,5669

8,8021

-

-

H2O

3,2584

0,1808

-

-

3,2584

0,1808

-

-

HBF4

77,2966

0,8802

-

-

77,2966

0,8802

-

-

C3H6

-

-

2963,1435

70,4169

-

-

1851,9647

44,0106

C3H8

-

-

237,051

5,3753

-

-

237,0510

5,3753

C5H10O2

-

-

Sub Total

2194,8227

36,2695

Total

-

-

2696,8796

26,4063

-

-

3200,1950

75,7922

3306,0015

36,2695

2089,0162

49,3859

112,7867

5395,0177

85,6554

5395,0177

A.3.5. NERACA MASSA PADA ACCUMULATOR (AC-101) Komponen CH3COOH

Input (Alur 12) Kg

kmol

Output Atas (Alur 13) Kg

kmol

528,5669

8,8021

528,5669

8,8021

HBF4

77,2966

0,8802

77,2966

0,8802

H2O

3,2584

0,1808

3,2584

0,1808

Universitas Sumatera Utara

LA - 24

C5H10O2

2696,8796

26,4063

2696,8796

26,4063

Total

3306,0015

36,2695

3306,0015

36,2695

A.3.6. NERACA MASSA PADA KOLOM DESTILASI (MD-101) Input (Alur 13)

Output Atas (Alur 14) Output Bawah (Alur 15)

Komponen Kg CH3COOH

kmol

Kg

kmol

Kg

kmol

528,5669

8,8021

-

-

528,5669

8,8021

HBF4

77,2966

0,8802

-

-

77,2966

0,8802

H2O

3,2584

0,1808

2,6996

0,5615

0,0312

-

-

0,1497

C5H10O2

2696,8796 26,4063 2696,8796 26,4063

Sub Total

3306,0015 36,2695 2699,5765 26,5560

Total

3306,0015 36,2695

606,4251

3306,0015

9,7135

36,2695

A.3.7. NERACA MASSA PADA KOLOM DESTILASI (MD-102) Komponen

Input

Output Atas

Output Bawah

(Alur 15)

(Alur 16)

(Alur 17)

Kg CH3COOH

kmol

Kg 528,5669

kmol

Kg

kmol

8,8021

-

-

-

77,2966

0,8802

528,5669

8,8021

HBF4

77,2966

0,8802

-

H2O

0,5615

0,0312

0,5615

0,0312

-

-

Sub Total

606,4251

9,7135

529,1285

8,8333

77,2966

0,8802

Total

606,4251

9,7135

606,4251

9,7135

Universitas Sumatera Utara

LAMPIRAN B HASIL PERHITUNGAN NERACA PANAS

B.1

Sifat kimia dan fisika bahan yang digunakan

B.1.1 Kapasitas Panas (Cp) Gas ideal Masing-masing Komponen Kapasitas panas untuk gas ideal masing – masing komponen dinyatakan dengan persamaan : Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4 Dimana : Cp = kapasitas panas gas pada suhu T (J/mol.K) A, B, C, D, E = konstanta kapasitas panas T, T1, T2 = suhu (K) Tabel B.1 Kapasitas Panas Gas Masing–masing Komponen Komponen C3H8

A

B

28,277

C3H6

31,2898

CH3COOH H2O

34,85 33,933

HF

29,085

BF3

22,487

HBF4

22,582

C5H10O2

-45,829

C

D -4

0,116

1,9597.10

0,072449 0,037626 -3

-8418.10

-4

9,612.10

0,11814 0,1891011 8 0,79654

-4

1,9481.10

-4

2,8311.10

-5

2,9906.10

-6

-4,4705.10

-5

-8,7099.10

-4

-1,1557.10

-4

-7,989.10

E -7

-2,3271.10

-7

-2,1582.10

-7

-3,0767.10

-8

-1,7825.10

-9

-6,783.10

-8

-2,2344 10

-8

-3,1694.10

-7

-4,3031.10

Tmaks -11

1500

-11

1500

-11

1500

-12

1500

-12

1500

-13

1500

-14

1500

-11

1500

6,8669.10 6,2974.10

9,2646.10 3,6934.10

-2,1975.10 1,2182.10

-8,8680.10 -9,2988.10

(Carl L. Yaws, 1996) Kapasitas panas gas ideal untuk suhu berubah dapat dihitung dengan persamaan berikut :

T2



Cp.dT=

T1

A(T2 -T1 )+B(T2 2 -T12 )/2+C(T23 -T13 )/3+D(T2 4 -T14 )/4+E(T25 -T15 )/5 (T2 -T1 )

B.1.2 Kapasitas Panas (Cp) Gas nyata Karena Cvid = Cvreal, maka kapasitas panas gas nyata dapat dihitung dengan persamaan berikut : Cp real

2    Pr   0,712   = Cvid  R  1+  2   0,132+    Tr       Tr     

LB - 1

Universitas Sumatera Utara

LB - 2

dimana, R = 8,31451 J/mol.K Cvid = kapasitas panas gas ideal pada isovolume (kal/mol.K) Cpreal = kapasitas panas gas nyata pada isobar (kal/mol.K) Tr = T/Tc (T, Tc dalam satuan K) Pr = P/Pc (P, Pc dalam satuan bar) 1 J/mol.K = 0,238845897 kal/mol.K 1 kal/mol.K = 4,1868 J/mol.K

Nilai Cp gas ideal dapat dihitung dengan persamaan sebelumnya, maka nilai Cv gas ideal dapat dihitung dengan persamaan berikut :

Cvid =  Cp – R   0, 238845897 B.1.3 Kapasitas Panas Cairan Masing-masing Komponen Kapasitas panas untuk cairan masing – masing komponen dinyatakan dengan persamaan : Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4 Dimana :

Cp = kapasitas panas cairan pada suhu T (J/mol.K)

A, B, C, D,E = konstanta kapasitas panas T = suhu (K)

Tabel B.2 Kapasitas Panas Cairan Masing–masing Komponen Komponen A C3H8 59,642 C3H6 54,718 CH3COOH -18,944 H2O 92,053 HF 17,7227 BF3 229,392 C5H10O2 107,524 (Carl L. Yaws, 1996)

B 0,32831 0,34512 1,0971 -0,039953 0,904261 -1,6881 0,5934

C -1,5377.10-3 -1,6315. 10-3 -2,8921. 10-3 -2,1103. 10-4 -5,6450. 10-3 5,8510. 10-3 -1,7664. 10-3

D 3,6539.10-6 3,8755.10-6 2,9275.10-6 5,3469.10-7 1,1336.10-5 -1,3713.102,6099.10-66

Tmins 86 89 291 273 146 210

Tmaks 1500 1500 1500 1500 1500 1500 1500

Kapasitas panas cairan untuk suhu berubah dapat dihitung dengan persamaan berikut :

T2

A(T2 -T1 )+B(T2 2 -T12 )/2+C(T23 -T13 )/3+D(T2 4 -T14 )/4  Cp.dT= (T2 -T1 ) T1

Universitas Sumatera Utara

LB - 3

Khusus untuk HBF4, karena data polynomial kapasitas panas (Cp) HBF4 cair tidak ada, maka digunakan korelasi Sternling-Brown, yaitu : 4 1   T   T   Cp = Cp°  R  0,5  2, 2ω   3, 67  11, 64 1-   0, 634 1-     Tc   Tc   

dimana, Cp Cp° T, Tc

= kapasitas panas liquid (Btu/lbmol.°F) = kapasitas panas gas ideal (Btu/lbmol.°F) = temperatur operasi, dan temperatur kritis (K)

R

= 1,9858775 (Btu/lbmol.°F)

ω

= Acentric factor

Nilai Cp° (J/mol.K ) dapat dihitung dengan persamaan kapasitas panas gas ideal. 1 Btu/lbmol.°F = 4,1868 J/mol.K 1 J/mol.K

= 0,238845897 Btu/lbmol.°F

B.1.4 Konstanta Antoine digunakan untuk menentukan tekanan uap murni suatu komponen pada suhu tertentu. Tabel B.3 Konstanta Antoine Suatu Komponen pada Suhu Tertentu Komponen CH3COOH HF BF3 C3H8 C3H6 H2O C5H10O2 HBF4

Temp. range (K) 290,26 s/d 391,01 198,50 s/d 292,90 273,17 s/d 303,09 118,50 s/d 172,50 166,02 s/d 231,41 277,60 s/d 360,80 230,60 s/d 320,70 88,65 s/d 364,76 165,81 s/d 225,98 274,00 s/d 373,00 372,00 s/d 647,00 234,90 s/d 362,00

A 4,6821 4,1613 4,9148 4,6822 4,0116 4,5368 3,9829 4,14162 3,9749 5,19621 3,5596 4,5517 4,4573

B 1642,540 1142,985 1556,559 663,463 834,260 1149,360 819,296 860,992 795,8190 1730,63 643,7480 1.490,877 1569,5310

C -39,7640 -17,9930 24,1990 -30,7950 -22,7630 24,9060 -24,4170 -17,255 -24,8840 -39,724 -198,0430 -34,0980 -64,7900

(National Institute of Standards and Technology, 2011)

Universitas Sumatera Utara

LB - 4

 B  Log10  P°  = A-    C+T  Dimana :

P° = tekanan uap murni suatu komponen pada suhu tertentu (bar) T = suhu (K)

A, B, C = konstanta

B.1.5 Panas Penguapan (Vaporization)

T   ΔHv = A 1    Tc 

n

Dimana : Tc = suhu kritis masing-masing komponen (K) Hv = panas penguapan pada T (kJ/mol) A, n = konstanta Tabel B.4 Panas Penguapan Komponen Temp range (K) A Tc n C3H8 65,44 s/d 369,82 26,8896 364,76 0,365 C3H6 87,90 s/d 364,76 26,0984 369,82 0,358 CH3COO 289,81 s/d 391,05 35,143 592,71 0,38 H2O 273,15 s/d 647,13 54 647,096 0,34 HF 189,79 s/d 461,15 11,042 461,15 0,38 BF3 144,79 s/d 260,90 29,148 260,9 0,3809 HBF4 615 C5H10O2 199,75 s/d 538,00 52,3547 538 0,435

T (K) 231,11 225,43 391,05 373,15 292,67 173,35 361,65

(Carl L. Yaws, 1996)

B.1.6 Panas Pembentukan Standar Dimana : ΔHf = Panas pembentukan standar pada suhu 298 K (J/mol) Td

= suhu didih masing-masing komponen (K)

ω

= Ancetric factor

Tabel B.5 Panas Pembentukan Standar Komponen C3H8 C3H6 CH3COOH H2O HBF4 C5H10O2

ΔHf (kJ/mol) -103,8468 20,4179 -425,5223 -241,826 -239,7 -443,6555

Td 230,95 225 391,2 373 173,1 361,6

ω 0,43 0,142 0,462 0,345 0,395 0,355

(Reklaitis, 1998)

Universitas Sumatera Utara

LB - 5

B.1.7 Faktor kompresi gas Tabel B.6 nilai faktor kompresi gas Komponen Z factor C3H8 0,9821 C3H6 0,984 HF 0,9835 BF3 0,9951 (Carl L. Yaws, 1996)

B.2

1.

PERHITUNGAN NERACA PANAS Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan operasi

: kJ/jam

Kondisi referensi

: 25°C (298 K)

Kapasitas

: 17000 ton/tahun

NERACA PANAS PADA KOMPRESOR (K-101) Tujuan

: menghitung beban panas di dalam kompresor

Pkompresor in = 1 atm Pkompresor out = 2 atm

Untuk komponen gas Komponen

BM

Xi

BF3

67,8062 1

xi.BM 67,8062

Nilai kapasitas panas BF3 pada suhu 288 K Cp (J/mol.K)

Cv (J/mol.K)



48,75406802

40,43955802

1,205603385

 

Cp Cv

 

48, 75406802  1, 205603385 40, 43955802

Universitas Sumatera Utara

LB - 6

Perhitungan efisiensi isentropic (ηisen) k = 1,3 – (0,31)(γ – 1,55) k = 1,3 – (0,31)( 1,205603385 – 1,55) = 1,09676 (k – 1)/k = 0,088225948 ηpoly = 78 % n-1 k-1 0,088225948 = = =0,113110189 n k  ηPoly 0,78

isen

k 1   k  P2   1  2, 0266 0,088225948   1  P1        1, 0133      0, 773224482 0,0113110189 n 1   2, 0266   n 1  P2   1      P1    1, 0133   

Menentukan suhu keluaran kompresor k 1      2, 0266 0,088225948     P2  k  1   1       P1     1, 0133        288  1  T2 = T1  1   ηisen 0,773224482              

= 311,488 K

Menghitung beban panas kompresor Trefren = 298 K Tinput

= 288 K

Toutput = 311,488 K Panas masuk

Q=n  Cv  dT Tin



Tref

A  (Tin -Tref )+B  (Tin 2 -Tref 2 )/2+C  (Tin 3 -Tref 3 )/3+D  (Tin 4 -Tref 4 )/4+E  (Tin 5 -Tref 5 )/5 Cp.dT= (Tin -Tref ) Cv = Cp – R Dimana R = 8,31451 J/mol.K Sehingga diperoleh :

Universitas Sumatera Utara

LB - 7

Komponen BF3

k.mol/jam

Cp (J/mol.K)

Cv (J/mol.K)

Q (kJ/jam)

0,440105678

49,06263125

40,74812125

-179,3347953

Panas keluar Tout



Tin

A(Tout -Tref )+B(Tout 2 -Tref 2 )/2+C(Tout 3 -Tref 3 )/3+D(Tout 4 -Tref 4 )/4+E(Tout 5 -Tref 5 )/5 Cp.dT= (Tout -Tref ) Cv = Cp – R Dimana R = 8,31451 J/mol.K Sehingga diperoleh : Komponen

k.mol/jam

BF3

0,440105678

Cp (J/mol.K) 49,76774116

Cv (J/mol.K) 41,45323116

Q (kJ/jam) 246,0819242

Panas keluar T design Direncanakan suhu keluar kompresor sebesar 303 K. T303



A(T303 -Tref )+B(T3032 -Tref 2 )/2+C(T3033 -Tref 3 )/3+D(T3034 -Tref 4 )/4+E(T3035 -Tref 5 )/5 (T303 -Tref )

Cp.dT=

Tref

Sehingga diperoleh : Komponen

k.mol/jam

BF3

0,440105678

Cp (J/mol.K) 49,5174691

Cv (J/mol.K) 49,5174691

Q (kJ/jam) 108,9645966

Panas Air Pendingin Untuk mempertahankan agar temperatur keluar tetap 303 K, maka dibutuhkan air pendingin. ∆Q = Q out – Q design ∆Q = 246,0819242 – 108,9645966 ∆Q = 137,1173277 kJ/jam

Kondisi air pendingin yang digunakan : T in

= 303 K

T out = 318 K T out



T in

Cp.dT=

A  (Tout -Tin )+B  (Tout 2 -Tin 2 )/2+C  (Tout 3 -Tin 3 )/3+D  (Tout 4 -Tin 4 )/4 (Tout -Tin )

= 75,31367006 J/mol.K

Universitas Sumatera Utara

LB - 8

= 4,17944895 kJ/kg. K Maka massa air pendingin yang dibutuhkan m

Q Cp   T

m

137,1173277 4,17944895   318  303 

m = 1,3621 kg/jam

(diabaikan, asumsi panas mampu dinetralkan

lingkungan)

Qkompresi = Qout – Qin = 246,0819242 kJ/jam – (-179,3347953) kJ/jam = 425,4167 kJ/jam

Neraca Panas pada Kompresor (K-101) Tabel B.1 Neraca Panas pada Kompresor (K-101) Masuk ( kJ/jam) Keluar (kJ/jam) Input -179,3347953 Output 108,9645966 Kompresi 425,4167195 Air dingin 137,1173277 Jumlah 246,0819242 Jumlah 246,0819242

2.

NERACA PANAS PADA VAPORIZER-101 Fungsi

: Menguapkan HF cair dari 15 °C gas pada suhu 19,54 °C.

Tref

= 298 K

Tin

= 288 K

Tout (Tb)

= 292,54 K

Universitas Sumatera Utara

LB - 9

Panas masuk

Q=n  Cp  dT Tin



Cp.dT=

Tref

A(Tin -Tref )+B(Tin 2 -Tref 2 )/2+C(Tin 3 -Tref 3 )/3+D(Tin 4 -Tref 4 )/4 (Tin -Tref )

Sehingga diperoleh : Komponen

k.mol/jam

Cp (J/mol.K)

Qin (kJ/jam)

HF (l)

0,440105678

83,2435345

-366,3595219

H2O (l)

0,180821887

75,6816769

-136,8490364

Total

-503,2085583

Panas vaporasi

Q=n  Hv T   Hv = A  1    Tc 

n

Sehingga diperoleh : Komponen HF (g) H2O (g) Total QV

n (k.mol/jam) 0,440105678 0,180821887

Hv (kJ/mol) 7,53 44,01

Qv (kJ/jam) 3315,5863134 7958,0788806 11273,6651940

= 11273,6651940 kJ/jam

Panas keluar

Q=n  Cp  dT Tin



Tref

Cp.dT=

A(Tin -Tref )+B(Tin 2 -Tref 2 )/2+C(Tin 3 -Tref 3 )/3+D(Tin 4 -Tref 4 )/4+E(Tin 5 -Tref 5 )/5 (Tin -Tref )

Sehingga diperoleh : Komponen

k.mol/jam

HF (g)

0,440105678

28,7959278

-126,7325132

H2O (g)

0,180821887

33,6127397

-60,7791903

Total

Cp (J/mol.K)

Qout (kJ/jam)

-187,5117035

Universitas Sumatera Utara

LB - 10

∆Q

= Qoutput – Qinput = 315,6968547 kJ/jam

Menghitung jumlah uap yang dibutuhkan Steam yang digunakan adalah saturated steam, dengan temperatur (T) 135°C pada tekanan 3,132 bar. ΔHv

= 2726,9 kJ/kg

ΔHl

= 567,77 kJ/kg

λsteam = (ΔHv – ΔHl) λsteam = (2726,9 kJ/kg – 567,77 kJ/kg) λsteam = 2159,13 kJ/kg Jumlah steam yang dibutuhkan: Qsteam = 11589,3620487 kJ/jam msteam = =

QV λ steam 11589, 3620487 kJ/jam = 5,3676073 kg/jam 2 15 9,13 k J/kg

Neraca Panas pada Vaporizer (V-101) Tabel B.2 Neraca Panas pada Vaporizer (V-101) Input (kJ/jam) Qin Qsteam

3.

Output (kJ/jam)

-503,2085583 Qout 11589,3620487 Qvaporation 11086,1534904

-187,5117035 11273,6651940 11086,1534904

NERACA PANAS PADA KOMPRESOR (K-102) Tujuan

: menghitung beban panas đalam kompresor

Pin

= 1atm

Pout

= 2 atm

Universitas Sumatera Utara

LB - 11

Nilai kapasitas panas HF pada suhu 292,54 K (R =8,31451 J/mol.K) Komponen HF (g) H2O (g)

n (kmol/jam)

yi

Cp (J/mol.K) 28,7976899

0,440106 0,708787 0,180822 0,291213 49.0352731 0,620928 1,000000

Cv γ (J/mol.K) 20,48317994 1,4059189 40,72076315 1,2041836

γ camp = y1  γ1  y2  γ2 = 0,70878747 1,4059187  0,291212531,2041836

γ camp = 1,347171043

Perhitungan efisiensi isentropic (ηisen) k = 1,3 – (0,31)( γ – 0,55) k = 1,3 – (0,31)( 1,347171043 – 0,55) = 1,052876977 (k – 1)/k = 0,05022142 Efisiensi polytropic = 78 %

n 1 k 1 0,05022142    0,064386436 n k  EPoly 0,78

E isen

k 1   k 0,05022142   P   2  1  2, 0266     1   P1        1, 0133      0, 776154968 0,064386436 n 1   2, 0266   n 1  P2   1      P1    1, 0133   

Menentukan suhu keluaran kompresor k 1      2, 0266 0,05022142   k P   2      1   1       P1     1, 0133        288 1  T2 =T1 1   Eisen 0, 776154968              

T2 = 305,8915 K

Universitas Sumatera Utara

LB - 12

Menghitung beban panas kompresor T refren = 298 K T input = 292,54 K T output = 305,8915 K

Panas masuk

Q=n  Cv  dT 292,54



298

A  (Tin -Tref )+B  (Tin 2 -Tref 2 )/2+C  (Tin 3 -Tref 3 )/3+D  (Tin 4 -Tref 4 )/4+E  (Tin5 -Tref 5 )/5 Cp.dT= (Tin -Tref ) Cv = Cp – R Dimana R = 8,31451 J/mol.K

Sehingga diperoleh : Komponen HF (l) H2O (l)

kmol 0,440105678 0,180821887

Cp (J/mol.K) 28,7877032 49,2019867

Cv (J/mol.K) 20,4731932 40,8874767

Qin (kJ/jam) -49,19661252 -40,36769478 -89,56430730

Panas keluar

Q=n  Cv  dT Tout



Cp.dT=

Tref

A(Tout -Tref )+B(Tout 2 -Tref 2 )/2+C(Tout 3 -Tref 3 )/3+D(Tout 4 -Tref 4 )/4+E(Tout 5 -Tref 5 )/5 (Tout -Tref )

Cv = Cp – R Dimana R = 8,31451 J/mol.K Komponen HF (l) H2O (l)

kmol 0,440105678 0,180821887

Cp (J/mol.K)

Cv (J/mol.K)

Qout (kJ/jam)

28,7625881 49,6033025

28,7625881 49,6033025

99,8960301 70,7823352 170,6783654

Panas keluar T design Direncanakan suhu keluar kompresor sebesar 303 K. T303



Tref

Cp.dT=

A(T303 -Tref )+B(T3032 -Tref 2 )/2+C(T3033 -Tref 3 )/3+D(T3034 -Tref 4 )/4+E(T3035 -Tref 5 )/5 (T303 -Tref )

Cv = Cp – R

Universitas Sumatera Utara

LB - 13

Dimana R = 8,31451 J/mol.K Komponen HF (l) H2O (l)

kmol 0,440105678 0,180821887

Cp (J/mol.K)

Cv (J/mol.K)

Qout (kJ/jam)

28,7681458 49,5174691

20,4536358 41,2029591

45,0088063 37,2519841 82,2607905

Panas Air Pendingin Untuk mempertahankan agar temperatur keluar tetap 303 K, maka dibutuhkan air pendingin. ∆Q = Q out - Q out design ∆Q = 170,6783654 - 82,2607905 ∆Q = 88,4175749 kJ/jam Kondisi air pendingin yang digunakan : T in

= 303 K

T out = 318 K Cp

= 4,17944895 kJ/kg.K

Maka massa air pendingin yang dibutuhkan m

Q Cp   T

m = 1,0583 kg/jam

(asumsi panas mampu dinetralkan lingkungan)

Qkompresi = Qout – Qinput = 170,6783654 kJ/jam – (-89,5643073) kJ/jam = 260,2426727 kJ/jam

Neraca Panas pada Kompresor (K-102) Tabel B.3 Neraca Panas pada Kompresor (K-102) Masuk ( kJ/jam) Keluar (kJ/jam) Input -89,5643073 Output 82,2607905 Kompresi 260,2426727 Air dingin 88,4175749 Jumlah 170,6783654 Jumlah 170,6783654

Universitas Sumatera Utara

LB - 14

4.

NERACA PANAS PADA MIXER-101 Tujuan

= menghitung beban panas đalam mixer

T refren = 298 K T input

= 303 K

T output = 303 K

Panas masuk

Q=n  Cp  dT Untuk menghitung panas masuk yang dibawa oleh umpan yang berfasa gas, harus diketahui nilai Cp gas nyata dengan persamaan berikut : Cp real

2    Pr   0,712       = Cvid  R  1+  0,132+     Tr 2   Tr       

dimana, R = 8,31451 J/mol.K Cvid Cpreal

= kapasitas panas gas ideal pada isovolume (kal/mol.K) = kapasitas panas gas nyata (kal/mol.K)

Tr = T/Tc (T, Tc dalam satuan K) Pr = P/Pc (P, Pc dalam satuan bar) 1 J/mol.K = 0,238845897 kal/mol.K 1 kal/mol.K = 4,1868 J/mol.K Nilai Cp gas ideal dapat dihitung dengan persamaan berikut: Tin



Tref

Cp.dT=

A(Tin -Tref )+B(Tin 2 -Tref 2 )/2+C(Tin 3 -Tref 3 )/3+D(Tin 4 -Tref 4 )/4+E(Tin 5 -Tref 5 )/5 (Tin -Tref )

Nilai Cv gas ideal dapat dihitung dengan persamaan berikut : Cvid =  Cp – R   0, 238845897

Universitas Sumatera Utara

LB - 15

Sehingga diperoleh : n (k.mol/jam) 0,440106 0,440106 0,180822 1,061033

Komponen BF3 (g) HF (g) H2O (g)

Cpid Cvid (J/mol.K) (Cal/mol.K) 49,517469 9,841158 28,768146 4,885267 33,650194 6,051324

Cpreal (J/mol.K) 49,656553 29,390479 34,612029

Qin (kJ/jam) 109,270656 64,674584 31,293062 205,238302

Panas Keluar

Q=n  Cp  dT Nilai Cp H2O (l) dihitung dengan persamaan berikut : Tout



Tref

A(Tout -Tref )+B(Tout 2 -Tref 2 )/2+C(Tout 3 -Tref 3 )/3+D(Tout 4 -Tref 4 )/4 Cp.dT= (Tout -Tref )

sementara Cp HBF4 (l) menggunakan korelasi Sternling-Brown. Sehingga diperoleh : Komponen H2O (l) HBF4 (l)

n (kmol/jam) 0,180822 0,440106

Cpgas ideal (J/mol.K)

Cpliq (Btu/lbmol.°F) (J/mol.K) 75,500560 68,109903 31,738996 132,884829

Qout (kJ/jam) 68,260769 292,416839 360,677607

Panas reaksi Qf = n.ΔHf Komponen yang berhubungan langsung dengan reaksi adalah HF, BF3, dan HBF4. Komponen H2O HF BF3 HBF4

k.mol/jam 0,18082189 0,44010568 0,44010568 0,44010568

ΔHf (kJ/mol) -241,826 -273,3 -1136,0 -239,7

Qf (kJ/jam) -43,7274 -120,2809 -499,9601 -105,4933

Qreaksi = Q produk – Q reaktan = -105,4933310 – (-620,2409319) kJ/jam = 514,7476009 kJ/jam Qmixing = Qout – Qin = 360,6776074 – 205,2383017 = 155,4393057 kJ/jam

Universitas Sumatera Utara

LB - 16

Panas Air Pendingin Untuk mempertahankan agar temperatur keluar tetap 303 K, maka dibutuhkan air pendingin. Panas yang diserap air pendingin adalah : ∆Q = 514,7476009 kJ/jam Kondisi air pendingin yang digunakan : T in

= 303 K

T out = 318 K Cp

= 4,17944895 kJ/kg.K

Maka massa air pendingin yang dibutuhkan m

Q Cp   T

m = 8,2108 kg/jam

(asumsi panas mampu dinetralkan lingkungan)

Neraca Panas pada Mixer (MX-101) Tabel B.4 Neraca Panas pada Mixer (MX-101) Masuk ( kJ/jam) Input 205,23830173 Q reaksi 514,7476009 Q mixing 155,4393057 Jumlah 875,42520834

5.

Keluar (kJ/jam) Output 360,6776074 Q cooling 514,7476009 water Jumlah 875,4252083

NERACA PANAS PADA MIXER-102 Fungsi : untuk menghomogenkan antara CH3COOH dengan katalis HBF4. Tujuan : menghitung beban panas di dalam mixer-102

Universitas Sumatera Utara

LB - 17

T refren = 298 K T input

= 303 K

T output = 303 K Pmixer

= 2 atm

Panas masuk

Q=n  Cp  dT Nilai Cp H2O dan CH3COOH cair dihitung dengan persamaan berikut: Tin



Tref

A  (Tin -Tref )+B  (Tin 2 -Tref 2 )/2+C  (Tin 3 -Tref 3 )/3+D  (Tin 4 -Tref 4 )/4 Cp.dT= (Tin -Tref )

sementara Cp HBF4 cair dihitung dengan menggunakan korelasi SternlingBrown. Sehingga panas masuk umpan segar diperoleh : Komponen H2O (l) CH3COOH (l) HBF4 (l) Total

kmol/jam 0,180821887 35,208454234 0,440105678 35,648559912

Cp (J/mol.K) 75,4468621 129,3940579 132,8848290 262,2788869

Qin (kJ/jam) 68,2122199 22778,8238275 292,4168389 23139,4528862

Panas Keluar

Q=n  Cp  dT Tout

A(Tout -Tref )+B(Tout 2 -Tref 2 )/2+C(Tout 3 -Tref 3 )/3+D(Tout 4 -Tref 4 )/4  Cp.dT= (Tout -Tref ) Tref

Nilai Cp HBF4 (l) dihitung dengan menggunakan korelasi Sternling-Brown. Sehingga diperoleh : Komponen H2O (l) CH3COOH (l) HBF4 (l) Total

kmol/jam 0,1808218872 35,2084542343 0,8802113559 36,2694874773

Cp (J/mol.K) 75,4468621 129,3940579 132,8848290 337,7257490

Qin (kJ/jam) 68,2122199 22778,8238275 584,8336777 23431,8697251

Universitas Sumatera Utara

LB - 18

Panas Recycle

Q = n  Cp  dT Nilai Cp HBF4 (l) dihitung dengan menggunakan korelasi Sternling-Brown. Sehingga diperoleh : Komponen HBF4 (l)

kmol/jam

Cp (J/mol.K)

0,440105678 132,8848290

Qin (kJ/jam)

292,4168389

Qpencampuran = Qinput – Qoutput = 23431,8697251 kJ/jam – 23431,8697251 kJ/jam = 0 J/jam

Neraca Panas pada Mixer (MX-102) Tabel B.5 Neraca Panas pada Mixer (MX-102) Masuk ( kJ/jam) 292,4168389

Input Jumlah

6.

292,4168389

Keluar (kJ/jam) Output 292,4168389 Q mixing 0,0000000 water Jumlah 292,4168389

NERACA PANAS PADA HEAT EXCHANGER (HE-101) Fungsi : Memanaskan gas propilen dari 30 °C menjadi 100°C.

Trefren = 288 K Tinput

= 303 K

Toutput = 373 K Q = n  Cp  dT

Universitas Sumatera Utara

LB - 19

Panas Masuk Nilai Cp H2O dan CH3COOH cair dihitung dengan persamaan berikut: Tin



Tref

A  (Tin -Tref )+B  (Tin 2 -Tref 2 )/2+C  (Tin 3 -Tref 3 )/3+D  (Tin 4 -Tref 4 )/4 Cp.dT= (Tin -Tref )

sementara Cp HBF4 cair dengan menggunakan korelasi Sternling-Brown. Sehingga panas masuk umpan segar diperoleh : Komponen H2O (l) CH3COOH (l) HBF4 (l)

n (kmol/jam)

Cp (J/mol.K)

Qin (kJ/jam)

0,180821887

75,5005598

68,2607686

35,208454234

129,0150415

22712,1009264

0,880211356

133,1618486

586,0528567

Total

23366,4145517

Panas Keluar Komponen H2O (l) CH3COOH (l) HBF4 (l)

n (kmol/jam)

Cp (J/mol.K)

Qin (kJ/jam)

0,180821887

75,24053755

1020,3852

35,208454234

134,1770687

354312,5387

0,880211356

138,6810184

9155,145545

Total

364488,0694

Qsteam = Qinput – Qoutput = 23366,4145517 kJ/jam - 364488,0694 kJ/jam = -341121,6548773 kJ/jam

Menghitung jumlah steam yang dibutuhkan Steam yang digunakan adalah saturated steam, dengan temperatur (T) 135°C pada tekanan 3,132 bar. ΔHv

= 2726,9 kJ/kg

ΔHl

= 567,77 kJ/kg

λsteam = (ΔHv – ΔHl) λsteam = (2726,9 kJ/kg – 567,77 kJ/kg) λsteam = 2159,13 kJ/kg

Universitas Sumatera Utara

LB - 20

Jumlah steam yang dibutuhkan: msteam = 

QV λ steam

 341121, 6548773 kJ/jam  =   2159,13 kJ/kg  

msteam = 157,9903271 kg/jam

Neraca Panas pada Heat exchanger (HE-101) Tabel B.6 Neraca Panas pada Heat exchanger (HE-101) Qin

Masuk ( kJ/jam) 23366,414552

Jumlah

7.

23366,414552

Keluar (kJ/jam) Qout 364488,069429 Qsteam -341121,654877 Jumlah 23366,414552

NERACA PANAS PADA KOMPRESOR (K-103) Tujuan

= menghitung beban panas đalam kompresor

Untuk menaikkan tekanan dari 1 Atm menjadi 20 Atm, dibuat dengan 2 tahap. Pembagian tahapan dapat ditentukan dengan persamaan berikut : P akhir tahap 1= P12 +P22 = 12 +20 2 = 4,582575695 Atm ≈ 5 Atm Tahap 1 P in

= 1 Atm

P out = 5 Atm

Universitas Sumatera Utara

LB - 21

Nilai kapasitas panas C3H6 pada suhu 288 K (R =8,31451 J/mol.K) Komponen C3H8 (g) C3H6 (g)

γ camp

=

n (k.mol/jam) 5,3753170 26,4063407 31,7816577

yi 0,1691 0,8309 1,0000

Cp (J/mol.K) 72,8530116 63,5911948

Cv (J/mol.K) 64,5385016 55,27668478

γ 1,12883023 1,15041622

y1  γ1  y2  γ2 = 0,16911,12883023  0,83091,15041622

γ camp

= 1,146765324

Perhitungan efisiensi isentropic (Eisen)

k  1,3   0,31 γ  0,55  k

= 1,3 – (0,31)( 1,146765324 – 0,55) = 1,11500275

(k – 1)/k = 0,103141225 Efisiensi polytropic = 78 %

n 1 k 1 0,103141225    0,13223234 n k  EPoly 0,78

E isen

k 1   k  P2   1  5, 0665 0,103141225   1  P1        1, 0133      0, 761389595 0,13223234 n 1   5, 0665   n 1  P2   1  1, 0133     P1    

Menentukan suhu keluaran kompresor k 1      5, 0665 0,103141225     P2  k  1   1       P1     1, 0133        288 1  T2 =T1 1   Eisen 0, 761389595              

T2 = 356,302547 K

Universitas Sumatera Utara

LB - 22

Menghitung beban panas kompresor T refren

= 298 K

T input

= 288 K

T output

= 356,302547 K

Panas masuk

Q=n  Cv  dT Tin



Cp.dT=

Tref

A  (Tin -Tref )+B  (Tin 2 -Tref 2 )/2+C  (Tin 3 -Tref 3 )/3+D  (Tin 4 -Tref 4 )/4+E  (Tin 5 -Tref 5 )/5 (Tin -Tref )

Cv = Cp – R Dimana R = 8,31451 J/mol.K Sehingga diperoleh : Komponen C3H8 (g) C3H6 (g)

n (k.mol/jam) 5,3753170 26,4063407 31,7816577

Cp (J/mol.K) 73,741615 64,277351 0

Cv (J/mol.K) 65,4271050 55,9628412

3

9

Qin

kJ/jam -3516,914312 -14777,73852 -18294,65284

Panas keluar

Q=n  Cv  dT Tout



Cp.dT=

Tin

A(Tout -Tref )+B(Tout 2 -Tref 2 )/2+C(Tout 3 -Tref 3 )/3+D(Tout 4 -Tref 4 )/4+E(Tout 5 -Tref 5 )/5 (Tout -Tref )

Sehingga diperoleh : Komponen C3H8 (g) C3H6 (g)

n (k.mol/jam) 5,3753170 26,4063407 31,7816577

Cp (J/mol.K) 79,842549 69,012918 7

Cv (J/mol.K) 71,5280397 60,6984083

4

8

Qin

kJ/jam 22416,50666 93448,65462 115865,1613

Tahap 2 P in

= 5 Atm

P out = 20 Atm

Universitas Sumatera Utara

LB - 23

Nilai kapasitas panas C3H6 pada suhu 356,302547 K (R =8,31451 J/mol.K)

C3H8 (g)

n yi (kmol/jam) 5,375317 0,1691

Cp Cv  (J/mol.K) (J/mol.K) 85,067293 76,752783 1,108328449

C3H6 (g)

26,406341 0,8309

73,087701 64,773191 1,128363446

Komponen

31,781658 1,0000

γ camp

=

y1  γ1  y2  γ2 =

γ camp

0,1691326831,108328449  0,8308673171,128363446

= 1,124974874

Perhitungan efisiensi isentropic (ηisen)

k  1,3   0,31 γ  0,55  k

= 1,3 – (0,31)( 1,124974874 – 0,55) = 1,121757789

(k – 1)/k = 0,10854196 Efisiensi polytropic = 78 %

n 1 k 1 0,10854196    0,139156359 n k Poly 0,78

E isen

k 1   k 0,10854196   P   2  1  20, 266     1  P1         5, 0665    0, 763159242  0,139156359 n 1    20, 266  n   P 1  2   5, 0665  1      P1    

Menentukan suhu keluaran kompresor k 1      20, 266 0,10854196   P     2  k  1     1     P1   5, 0665        288 1     T2 =T1 1     isen 0, 763159242              

T2 = 432,115 K

Universitas Sumatera Utara

LB - 24

Menghitung beban panas kompresor T ref = 298 K T in = 356,302547 K T out = 432,115 K

Panas masuk Panas masuk tahap 2 = Panas keluar tahap 1

Panas keluar Tout



Cp.dT=

Tref

A  (Tout -Tref )+B  (Tout 2 -Tref 2 )/2+C  (Tout 3 -Tref 3 )/3+D  (Tout 4 -Tref 4 )/4+E  (Tout 5 -Tref 5 )/5 (Tout -Tref )

Sehingga diperoleh : Komponen C3H8 (g) C3H6 (g)

n (k.mol/jam) 5,3753170 26,4063407 31,7816577

Cp (J/mol.K) 86,632518 74,331803 0

Cv (J/mol.K) 78,3180080 66,0172932

2

Qin

kJ/jam 56460,311037 233799,45047 6 290259,76151 84 60

Panas keluar T design Direncanakan suhu keluar kompresor sebesar 373 K. Tout



Tin

Cp.dT=

A(T373 -Tref )+B(T373 2 -Tref 2 )/2+C(T3733 -Tref 3 )/3+D(T373 4 -Tref 4 )/4+E(T3735 -Tref 5 )/5 (T303 -Tref )

Sehingga diperoleh : Komponen C3H8 (g) C3H6 (g)

n (k.mol/jam) 5,3753170 26,4063407 31,7816577

Cp (J/mol.K) 81,339238 70,181406 5

Cv (J/mol.K) 73,0247285 61,8668966 2

7

6

Qin

kJ/jam 29439,82997 122525,8762 151965,7062

Panas Air Pendingin Untuk mempertahankan agar temperatur keluar tetap 373 K, maka dibutuhkan air pendingin. ∆Q = Q out - Q out design ∆Q = 290259,7615160 - 151965,7062 ∆Q = 88,4175749 kJ/jam

Universitas Sumatera Utara

LB - 25

Kondisi air pendingin yang digunakan : T in

= 303 K

T out = 318 K Cp

= 4,17944895 kJ/kg.K

Maka massa air pendingin yang dibutuhkan m

Q Cp   T

m = 1655,2172 kg/jam

Q kompresi

= Q out tahap2 – Q in tahap 1 = 290259,761516 kJ/jam – (-18294,65284) kJ/jam = 308554,414351 kJ/jam

Neraca Panas pada Kompresor (K-103) Tabel B.7 Neraca Panas pada Kompresor (K-103) Masuk ( kJ/jam)

8.

Keluar (kJ/jam)

Input

-18294,6528350 Output

151965,7061926

Kompresi

308554,4143510 Air dingin

138294,0553234

Selisih

290259,7615160 Jumlah

290259,7615160

NERACA PANAS PADA REAKTOR (R-101) Fungsi : untuk mereaksikan asam asetat (CH3COOH) dengan propilen (C5H10O2) dengan bantuan katalis HBF4. Tujuan : menghitung beban panas di dalam reaktor Preaktor = 20 atm Treaktor = 100 °C

Universitas Sumatera Utara

LB - 26

Panas masuk reaktor Q = n.Cp.dT Nilai Cp H2O, dan CH3COOH cair diperoleh dengan persamaan berikut : Cp = A + BT + CT 2 + DT 3

sementara Cp HBF4 cair dengan menggunakan korelasi Sternling-Brown, dan Cp C3H6 dan C3H8 dapat dihitung rumus Cp untuk gas nyata. Sehingga diperoleh :

Komponen C3H8 (g) C3H6 (g) H2O (l) HBF4 (l) C5H10O2 (l) CH3COOH (l)

n (kmol/jam) 5,37532 70,41691 0,18082 0,88021 0 35,20845

Cpid (J/mol.K) 88,06281 75,43597 75,53794 138,68102 – 139,82227

Cv (Cal/mol.K) 19,04756 16,03169

Cp (Cal/mol.K) 21,69465 18,59932

Cpreal (J/mol.K) 90,83116 77,87163

–

–

–

Cv (Cal/mol.K) 19,04756 17,54325

Cp (Cal/mol.K) 21,69465 20,11089

Cpreal (J/mol.K) 90,83116 84,20027

Q (kJ/jam) 36618,47168 411260,97878 1024,41844 9155,14555 – 369219,46044 827278,47488

Panas keluar reaktor Q =n.Cp.dT Komponen C3H8 (g) C3H6 (g) H2O (l) HBF4 (l) C5H10O2 (l) CH3COOH (l)

n (kmol/jam) 5,37532 44,01057 0,18082 0,88021 26,40634 8,80211 85,65537

Cpid (J/mol.K) 88,06281 75,43597 75,53794 138,68102 143,19480 139,82227

Q (kJ/jam) 36618,47168 277927,61500 1024,41844 9155,14555 283593,80348 92304,86511 700624,31925

Universitas Sumatera Utara

LB - 27

∆Q = Q out - Q in ∆Q = 700624,31925 - 827278,47488 kJ/jam ∆Q = -126654,1556350 kJ/jam

Panas reaksi Reaksi yang terjadi dalam reaktor : CH3COOH (aq) + C3H6 (g)  CH3COOCH(CH3)2 (aq) Panas reaksi pada T = 100°C, 20 Atm Qf = n  Hf

Nilai Hf diperoleh dengan persamaan berikut :

Hf = A + BT + CT2 Dimana, Qf = Panas reaksi pembentukan (kJ/jam) Hf = entalpi pembentukan (kJ/mol) T = temperatur (K) A, B, C = konstanta

Sehingga diperoleh : Komponen C3H6 (g) CH3COOH (l) C5H10O2 (l)

n (kmol/jam) 44,01057

Hf (kJ/mol) 16,3734480

Qf (kJ/jam) 432362,84550

8,80211

-434,9785479

-12848102,28367

26,40634

-486,5536820

-11486191,72210

∆Hr° 100 = (Qf produk - Qf reaktan) = (-11486191,72210) – (432362,84550 + (-12848102,28367)) = -1794273,4070729 kJ/jam

Panas Air Pendingin Untuk mempertahankan agar temperatur reaktor senantiasa 373 K, maka dibutuhkan air pendingin. Panas yang diserap air pendingin adalah : QCW

= -(∆Hr° 100 + ∆Q ) = -(-1794273,4070729 + -126654,1556350 kJ/jam) = 1920927,5627079 kJ/jam

Universitas Sumatera Utara

LB - 28

Kondisi air pendingin yang digunakan : T in

= 303 K

T out = 318 K Cp

= 4,17944895 kJ/kg.K

Maka massa air pendingin yang dibutuhkan m =

=

-QCW Cp   T

  1920927,5627079 kJ/jam   4,17944895 kJ/kg.K    318  303K 

= 30640,8426 kg/jam

Neraca Panas pada Reaktor (R-101) Tabel B.8 Neraca Panas pada Reaktor (R-101) Masuk (kJ/jam) Qin

Keluar (kJ/jam)

827278,474884 Qout

700624,319249

QCW

1920927,562708

Qf Jumlah

9.

827278,474884 Jumlah

-1794273,407073 827278,474884

NERACA PANAS PADA EXPANSION VALVE (EV-101) Fungsi : Mengkonversi tekanan keluar reaktor dari 20 atm menjadi 19 atm. Tujuan : Menghitung beban panas đidalam expansion valve P in

: 20 atm

P out

: 19 atm

Menentukan properties gas campuran Komponen C3H8 C3H6 Total

yi

5,3753 44,010 1,00000

6

Tc (K) 592,71 647,096

yi.Tc 64,5124 576,6640 641,1765

Pc (bar) 59,04 218,20

yi.Pc 6,42610 194,45104 200,87714

ω 0,430 0,142

yi. ω 0,04680 0,12654 0,17335

Universitas Sumatera Utara

LB - 29

Menentukan nilai (Cpreal gas) campuran. Komponen C3H8 C3H8

Cpid Cvid Cpreal Cpreal (J/mol.K) (Cal/mol.K) (Cal/mol.K) (J/mol.K) 0,10884 88,06281 19,04756 23,78081 99,56548 0,10884 75,43597 16,03169 19,05522 79,78039 yi

Tr =

T 373   0, 5817 Tc 641,1765

Pr =

P 20, 266   0,1009 Pc 200,877 14

yi.Cpreal (J/mol.K) 10,83702 71,09684 81,93386

H 1R = Tr - Pr - ω =  0, 6542 RTc H 1R = R  Tc   -0,6542 

= 8, 314  641,1765   0, 6542  = -3487,5977 T2 =

H1R 3487,5977  Tin   373 Cp 81, 93386

= 330,4340 K

Menghitung beban panas Expansion valve Trefren = 298 K Tinput

= 373 K

Toutput = 330,434 K

Panas Masuk Panas Masuk EV-101 (Qin) = 314546,086674 kJ/jam (panas keluar reaktor)

Panas Keluar Q  n  Cp dT

Kapasitas panas yang digunakan adalah Cpreal gas.

Universitas Sumatera Utara

LB - 30

Sehingga diperoleh : Komponen C3H8

n Cp Cv Cp (kmol/jam) (J/mol.K) (Cal/mol.K) (J/mol.K) 5,3753 77,5262014 16,53092851 89,02886919

C3H8

Qout (kJ/jam) 15521,557444

44,0106 67,2094753 14,06682082 71,55389051 102138,759765 117660,317208

Qexpansi = Qout – Qin = 314546,086674 kJ/jam – 1184,35642 kJ/jam = 196885,769466 kJ/jam Neraca Panas pada Expansion valve (EV-101) Tabel B.9 Neraca Panas pada Expansion valve (EV-101) Masuk (kJ/jam) 314546,0866742

Qin Jumlah

10.

314546,0866742

Keluar (kJ/jam) Qout 117660,3172083 Qekspansi 196885,7694658 Jumlah 314546,0866742

NERACA PANAS PADA KOMPRESOR (K-104) Fungsi : mengkompres propilen recycle kembali ke reaktor (R–101) Tujuan : menghitung beban panas đi dalam kompresor Pin

= 19 atm

Pout

= 20 atm

Nilai γcampuran pada suhu 330,434 K (R =8,31451 J/mol.K) Komponen C3H8 (g) C3H6 (g)

γcamp

n (kmol/jam) 5,3753 44,0106 49,3859

= 1,13372

yi 0,1088 0,8911 4 1,0000 6

Cp (J/mol.K) 80,42736 69,46425

Cv (J/mol.K) 72,11285 61,14974

γ

yi. γ

1,11530 1,13597

0,12139 1,01233 1,13372

0

Universitas Sumatera Utara

LB - 31

Perhitungan efisiensi isentropic (ηisen) k = 1,3-(0,31) (γ-0,55) k = 1,3 – (0,31) (1,13372 – 0,55) = 1,11905 (k–1)/k = 0,10638 Efisiensi polytropic (ηpoly) = 78 %

n -1 k -1 0,10638 =   0,13639 n k  ηPoly 0, 78

ηisen

k 1   k   P  2   20, 266 1,11905   1  1  P1        19, 2527      0, 7794 n 1 0,13639     20, 266   n  1  P2   1       P1    19, 2527   

Menentukan suhu keluaran kompresor k 1      20, 266 1,11905   P     2  k  1   1       P1   19, 2527        330, 434  1     T2 = T1 1     ηisen 0, 7794              

T2 = 332,75373 K

Menghitung beban panas kompresor T refren

= 298 K

T input

= 330,434 K

T output

= 332,75373 K

Panas masuk

Q=n  Cv  dT 292,54



298

Cp.dT=

A  (Tin -Tref )+B  (Tin 2 -Tref 2 )/2+C  (Tin 3 -Tref 3 )/3+D  (Tin 4 -Tref 4 )/4+E  (Tin5 -Tref 5 )/5 (Tin -Tref )

Cv = Cp – R Dimana R = 8,31451 J/mol.K

Universitas Sumatera Utara

LB - 32

Sehingga diperoleh : Komponen C3H8 (g) C3H6 (g)

n (kmol/jam) 5,3753 44,0106

Cp (J/mol.K) 77,5262014 67,2094753

Cv Qin (J/mol.K) (kJ/jam) 69,2116914 12066,5718152 58,8949653 84068,9258029 96135,4976181

Panas keluar

Q=n  Cv  dT Tout



Tref

Cp.dT=

A(Tout -Tref )+B(Tout 2 -Tref 2 )/2+C(Tout 3 -Tref 3 )/3+D(Tout 4 -Tref 4 )/4+E(Tout 5 -Tref 5 )/5 (Tout -Tref )

Sehingga diperoleh : Komponen C3H8 (g) C3H6 (g)

n (kmol/jam) 5,3753 44,0106

Cp (J/mol.K) 77,7337225 67,3707867

Cv (J/mol.K) 69,4192125 59,0562767

Qin (kJ/jam) 12968,3654899 90328,4401933 103296,8056832

Neraca Panas pada Kompresor (K-104) Tabel B.10 Neraca Panas pada Kompresor (K-104) Masuk ( kJ/jam) Keluar (kJ/jam) Qin 96135,4976181 Qout 103296,8056832 Kompresi -7161,3080651 Jumlah 96135,4976181 Jumlah 96135,4976181

11.

NERACA PANAS PADA HEAT EXCHANGER (HE-102) Fungsi : Memanaskan gas propilen dari 59,754 °C menjadi 100°C.

Universitas Sumatera Utara

LB - 33

Trefren = 298 K Tinput

= 59,754 K

Toutput = 373 K Q = n.Cp dT

Panas Masuk Q = n.Cp dT Nilai Cp C3H8 dan C3H6 gas dihitung dengan persamaan berikut: Tin



Tref

A(Tin -Tref )+B(Tin 2 -Tref 2 )/2+C(Tin 3 -Tref 3 )/3+D(Tin 4 -Tref 4 )/4+E(Tin 5 -Tref 5 )/5 Cp.dT= (Tin -Tref ) Sehingga diperoleh : Komponen

n (kmol/jam)

Cp (J/mol.K)

Qin (kJ/jam)

C3H8 (g)

5,3753

77,7337225

14521,6185544

C3H6 (g)

44,0106

67,3707867

103045,7457988

Total

117567,3643532

Panas Keluar Q = n.Cp dT Sehingga diperoleh : Komponen

n (kmol/jam)

Cp (J/mol.K)

Qin (kJ/jam)

C3H8 (g)

5,3753

81,33923852

32791,8145

C3H6 (g)

44,0106

70,18140666

231654,2667

Total

264446,0812

Qsteam = Qinput – Qoutput = 117567,3643532 kJ/jam - 264446,0812 kJ/jam = -146878,7168099 kJ/jam

Menghitung jumlah steam yang dibutuhkan Steam yang digunakan adalah saturated steam, dengan temperatur (T) 135°C pada tekanan 3,132 bar. ΔHv

= 2726,9 kJ/kg

ΔHl

= 567,77 kJ/kg

Universitas Sumatera Utara

LB - 34

λsteam = (ΔHv – ΔHl) λsteam = (2726,9 kJ/kg – 567,77 kJ/kg) λsteam = 2159,13 kJ/kg Jumlah steam yang dibutuhkan: msteam = 

QV λ steam

 146878, 7168099 kJ/jam  =   2159,13 kJ/kg   msteam = 68,0268056 kg/jam

Neraca Panas pada Heat exchanger (HE-102) Tabel B.11 Neraca Panas pada Heat exchanger (HE-102) Masuk ( kJ/jam) Keluar (kJ/jam) Qin 117567,364353 Qout 264446,081163 Qsteam -146878,716810 Jumlah 117567,364353 Jumlah 117567,364353

12.

NERACA PANAS PADA EXPANSION VALVE (EV-102) Fungsi : Mengkonversi tekanan keluar reaktor dari 20 atm menjadi 1 atm. Tujuan : Menghitung beban panas đi dalam expansion valve. P in

: 20 atm

P out

: 1 atm

Menentukan properties gas campuran Komponen CH3COOH (l) H2O (l) HBF4 (l) C5H10O2 (l) Total

xi 0,24269 0,00499 0,02427 0,72806 1,00000

Tc (K) 592,71 647,096 615 538

xi.Tc 143,8427 3,2261 14,9252 391,6959 553,6900

Pc (bar) 59,04 218,2007 51,08 33,96

xi.Pc

ω

xi. ω

14,32821 1,08784 1,23964 24,72490 41,38059

0,462 0,345 0,395 0,355

0,11212 0,00172 0,00959 0,25846 0,38189

Universitas Sumatera Utara

LB - 35

Menentukan nilai Cp campuran Nilai Cp H2O, dan CH3COOH,dan C5H10O2 cair diperoleh dengan persamaan berikut :

Cp = A + BT + CT 2 + DT 3 sementara Cp HBF4 cair dengan menggunakan korelasi Sternling-Brown. Sehingga diperoleh Cp campuran sebagai berikut : Komponen CH3COOH (l) H2O (l) HBF4 (l) C5H10O2 (l) Total

xi (kmol/jam) 0,24269 0,00499 0,02427 0,72806 1,00000

Cp (J/mol.K) 139,822274 75,537938 138,681018 218,549530

xi.Cp (J/mol.K) 33,932973 0,376595 3,365601 159,117036 196,792205

Suhu rata-rata (T) digunakan dalam penentuan Tr campuran, sehingga : Tr =

T 366,519   0, 6620 Tc 641,1765

Tekanan rata-rata (P) digunakan dalam penentuan Pr campuran, sehingga : Pr =

P 10, 640   0, 2571 Pc 41,38059

H 1R = Tr - Pr - ω =  0,38189 RTc H 1R = R  Tc   -0,38189 

= 8,314  553, 69   0,38189  = -3599,4578 T2 =

H1R 3599, 4578  Tin   373 Cp 196, 792205

= 354,7093 K

Menghitung beban panas Expansion valve Tref = 298 K Tin

= 373 K

Tout = 354,709 K

Universitas Sumatera Utara

LB - 36

Panas Masuk Q = n.Cv dT Cv = Cp - R (R= 8,31451 J/mol.K) Nilai Cp H2O, dan CH3COOH,dan C5H10O2 cair diperoleh dengan persamaan berikut : Tin



Cp.dT=

Tref

A(Tin -Tref )+B(Tin 2 -Tref 2 )/2+C(Tin 3 -Tref 3 )/3+D(Tin 4 -Tref 4 )/4 (Tin -Tref )

sementara Cp HBF4 cair dengan menggunakan korelasi Sternling-Brown. Sehingga diperoleh : n (kmol/jam) 8,8021 0,1808 0,8802 26,4063 36,2695

Komponen CH3COOH (l) H2O (l) HBF4 (l) C5H10O2 (l) Total

Cp Cv (J/mol.K) (J/mol.K) 134,17707 125,86256 75,24054 66,92603 135,03957 126,72506 206,75014 198,43563

Qin (kJ/jam) 83089,24008 907,62680 8365,86294 392996,91633 485359,64615

Cp Cv (J/mol.K) (J/mol.K) 132,82030 124,50579 75,20703 66,89252 133,92100 125,60649 203,98090 195,66639

Qin (kJ/jam) 66298,86081 771,19475 6684,82904 305458,60763 379213,49223

Panas Keluar Q = n.Cv dT Sehingga diperoleh : n (kmol/jam) 8,8021 0,1808 0,8802 26,4063 36,2695

Komponen CH3COOH (l) H2O (l) HBF4 (l) C5H10O2 (l) Total

Qexpansi = Qout – Qin = 379213,49223 kJ/jam – 485359,64615 kJ/jam = 106146,153922 kJ/jam Neraca Panas pada Expansion valve (EV-101) Tabel B.12 Neraca Panas pada Expansion valve (EV-101) Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)

Qin

485359,64615

Jumlah

485359,64615

Qout Qekspansi Jumlah

379213,49223 106146,15392 485359,64615

Universitas Sumatera Utara

LB - 37

13.

NERACA PANAS PADA HEAT EXCHANGER (HE-103) Fungsi : Memanaskan cairan keluaran EV-102 dari 81,709 °C menjadi 94,988 °C.

Trefren = 298 K Tinput

= 354,709 K

Toutput = 367,998 K Q = n.Cp dT Panas Masuk Q = n.Cp dT Panas masuk HE-103 (Qin) = 379213,49223 kJ/jam (panas keluar EV-102)

Panas Keluar Q = n.Cp dT Nilai Cp H2O, dan CH3COOH,dan C5H10O2 cair diperoleh dengan persamaan berikut : Tout



Tref

Cp.dT=

A(Tout -Tref )+B(Tout 2 -Tref 2 )/2+C(Tout 3 -Tref 3 )/3+D(Tout 4 -Tref 4 )/4 (Tout -Tref )

sementara Cp HBF4 cair dengan menggunakan korelasi Sternling-Brown. Sehingga diperoleh : Komponen CH3COOH (l) H2O (l) HBF4 (l) C5H10O2 (l) Total

n (kmol/jam) 8,8021 0,1808 0,8802 26,4063 36,2695

Cp (J/mol.K) 133,80230 75,22367 134,69496 205,97151

Qout (kJ/jam) 82439,60639 952,11814 8298,95976 380715,65301 472406,33730

Universitas Sumatera Utara

LB - 38

Menghitung jumlah steam yang dibutuhkan Qsteam = Qinput – Qoutput = 379213,49223 kJ/jam - 472406,33730 kJ/jam Qsteam = -93192,84506 kJ/jam

Steam yang digunakan adalah saturated steam, dengan temperatur (T) 135°C pada tekanan 3,132 bar. ΔHv

= 2726,9 kJ/kg

ΔHl

= 567,77 kJ/kg

λsteam = (ΔHv – ΔHl) λsteam = (2726,9 kJ/kg – 567,77 kJ/kg) λsteam = 2159,13 kJ/kg Jumlah steam yang dibutuhkan: msteam = 

QV λ steam

 93192,84506 kJ/jam  =   2159,13 kJ/kg   msteam = 43,1622 kg/jam

Neraca Panas pada Heat exchanger (HE-101) Tabel B.13 Neraca Panas pada Heat exchanger (HE-101) Masuk ( kJ/jam) Keluar (kJ/jam) Qin 379213,49223 Qout 472406,33730 Qsteam -93192,84506 Jumlah 379213,49223 Jumlah 379213,49223

14.

NERACA PANAS PADA KOLOM DESTILASI (MD-101) Fungsi : untuk memisahkan C5H10O2, dan sebagian H2O dari CH3COOH, HBF4 dan H2O. Tujuan : menghitung kebutuhan air pendingin di kondensor dan menghitung kebutuhan steam di reboiler P

: 1,0133 bar

Universitas Sumatera Utara

LB - 39

Menentukan kondisi umpan masuk menara destilasi Dew Point Umpan masuk pada P = 1,0133 bar, dan dengan trial diperoleh T = 374,986 K Komponen

kmol/jam

yi

P (bar)

Ki

Yi/Ki

HBF4

0,88021 0,02427 0,249746 0,24647 0,098466

H2O

0,18082 0,00499 0,834503 0,82355 0,006054

C5H10O2 CH3COOH Jumlah

26,40634 0,72806 1,507345 1,48756 0,489432 8,80211 0,24269 0,605627 0,59768 0,406049 36,26949 1,00000

1,000000

Bubble Point Umpan masuk pada P = 1,0133 bar, dan dengan trial diperoleh T = 367,998 K Komponen

Xi

P

Ki

Xi.Ki

HBF4

0,88021 0,02427

0,190934

0,18843

0,004573

H2O

0,18082 0,00499

0,840044

0,82902

0,004133

26,40634 0,72806

1,220897

1,20487

0,877218

8,80211 0,24269

0,476305

0,47005

0,114076

CH3COOH C5H10O2 Jumlah

kmol

36,26949 1,00000

1,000000

Menentukan beban panas Feed Dengan nilai Tbubble (367,998 K), nilai Cp H2O, dan CH3COOH,dan C5H10O2 cair diperoleh dengan persamaan berikut :

Cp = A + BT + CT 2 + DT 3 sementara Cp HBF4 cair dengan menggunakan korelasi Sternling-Brown. Sehingga diperoleh nilai : Komponen CH3COOH (l) H2O (l) HBF4 (l) C5H10O2 (l) Total

n (kmol/jam) 8,8021 0,1808 0,8802 26,4063 36,2695

Cp (J/mol.K) QF (kJ/jam) 138,12835 8510,50157 75,22367 952,11814 130,54755 241302,76498 133,80230 82439,60639 333204,99108

Dengan cara yang sama, pada Tdew (374,896 K), maka dapat dihitung nilai Cp H2O, CH3COOH, C5H10O2, dan HBF4 cair.

Universitas Sumatera Utara

LB - 40

Sehingga diperoleh nilai : Komponen CH3COOH (l) H2O (l) HBF4 (l) C5H10O2 (l) Total

n (kmol/jam) 8,8021 0,1808 0,8802 26,4063 36,2695

Cp (J/mol.K) QL (kJ/jam) 138,90722 9412,92494 75,24888 1047,52373 131,39444 267114,84533 134,32686 91025,40992 368600,70391

Karena umpan masuk berfasa cair, maka penentuan nilai Hv menggunakan Tbubble (367,998 K) melalui persamaan berikut :

T   ΔHv = A 1    Tc 

n

Sehingga diperoleh : Komponen

n (kmol/jam)

Cp (kJ/mol)

Qv (kJ/jam)

CH3COOH (l)

8,8021

48,17950

2968,4833

H2O (l)

0,1808

40,57156

513,5208

HBF4 (l)

0,8802

31,71852

58628,1936

C5H10O2 (l)

26,4063

24,30954

14977,8373

Total

36,2695

77088,0350

QV = 77088,0350 kJ/jam QL = 368600,70391 kJ/jam QF = 333204,99108 kJ/jam q

=

QV -QF QV -QL

= 0,8785792 q = 0,8785792 < 1 dan umpan masuk di atas Tbubble maka, kondisi umpan adalah cair dingin.

Menentukan Kondisi Puncak Menara Produk keluar pada P = 1,0133 bar, dan dengan trial and error diperoleh Tdew = 374,896 K

Universitas Sumatera Utara

LB - 41

Komponen H2O C5H10O2 Jumlah

kmol/jam

yi

0,14966 0,00564 26,40634 0,99436 26,55600 1,00000

P (bar)

Ki

yi/Ki

0,67384 1,01620

0,66500 1,00286

0,00847 0,99153 1,00000

Produk keluar pada P = 1,0133 bar, dan dengan trial and error diperoleh Tbubble = 374,896 K Komponen H2O C5H10O2 Jumlah

kmol/jam

Xi

0,14966 0,00564 26,40634 0,99436 26,55600 1,00000

P (bar)

Ki

Xi/Ki

0,67307 1,01523

0,66423 1,00190

0,00374 0,99626 1,00000

Menentukan Kondisi Dasar Menara Produk keluar pada P = 1,0133 bar, dan dengan trial and error diperoleh Tdew = 394,542 K Komponen

kmol/jam

HBF4 (l) H2O (l) CH3COOH (l)

0,88021 0,03116 8,80211 9,71349

Jumlah

yi

P (bar)

Ki

yi/Ki

0,09062 0,49839 0,49184 0,18424 0,00321 1,92088 1,89566 0,00169 0,90617 1,12795 1,11314 0,81407 1,00000 1,00000

Produk keluar pada P = 1,0133 bar, dan dengan trial and error diperoleh Tbubble = 392,645 K Komponen

kmol/jam

Xi

P (bar)

Ki

Xi*Ki

HBF4 (l)

0,88021

0,09062

0,46776

0,46162

0,04183

H2O (l)

0,03116

0,00321

1,78469

1,76126

0,00565

CH3COOH (l)

8,80211

0,90617

1,06512

1,05114

0,95252

Jumlah

9,71349

1,00000

1,00000

Menentukan konstanta Underwood Komponen heavy key (j) = HBF4 α=

Ki Kj

1- q = 

x Fi  αi -θ  αi

Dimana q = 0,8785792 maka, 1 – q = 0,121420839

Universitas Sumatera Utara

LB - 42

Dilakukan trial harga θ sampai persamaan di atas mendekati harga 0,121420839. Dari trial diperoleh θ = 0,584188628 Komponen

kmol

xF

K

α

α–θ

xF.α/(α–θ)

CH3COOH

8,80211

0,24269

0,24647

0,41238

-0,11604

-0,862425306

H2O

0,18082

0,00499

0,82355

1,37792

0,84950

0,008086685

C5H10O2

26,40634

0,72806

1,48756

2,48890

1,96048

0,924297169

HBF4

0,88021

0,02427

0,59768

1

0,47158

0,051462292

Jumlah

36,26949

1,00000

0,121420839

Menentukan Rm dan R Komponen H2O C5H10O2 Jumlah

kmol 0,14966 26,40634 26,55600

Xd 0,00564 0,99436

xd /((α-θ)/α) 0,00914 1,26238 1,27152

Rm + 1 = 1,27152 Rm = 0,27152 Untuk pendingin kondensor digunakan air. Dari buku Treyball didapat untuk pendingin air R=1,25 Rm. R = 1,25 x 0,27152 = 0,339402

Menentukan komposisi cairan refluks (Lo) R

= Lo/D

Lo = R x D Komponen H2O C5H10O2 Jumlah

kmol/jam kg/jam Lo (mol) 0,149660354 2,696879573 0,050795097 26,40634068 2696,879573 8,962377769 26,55600103 2699,576453 9,013172866

Lo (kg) 0,915327642 915,3276416 916,2429692

Menentukan komposisi uap masuk kondensor (V) V = Lo + D Komponen H2O C5H10O2

kmol/jam 0,200455 35,368718 35,569174

kg/jam 3,612207 3612,207215 3615,819422

Universitas Sumatera Utara

LB - 43

Menghitung panas yang dibawa masing – masing alur Panas yang dibawa input feed (QF) pada T = 367,998 K Komponen CH3COOH H2O C5H10O2 HBF4

n (kmol/jam) 8,80211 0,18082 26,40634 0,88021 36,26949

Cp (J/mol.K) 133,8023035 75,22367 130,5475495 138,12835

Q (kJ/jam) 82439,60639 952,11814 241302,76498 8510,50157 333204,99108

Panas destilat keluar kondensor (QD) pada T = 362,112 K Komponen H2O C5H10O2

n (kmol/jam) 0,149660354 26,40634068 26,55600103

Cp Q (J/mol.K) (kJ/jam) 75,21130666 721,6595533 205,0762157 347189,0191 347910,6787

Panas refluks keluar kondensor (QLo) pada T = 362,112 K Komponen H2O C5H10O2

n (kmol/jam) 0,14966

Cp (J/mol.K) 75,21131

Q (kJ/jam) 721,65955

26,40634

205,07622

347189,01912

26,55600

347910,67867

Panas yang dibawa uap masuk kondensor (QV) pada T = 374,896 K Komponen H2O C5H10O2

n (kmol/jam) 0,14966 26,40634 26,55600

Hv n.Hv Cp (kJ/mol) (kJ/jam) (J/mol.K) 40,22327 6,01983 33,86172 31,14462 822,41538 146,73519 828,43521

Q (kJ/jam) 390,14730 298301,41563 298691,56294

Panas hasil bawah (QW) pada T = 394,542 K

HBF4

n kmol/jam 0,88021

Cp (J/mol.K) 136,86555

QW (kJ/jam) 11630,45323

H2O

0,03116

75,38255

226,78022

CH3COOH

8,80211

135,83972 115432,81153

9,71349

115659,59175

Komponen

Universitas Sumatera Utara

LB - 44

Neraca Panas pada Kondensor

QV = QLo + QD + QC QC = 48390,68052 kJ/jam Menghitung jumlah air pendingin yang dibutuhkan Kondisi air pendingin yang digunakan : T in

= 303 K

T out = 318 K Cp

= 4,17944895 kJ/kg.K

Maka massa air pendingin yang dibutuhkan mair = =

QCW Cp   T 48390, 68052 kJ/jam  4,17944895 kJ/kg.K    318  303 K 

= 771,8829461 kg/jam

Neraca panas di reboiler QF + QR = QC + QW + QD QR = 115659,5918 + 347910,6787 + 48390,6805 + 333204,9911 = 178755,9599 kJ/jam

Universitas Sumatera Utara

LB - 45

Menghitung jumlah steam yang dibutuhkan Analog dengan menghitung jumlah Steam yang dibutuhkan pada Heat Exchanger (HE-102). Jumlah steam yang dibutuhkan: msteam =

=

Qsteam steam 178755,9599 kJ/jam = 82,7907 kg/jam 2159,13 kJ/kg

Tabel B.14 Neraca Panas pada Menara Destilasi (MD-101) Masuk ( kJ/jam) Keluar (kJ/jam) Qin 333204,991081 Qout 115659,591751 Qdestilat 347910,678669 Qkondensor 48390,680520 Qsteam -178755,959860 Jumlah 333204,991081 Jumlah 333204,991081

15.

NERACA PANAS PADA KOLOM DESTILASI (MD-102) Fungsi : untuk memisahkan CH3COOH dan H2O dengan HBF4. Tujuan : menghitung kebutuhan air pendingin di kondensor dan menghitung kebutuhan steam di reboiler P = 1 atm = 1,0133 bar Menentukan kondisi umpan masuk menara destilasi Dew Point Umpan masuk P = 1,0133 bar, dan dengan trial diperoleh T = 394,542 K Komponen H2O HBF4 CH3COOH Jumlah

kmol/jam 0,03116 0,88021 8,80211 9,71349

Yi 0,00321 0,09062 0,90617 1,00000

P (bar) 1,92088 0,49839 1,12795

Ki 1,89566 0,49184 1,11314

yi.Ki 0,00169 0,18424 0,81407 1,00000

Bubble Point Umpan masuk P = 1,0133 bar, dan dengan trial diperoleh T = 392,645 K

Universitas Sumatera Utara

LB - 46

Komponen H2O HBF4 CH3COOH Jumlah

kmol/jam 0,03116 0,88021 8,80211 9,71349

Xi 0,00321 0,09062 0,90617 1,00000

P (bar) 1,78469 0,46776 1,06512

Ki 1,76126 0,46162 1,05114

Xi.Ki 0,00565 0,04183 0,95252 1,00000

Menentukan beban panas Feed Dengan nilai Tbubble (392,645 K), nilai Cp H2O, dan CH3COOH cair diperoleh dengan persamaan berikut :

Cp = A + BT + CT 2 + DT 3 sementara Cp HBF4 cair dengan menggunakan korelasi Sternling-Brown. Sehingga diperoleh nilai : n (kmol/jam) 0,03116 0,88021 8,80211 9,71349

Komponen H2O (l) HBF4 (l) CH3COOH (l) Total

Cp (J/mol.K) 75,36540 136,68187 135,68945

QF (kJ/jam) 222,27333 11386,60890 113039,33073 124648,21296

Dengan cara yang sama, pada Tdew (394,542 K), maka dapat dihitung nilai Cp H2O, CH3COOH dan HBF4 cair. Sehingga diperoleh nilai : n (kmol/jam) 0,03116 0,88021 8,80211 9,71349

Komponen H2O (l) HBF4 (l) CH3COOH (l) Total

Cp (J/mol.K) 75,38255 136,86555 135,83972

QL (kJ/jam) 226,78022 11630,45323 115432,81153 127290,04498

Karena umpan masuk berfasa cair, maka penentuan nilai Hv menggunakan Tbubble (367,998 K) melalui persamaan berikut :

T   Hv = A 1    Tc 

n

Sehingga diperoleh : Komponen H2O (l) HBF4 (l) CH3COOH (l) Total

n (kmol/jam) 0,03116 0,88021 8,80211 9,71349

HV (kJ/mol) 39,31606 48,17950 23,25969

Qv (kJ/jam) 118,27809 4094,15984 19765,44119 23977,87912

Universitas Sumatera Utara

LB - 47

QV = 23977,87912 kJ/jam QL = 127290,04498 kJ/jam QF = 23977,87912 kJ/jam q

=

QV -QF QV -QL

= 0,974429

q = 0,974429 < 1 dan umpan masuk di atas Tbubble maka, kondisi umpan adalah cair dingin.

Menentukan Kondisi Puncak Menara Produk keluar pada P = 1,0133 bar, dan dengan trial and error diperoleh Tdew = 370,965 K Komponen H2O C5H10O2 Jumlah

kmol/jam 0,03116 8,80211 8,83328

yi 0,00353 0,99647 1,00000

P (bar) 1,67015 1,01189

Ki 1,64823 0,99861

yi/Ki 0,00214 0,99786 1,00000

Produk keluar pada P = 1,0133 bar, dan dengan trial and error diperoleh Tbubble = 370,935 K Komponen H2O C5H10O2 Jumlah

kmol/jam 0,03116 8,80211 8,83328

Xi 0,00353 0,99647 1,00000

P (bar) 1,66820 1,01098

Ki 1,64630 0,99771

Xi/Ki 0,00581 0,99419 1,00000

Menentukan Kondisi Dasar Menara Produk keluar pada P = 1,0133 bar, dan dengan trial and error diperoleh Tdew = 417,370 K Komponen

kmol/jam

yi

HBF4 (l)

0,88021 0,88021

1 1

Jumlah

P (bar)

Ki

yi/Ki

1,01330 1,00000 1,00000 1,00000

Produk keluar pada P = 1,0133 bar, dan dengan trial and error diperoleh Tbubble = 417,370 K

Universitas Sumatera Utara

LB - 48

Komponen

kmol/jam

Xi

P (bar)

Ki

Xi*Ki

HBF4 (l)

0,88021

1

1,01330

1,00000

1,00000

Jumlah

0,88021

1

1,00000

Menentukan konstanta Underwood Komponen heavy key (j) = HBF4 Ki Kj

α=

1- q = 

x Fi  αi -θ  αi

Dimana q = 0,974429 maka, 1 – q = 0,025571355 Dilakukan trial harga θ sampai persamaan di atas mendekati harga 0,025571355. Dari trial diperoleh θ = 1,054099184. Komponen

kmol/jam

XF

K

α

α–θ

XF.α/(α–θ)

H2O

0,03116

0,00321

1,89566

3,85419

2,80009

0,004416

CH3COOH

8,80211

0,90617

1,11314

2,26320

1,20910

1,696180

HBF4

0,88021

0,09062

0,49184

1,00000

-0,05410

-1,675024

Jumlah

9,71349

1,00000

Menentukan Rm dan R Komponen

kmol/jam

Xd

H2O CH3COOH Jumlah

0,03116 8,80211 8,83328

0,00353 0,99647 1,00000

Xd /((α-θ)/α) 0,004856 1,865200 1,870055

Rm + 1 = 1,870055 Rm = 0,870055 Untuk pendingin kondensor digunakan air. Dari buku Treyball didapat untuk pendingin air R=1,25 Rm. R = 1,25 x 0,870055 = 1,087569

Menentukan komposisi cairan refluks (Lo) R

= Lo/D

Lo = R x D

Universitas Sumatera Utara

LB - 49

Komponen

kmol/jam

kg/jam

Lo (mol)

Lo (kg)

H2O CH3COOH Jumlah

0,031162 8,802114 8,833275

1,374224 528,566919 529,941143

0,033890 9,572907 9,606797

1,494563 574,853073 576,347637

Menentukan komposisi uap masuk kondensor (V) V = Lo + D Komponen H2O CH3COOH

kmol/jam

kg/jam

0,065052

2,868787

18,375021

1103,419993

18,440073

1106,288779

Menghitung panas yang dibawa masing – masing alur Panas yang dibawa input feed (QF) pada T = 392,645 K Komponen H2O CH3COOH HBF4

n (kmol/jam) 0,031162 8,802114 0,880211 9,713486

Cp (J/mol.K) 33,921109 70,274181 72,684280

Q (kJ/jam) 1,490510 769,717609 77,439659 848,647778

Panas destilat keluar kondensor (QD) pada T = 390,645 K Komponen H2O CH3COOH

n (kmol/jam) 0,031162 8,802114 8,833275

Cp QD (J/mol.K) (kJ/jam) 75,350731 218,216498 135,554773 110887,621830 111105,838328

Panas refluks keluar kondensor (QLo) pada T = 390,645 K Komponen H2O CH3COOH

n (kmol/jam) 0,033890 9,572907 9,606797

Cp (J/mol.K) 33,915239 70,155468

Q (kJ/jam) 1,620562 835,676613 837,297175

Panas yang dibawa uap masuk kondensor (QV) pada T = 394,542 K Komponen H2O CH3COOH

n (kmol/jam) 0,06505 18,37502 18,44007

Hv (kJ/mol) 43,69354 26,87850

n.Hv Cp (kJ/jam) (J/mol.K) 2,84235 33,92765 493,89302 70,40597 0,49674

Q (kJ/jam) 3,11260 1609,94314 1613,05575

Universitas Sumatera Utara

LB - 50

Panas hasil bawah (QW) pada T = 417,370 K Nilai Cp HBF4 cair dengan menggunakan korelasi Sternling-Brown. Komponen HBF4

n kmol/jam 0,88021 0,88021

Cp (J/mol.K) 139,44890

QW (kJ/jam) 14651,99186 14651,99186

Neraca Panas pada Kondensor

QV = QLo + QD + QC QC = 109492,285844 kJ/jam Menghitung jumlah air pendingin yang dibutuhkan Kondisi air pendingin yang digunakan : T in

= 303 K

T out = 318 K Cp

= 4,17944895 kJ/kg.K

Maka massa air pendingin yang dibutuhkan mair =

=

QCW Cp   T

109492, 285844 kJ/jam  4,17944895 kJ/kg.K    318  303K 

= 1746,5187 kg/jam

Universitas Sumatera Utara

LB - 51

Neraca panas di reboiler QF + QR = QC + QW + QD QR = 109492,28584 + 14651,9919 + 111105,83833 + 124648,21296 = 110601,90308 kJ/jam

Menghitung jumlah steam yang dibutuhkan Analog dengan menghitung jumlah Steam yang dibutuhkan pada Heat Exchanger (HE-102). Jumlah steam yang dibutuhkan: msteam =

=

Qsteam λ steam 110601,90308 kJ/jam 2159,13 kJ/kg

msteam = 51,225217 kg/jam Tabel B.15 Neraca Panas pada Kolom Destilasi (MD-102) Masuk ( kJ/jam) Keluar (kJ/jam) Qin 124648,212958 Qout 14651,991863 Qdestilat 111105,838328 Qkondensor 109492,285844 Qsteam -110601,903077 Jumlah 124648,212958 Jumlah 124648,212958

Universitas Sumatera Utara

LB - 52

16.

Neraca panas COOLER (E-101) Fungsi : mendinginkan isopropyl asetat sisa dari 89,112 °C menjadi 30 °C.

Trefren = 288 K Tinput

= 362,112 K

Toutput = 303 K Q = n  Cp  dT

Panas Masuk Nilai Cp H2O dan CH3COOH cair dihitung dengan persamaan berikut: Tin



Tref

A  (Tin -Tref )+B  (Tin 2 -Tref 2 )/2+C  (Tin 3 -Tref 3 )/3+D  (Tin 4 -Tref 4 )/4 Cp.dT= (Tin -Tref )

Sehingga diperoleh : Komponen H2O (l) C5H10O2 (l) Total

n (kmol/jam) 0,149660 26,406341 26,556001

Cp (J/mol.K) 75,211307 205,076216

Qin (kJ/jam) 721,659553 347189,019115 347910,678669

n (kmol/jam) 0,149660 26,406341

Cp (J/mol.K) 75,500560 197,158789

Qout (kJ/jam) 56,497202 26031,210770 26087,707973

Panas Keluar Komponen H2O (l) C5H10O2 (l) Total

QCW

= Qinput – Qoutput = 347910,678669 kJ/jam - 26087,707973 kJ/jam = 321822,9706958 kJ/jam

Universitas Sumatera Utara

LB - 53

Menghitung jumlah air pendingin yang dibutuhkan Kondisi air pendingin yang digunakan : Tin

= 303 K

Tout

= 318 K

Cp

= 4,17944895 kJ/kg.K

Maka massa air pendingin yang dibutuhkan mair =

=

QCW Cp   T

321822,9706958kJ/jam  4,17944895 kJ/kg.K    318  303 K 

= 5133,4194950 kg/jam

Neraca Panas pada Cooler (E-101) Tabel B.16 Neraca Panas pada Cooler (E-101) Masuk ( kJ/jam)

17.

Qin

347910,67867

Jumlah

347910,67867

Keluar (kJ/jam) Qout 26087,70797 QCW 321822,97070 Jumlah 347910,67867

Neraca panas COOLER (E-102) Fungsi : mendinginkan asam asetat sisa dari 89,112 °C menjadi 30 °C.

Trefren = 288 K Tinput

= 390,935 K

Toutput = 303 K

Universitas Sumatera Utara

LB - 54

Panas Masuk Q = n  Cp  dT Nilai Cp H2O dan CH3COOH cair dihitung dengan persamaan berikut: Tin



Tref

A  (Tin -Tref )+B  (Tin 2 -Tref 2 )/2+C  (Tin 3 -Tref 3 )/3+D  (Tin 4 -Tref 4 )/4 Cp.dT= (Tin -Tref )

Sehingga diperoleh : Komponen H2O (l) CH3COOH (l) Total

n (kmol/jam) 0,031162 8,802114

Cp (J/mol.K) 75,350731 135,554773

n (kmol/jam) 0,031162 8,802114

Cp (J/mol.K) 75,500560 129,015042

Qin (kJ/jam) 218,216498 110887,621830 111105,838328

Panas Keluar Komponen H2O (l) CH3COOH (l) Total

QCW

Qout (kJ/jam) 11,763566 5678,025232 5689,788798

= Qinput – Qoutput = 111105,838328 kJ/jam - 5689,788798 kJ/jam = 105416,0495304 kJ/jam

Menghitung jumlah air pendingin yang dibutuhkan Kondisi air pendingin yang digunakan : Tin

= 303 K

Tout

= 318 K

Cp

= 4,17944895 kJ/kg.K

Maka massa air pendingin yang dibutuhkan mair = =

QCW Cp   T

105416,0495304 kJ/jam  4,17944895 kJ/kg.K    318  303 K 

= 5133,4194950 kg/jam

Universitas Sumatera Utara

LB - 55

Neraca Panas pada Cooler (E-102) Tabel B.17 Neraca Panas pada Cooler (E-102) Qin

Masuk ( kJ/jam) 111105,838328

Jumlah

111105,838328

Keluar (kJ/jam) Qout 5689,788798 QCW 105416,049530 Jumlah 111105,838328

Universitas Sumatera Utara

LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN 1. Tangki Penyimpanan Cairan Ada beberapa tangki penyimpanan, yaitu : 1. T-101

: Menyimpan asam asetat glasial untuk kebutuhan 10 hari

2. T-102

: Menyimpan hidrogen flourida untuk kebutuhan 120 hari

3. T-105

: Menyimpan isopropil asetat untuk kebutuhan 7 hari

4. T-106

: Menyimpan asam asetat untuk kebutuhan 30 hari

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C Bentuk

: Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Jenis sambungan : Single welded butt joints Jumlah

: 1 unit

*) Perhitungan untuk T-101 Kondisi operasi : Tekanan

= 1 atm

Temperatur

= 30 C

Laju alir massa

= 2114,26768 kg/jam



= 1037,95956 kg/m3

Kebutuhan perancangan = 10 hari Faktor kelonggaran

= 20 %

Perhitungan: a. Volume tangki Volume larutan,Vl =

2114,26768 kg/jam  10hari  24jam/hari = 488,8671 m3 3 1037, 95956 kg/m

Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 488,8671 m3 = 586,6405 m3 LC - 1 Universitas Sumatera Utara

LC - 2

b. Diameter dan tinggi shell Direncanakan :  Tinggi shell : diameter (Hs : D = 3 : 2)  Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4) -

-

Volume shell tangki ( Vs) Vs

=

1 2  Di H 4

Vs

=

3  D3 12

Volume tutup tangki (Vh) Vh =

-

 3 D 24

(Walas,1988)

Volume tangki (V) V

= Vs + Vh

586,6405 m3

=

34 D 3 96

Di

= 7,65264 m = 301,2849 in

Hs

= 11,47896 m = 451,9274 in

c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup

= diameter tangki

= 7,65264 m

Hh

 Hh  1 =   D     7, 65264  D  4

= 1,91316 m

Ht (Tinggi tangki)

= Hs + 2Hh

= 13,39396 m

d. Tebal shell tangki Tinggi cairan dalam tangki = PHidrostatik

488,8671m3 x 11,47896 m = 9,56580 m 586,6405 m3

=xgxl = 1037,95956 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 9,56580 m = 97,30332 kPa

P0

= Tekanan operasi = 1 atm

Faktor kelonggaran

= 5%

Pdesign

=

Joint efficiency (E)

= 0,8

= 101,325 kPa

(1,05) (97,30332 + 101,325)

= 208,55973 kPa (Brownell,1959)

Universitas Sumatera Utara

LC - 3 Allowable stress (S) = 12.500 psia = 86.184,5 kPa Faktor korosi

(Brownell,1959)

= 0,125 in

Tebal shell tangki: t

PR   CA  n  S  E  0,6  P

(Walas, 1988)

(208,55973 kPa) (150, 6425 in)   0,125 10  (86184,5 kPa) (0,8)  0,6 (196, 27118 kPa)  1, 7065 in 

Tebal shell standar yang digunakan =2 in

(Brownell, 1959)

e. Tebal tutup tangki t

PD   CA  n  2SE  0,6P

(Walas, 1988)

(208,55973 kPa) (302 in)   0,125 10  2(86184,5 kPa)(0,8)  0,2(208,55973 kPa)  1,7069 in 

Tebal tutup standar yang digunakan =2 in

(Brownell,1959)

Analog perhitungan dapat dilihat pada T-101, sehingga diperoleh : Waktu simpan (hari)

Volume tangki (m3)

Diamete r tangki (m)

Tinggi tutup (m)

Tinggi tangki (m)

Tebal Shell (m)

Tebal Tutup (m)

Jumlah

(T–101)

10

488,8671

7,6526

1,9131

13,3939

0,04335

0,04336

1

(T–102)

120

42,2959

3,1850

0,8001

5,6007

0,03612

0,03612

1

(T–105)

7

628,5871

7,8308

1,9621

13,7223

0,04861

0,04857

1

(T–106)

30

440,4614

7,3426

1,8415

11,0363

0,04181

0,04180

1

Tangki

(unit)

2. Tangki Penyimpanan Gas Ada beberapa tangki penyimpanan, yaitu : 1. T-103

: Menyimpan boron trifluorida untuk kebutuhan 7 hari

2. T-104

: Menyimpan propilen untuk kebutuhan 7 hari

Bahan konstruksi : Low Alloys Steel SA 202 B Bentuk

: Silinder Horizontal dengan penutup torrispherical dished head

Jenis sambungan : Single welded butt joints Jumlah

: 1 unit

Universitas Sumatera Utara

LC - 4

*) Perhitungan untuk T-103 Kondisi operasi : Tekanan

= 1 atm

Temperatur

= 15 C

Laju alir massa

= 29,8418 kg/jam



= 2,8840 kg/m3

Kondisi

= gas

Kebutuhan perancangan = 7 hari Faktor kelonggaran

= 20 %

Perhitungan: a. Volume tangki Kapasitas Larutan,Vg =

29,8418 kg/jam  7hari  24jam/hari = 1738,3722 m3 3 2,8840 kg/m

Volume larutan untuk 1 tangki = 1738,3722 m3 Volume Spherical, Vt = (1 + 0,2) x 1738,3722m3 = 2086,0467 m3 b. Volume 2 Tutup dan Shell Direncanakan : H/D = 4/3 = 1,33 L/D = 3/1 = 3 Volume 2 Tutup, Vh = 2[0,0778 D3 (2) (H/D)2 (1,5-H/D)] (Walas,2010) = 2[0,0778 D3 (2) (0,8)2 (1,5-1,33)] = 0,09221 D3 Φ

= 2 Arc Cos (1-1,6)

(Walas,2010)

= 4,4286 rad Volume Shell =

π 1  D2  L      sin   4 2π

Universitas Sumatera Utara

LC - 5

=

π 1  D2  L    4, 4286  sin 4, 4286 4 2π

= 0,67357 D2 L Karena L = 3 D ; maka Volume Shell = 0,67357 (3) D2 = 2,02072 D3 Volume 2 Tutup + Shell = 0,09221 D3 + 2,02072 D3 = 2,11293 D3 c. Diameter (D) dan Tinggi Tangki Diameter, D

2086, 0467 m3 = 3 2,11293

= 9,95741 m Jari-jari, r

= 4,9911 m

Tinggi Shell

= 17,1365 m

Tinggi Tutup = 2,3134 m Tinggi Total = 21,7634 m

d. Tebal Shell dan Head dan Bottom Allowable Stress, S = 21250 psi = 146513,59 kPa Joint Efficiency, E

= 0,80

Corrotion Factor, Ca = 0,125 in/thn = 0,00138 m/thn P Operasi

= 2 Atm = 202,65 kPa

Faktor kelonggaran = 0,2 Umur

= 10 Tahun

P hidrostatik

= 18,73 kPa

P design

= 12,14 kPa

Tebal Shell, ts =

=

PR  Ca  n  S  E    0, 6  P 

(Walas, 1988)

12,14 × 4,9911  0, 00138 × 10 146513,59×0,8   0, 6×12,14 

= 0,10008 m = 3,9401 in Tebal shell standar yang digunakan = 4 in

(Brownell, 1959)

r/L = 0,06

Universitas Sumatera Utara

LC - 6 L = D = 4,67547 m

3   L/r 

1/2

M =

(Walas, 1988)

4 3  1/0,06 

1/2

=

4

= 1,7706 m Tebal head

=

PLM + Ca  n 2  S  E - 0,2  P

=

1238,3712  12,8524 1, 7706 + 0, 00138  10 2  146513,59  0,8 - 0,2 1238,3712

(Walas, 1988)

= 0,0600 m = 2,3624 in Tebal shell standar yang digunakan = 6 in

(Brownell, 1959)

Analog perhitungan dapat dilihat pada T-103, sehingga diperoleh : Tangki

(T–103) (T–104)

Waktu simpan (hari) 7 7

Volume Diameter tangki tangki (m3) (m) 2086,0466 9,9574 4474,7001 12,8427

Tinggi tangki (m) 16,9031 21,7634

Tinggi tutup (m) 1,7967 3,3134

Tebal Shell (m) 0,0370 0,1000

Tebal Head (m) 0,0600 0,1520

3. Pompa Ada beberapa pompa, yaitu : 1. P-101

: memompa fluida dari MX-101 menuju MX-102

2. P-102

: memompa fluida dari T-101 menuju MX-102

3. P-103

: memompa fluida dari MX-102 menuju HE-101

4. P-104

: memompa fluida dari AC-101 menuju HE-103

5. P-105

: memompa fluida dari RB-101 menuju MD-102

6. P-106

: memompa fluida dari HE-104 menuju T-105

7. P-107

: memompa fluida dari RB-102 menuju HE-106

8. P-108

: memompa fluida dari HE-105 menuju T-106

Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit

Universitas Sumatera Utara

Jumlah (unit) 1 4

LC - 7

*) Perhitungan untuk P-101 Kondisi operasi : T = 30°C Laju alir massa (F) = 41,906731 kg/jam = 0,025663 lbm/s Densitas () = 2809,63302 kg/m3 = 175,39926 lbm/ft3 Viskositas () = 3,30686 cP = 0,00222 lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) =

0,025663 lbm/s = 0,000146313 ft3/s 3 175,39926 lbm/ft

Desain pompa : Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,000146313 ft3/s )0,45 (175,39926 lbm/ft3)0,13 = 0,1436 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1983, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1/8 in

Schedule number

: 80

Diameter dalam (ID)

: 0,215 in

= 0,01792 ft

Diameter luar (OD)

: 0,405 in

= 0,03375 ft

Inside sectional area

: 0,00025 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A =

0,000146313 ft 3 /s = 0,5853 ft/s 0,00025ft 2

Bilangan Reynold : NRe

=

  v  ID μ

=

(175,39926 lbm/ft 3 )(0,5853 ft/s)(0, 01792 ft) 0, 00222 lbm/ft.s

= 827,67156 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga  = 0,000046

(Geankoplis, 1983)

Universitas Sumatera Utara

LC - 8

Pada NRe = 827,67156 dan /ID =

0,000046 ft = 0,0084233 0,13833 ft

Dari Fig.2.10-3 Geankoplis,1983 diperoleh harga f = 0,02 Friction loss :

 A  v2 = 0,55 1  2  A1  2 

1 Sharp edge entrance = hc

= 0,55 1  0 

2 elbow 90° = hf

0,58532 = 0,09419 ft.lbf/lbm 2 1

v2 0,58532 = n  Kf = 2(0,75) = 0,00798 ft.lbf/lbm 2  gc 2(32,174)

1 check valve = hf = n  Kf

Pipa lurus 20 ft = Ff = 4f

v2 0,58532 = 1(2,0) = 0,01065 ft.lbf/lbm 2  gc 2(32,174)

ΔL  v 2 ID  2  gc

 20    0, 5853  0, 01792   2   32,174  2

= 4(0,008)

 A 1 Sharp edge exit = hex = 0,55 1- 1  A 2 

= 0,55 1  0 

= 0,47536 ft.lbf/lbm

2

 v2   2.α.g c

0,58532 2 1 32,174 

= 0,00293 ft.lbf/lbm

Total friction loss :  F = 0,59111 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :





P -P 1 v22 -v12 +g  z 2 -z1  + 2 1 +åF+Ws =0 ρ 2α dimana :

(Geankoplis,1983)

v1 = v2 P1 = 101,325 kPa = 4232,45614 lbf/ft² P2 = 202,65 kPa

= 4232,45614 lbf/ft²

ΔP = 12,065 ft.lbf/lbm ρ

Z = 5 ft

Universitas Sumatera Utara

LC - 9 Maka :

0+

32,174 ft/s2  5 ft  + 32,2845 ft.lbf/lbm + 0,59111 ft.lbf/lbm + Ws =0 32,174 ft.lbm/lbf.s2

Ws = 17,656 ft.lbf/lbm

P

=

Ws  Q  ρ 17, 656  0, 000146313 175,39926   0, 00082385 hp 550 550

Effisiensi pompa ,  = 75 %

(Fig. 10.62 Coulson)

Effisiensi motor = 0,80 %

(Tabel 3.1 Coulson)

Daya pompa : P

=

0,00082385 = 0,0004348 hp 0,75  0,80

Maka digunakan daya standar = 1/8 hp Analog perhitungan dapat dilihat pada P-101, sehingga diperoleh : Pompa P – 01 P – 02 P – 03 P – 04 P – 05 P – 06 P – 07 P – 08

Laju Alir D optimum (kg/jam) (in) 41,906731 0,143604 2114,267677 1,153055 2194,822728 1,163082 3306,001543 1,498968 650,254335 0,676834 3306,001543 1,182151 77,296640 0,218071 529,128450 0,518314

ID (in) 0,215 1,380 1,278 1,610 0,742 1,278 0,302 0,742

v (ft/s) 0,585253 1,921301 2,269366 2,675334 2,034766 2,021628 0,841929 0,961009

ΣF 0,591107 1,466957 0,716852 0,830012 0,787127 0,530714 8,034650 0,175578

Daya Daya (hp) standar (hp) 0,000435 1/8 0,153511 1/6 2,357298 3 4,402417 5 0,049218 1/8 0,033931 1/8 0,006890 1/8 0,005082 1/8

4. Kompressor Ada beberapa kompressor, yaitu : 1. K-101 : mengalirkan dan menaikkan tekanan gas boron trifluorida menjadi 2 atm sebelum masuk ke MX-101 2. K-102 : mengalirkan dan menaikkan tekanan gas hidrogen fluorida menjadi 2 atm sebelum masuk ke MX-101 3. K-103A : mengalirkan dan menaikkan tekanan gas propilen menjadi 20 atm sebelum masuk ke R-101 4. K-103B : mengalirkan dan menaikkan tekanan gas propilen menjadi 20 atm sebelum masuk ke R-101 5. K-104 : mengalirkan gas propilen recycle sebelum masuk ke R-101 Universitas Sumatera Utara

LC - 10 Jenis

: Centrifugal compressor

Jumlah : 1 unit

*) Perhitungan untuk K-101 hp  2, 78.104 P1q fm

i

dimana:

  k   P2     k-1   P1 

  

(k-1) k

   1  

qfm i

= laju alir (ft3/menit)

P1

= tekanan masuk = 2116,22 lbf/ft2

P2

= tekanan keluar = 4232,45 lbf/ft2

k

= rasio panas spesifik = 1,09676

(Timmerhaus,1991)

Data: Laju alir massa

= 29,8418 kg/jam

ρBF3

= 4,1557 kg/m3 = 0,25943 lbm/ft3

Laju alir volum (qfm i) =

29,8418 kg/jam = 7,1809 m3 / jam 3 4,1557 kg/m

= 0,070442 ft3/detik



1,096761 1,09676

1,09676  2116, 22  hp  2,78.104  2116, 22  0, 070442  (1,09676-1)  4232, 45  

  1 

= 0,02962 hp

Jika efisiensi motor adalah 78 %, maka : P=

0,02962  0,037977 hp 0,78

Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan : De = 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13

(Timmerhaus,1991) 3

0,45

= 3,9 (0,070442 ft /detik)

3 0,13

(0,25943 lbm/ft )

= 0,99177 in Dipilih material pipa commercial steel 1 inci Sch 40 : 

Diameter dalam (ID)

= 1,049 in = 0,08742 ft Universitas Sumatera Utara

LC - 11 

Diameter luar (OD)

= 1,315 in = 0,10958 ft



Luas penampang (A)

= 0,006 ft2

Analog perhitungan dapat dilihat pada K-101, sehingga diperoleh : Kompresor K-101 K-102 K-103A K-103B K-104

Laju Alir D Optimum (kg/jam) (in) 29,84181 0,991774 0,804742 12,06493 5,228727 1348,23030 3,445762 1348,23030 3,534068 2089,01617

ID (in) 1,049 0,957 5,761 3,548 3,826

Daya (hp)

Daya standar (hp)

0,037977 0,028178 3,568142 4,141538 0,490156

1/8 1/8 4 5 1/2

5. Mixer (MX-101) Fungsi

: mencampur umpan segar katalis HF dan BF3 sebagai umpan mixer (MX–102)

Bentuk

: tangki silinder tegak dilengkapi dengan pengaduk

Jenis

: Tangki berpengaduk propeller

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C dengan tutup torispherical dished Head

Data: Umpan masuk mixer

= 41,90673 kg/jam = 92,40434 lb/jam

Densitas umpan

= 3,21926 kg/m3

= 0,20120 lb/ft3

Kecepatan volumetrik = 13,01791 m3/jam = 459,27177 ft3/jam Diambil waktu tinggal = 10 menit, sehingga: Vtot =

459, 27177 = 76,54529 ft3 = 2,1471 m3 6

Over design 20%, sehingga: Vt = 1,2 x 2,1471 m3 = 2,5766 m3

Universitas Sumatera Utara

LC - 12 Diambil H/D = 2 D = 1,25 m

= 49,16 in

H = 2,50 m

= 98,68 in

Dipilih tangki dengan ukuran D = 50 in

= 4,166 ft

H = 99 in

= 8,250 ft

Mechanical Design Tinggi Cairan Luas penampang cairan dalam mixer:

π AT = ID2 4 π AT  4,1662 = 13,6409 ft2 4

= 1,2673 m2

Tinggi gas = diameter tabung Tinggi cairan (Z) = 1,270 m Tebal Shell f

= 12650

E = 0,8 C = 0,125 in/thn Umur Alat = 10 Tahun Poperasi

= 2 atm

Pdesign

= 17,64 psig

ID

= 50 in

ri

= 25 in

ts =

= 29.4 psia

17, 64  25 Pr   0,125 10  +Cn =  f  E-0,6  P  12650  0,8  0, 6 17, 64 

= 1,2936 in Tebal plate standar

= 1 3/8 in

Perhitungan Tebal dan Tinggi Head Diambil rc = ID th 

= 25 in

0,885  P  rc 0,885  17, 64  25  Cn =  0,125  10 f  E  0,1  P 12650  0,8  0,1 17, 64

= 1,2886 in Universitas Sumatera Utara

LC - 13 Tebal plate standar

= 1 3/8 in

Dari tabel 5-8 (Brownell, 1959), untuk th = 1 3/8 in, diperoleh sf = (1,5 – 4,5) in Diambil sf

= 3 in

OD

= ID

+ 2.ts = 52,75 in

Dari tabel 5-7 (brownell,1959), diperoleh icr r a

= 4,125 in = 42 in

= ID/2 = 12,5

torisphericall dished head dengan perbandingan a:b = 2:1, sehingga: b = a/2 b = 12,5/2

= 6,25 in

Jadi tinggi head

= t + b + sf = 1,375 + 6,25 + 3 = 10,6250 in = 0,8854 ft

Tinggi dan volume mixer Tinggi mixer total = H + 2.tinggi head Vshell 

π 4

Vhead 

= 10,0208 ft

2 3 .ID .H = 112,4348 ft

π

3  ID

24

Vmixer

= 9,4642 ft3 = Vshell + 2.Vhead = 112,4348 ft3 + 2 x 9,4642 ft3 = 131,3633 ft3

Vcairan dalam shell

= Vtotal + Vhead = 131,3633 ft3 – 9,4642 ft3 = 121,8991 ft3

Tinggi cairan dalam shell (ZL) : V ZL = L AT

121,8991 ft 3 = 42 ft 2

= 8,9396 ft Pengaduk Tinggi cairan total

= 9,8217 ft

Universitas Sumatera Utara

LC - 14 Dimensi Diameter pengaduk optimum, Dopt

= D/3 = 4,1667/3

= 1,388 ft

Jarak pengaduk dari dasar tangki, Copt = D/2 = 4,1667/2

= 2,083 ft

Lebar baffle, Bw

= D/12 = 4,1667/12

= 0,347 ft

Panjang sudu, Lopt

= 0,25 dopt

= 0,25 x 1,388 ft

= 0,347 ft

Tinggi sudu

= 0,2 dopt

= 0,2 x 1,388 ft

= 0,277 ft

Lebar pengaduk, Bopt

= 0,075 D

= 0,075 x 4,1667 ft

= 0,3125 ft

Jumlah dan Kecepatan Putar Pengaduk Jumlah pengaduk = WELH/ID WELH

= tinggi cairan x sg = 9,8217 ft x 0,2031 lb/ft3/62,5 = 0,0319 ft

Jumlah pengaduk =

0, 03119 ft = 0,3228 4,1667 ft

=1 Kecepatan putar pengaduk (N)

N=

600 π  d opt

WELH 2  d opt

=

600 0,0319 π  0,5 2 1,388

= 14,747 rpm = 300 rpm (diambil standar) = 5 rps

Bilangan Reynold pengadukan (Nre)

μ

= 0,0000104 lb/ft/s

ρ

= 8,1449 lb/ft3

N Re 

2 ρ  N d opt

μ

1,3882  8,1449 lb/ft 3  5 rps 0,0000104 lb/ft/s = 1,88 x 105

=

Dari fig 3.4-4 Geankoplis, 1997 dengan menggunakan kurva 4, untuk pengaduk jenis impeller, diperoleh Np = 8,5 Sehingga P = N p  ρ  N 3  Da 5 Universitas Sumatera Utara

LC - 15 P = 8,5  0, 2031 lb / ft 3   5 rps  x  0,5ft  / 32, 2 3

5

= 34,6365 lbft/s Dengan efisiensi 80 %, maka P sebesar : P = 43,2956 lbft/s = 43,2956 lbft/s / 550 = 0,0787 Hp Ambil standar : 1/4 Hp

Analog perhitungan dapat dilihat pada MX-101, sehingga diperoleh : Laju Alir

D Optimum

ID

Jumlah

Daya

Daya standar

(kg/jam)

(in)

(in)

pengaduk

(hp)

(hp)

MX-101

41,9067

52,75

49,16

1

0,007

1/4

MX-102

2194,8227

28,75

25,28

3

3,653

4

Mixer

6. Reaktor (R-101) Fungsi

: tempat berlangsungnya reaksi pembentukan isopropil asetat

Jenis

: fixed bed multitubular

Bentuk

: silinder vertikal dengan alas dan tutup torispherical head

Bahan konstruksi : cabon steel SA-299 Jumlah

: 1 unit

Volume reaktor

: 82,6102 m3

Reaksi yang terjadi: Reaksi utama

:

CH3COOH(aq) +

C3H6(g)

Temperatur masuk

= 100 °C = 373 K

Temperatur keluar

= 100 °C = 373 K

Tekanan operasi

= 20 atm



CH3COOCH(CH3)2(aq)

Universitas Sumatera Utara

LC - 16 1. Menentukan factor koreksi (z) umpan Pc campuran = Σx i  Pci Tc campuran = Σx i  Tci

ω campuran = Σx i  ωci Komponen C3H8 C3H6 CH3COOH H2O HBF4 C5H10O2 Total

Xi Tc 0,06773814 369,83 0,51005208 364,85 0,10201041 592,71 0,00396707 647,096 0,01020104 615 0,30603124 538

xi.Tc Pc xi.Pc 25,05 42,0102 2,8456 186,04 45,3859 23,1492 60,46 59,04 6,0227 2,56 218,201 0,8656 6,27 51,08 0,5211 164,64 33,96 10,3928 445,04 43,7971

Tr 

T 373 = =0,83811 Σxi  Tci 445,0456

Pr 

P 20 = =0,45665 Σxi  Pci 43,7971

w 0,43 0,142 0,462 0,345 0,395 0,355

xi.w 0,02913 0,07243 0,04713 0,00137 0,00403 0,00403 0,26272

Digunakan Pitzer correlations untuk menghitung harga Z (Smith, 2001),



Z = 1 + B0 + ω  B1

Pr  Tr

Dimana harga B0 dan B1 dihitung dengan persamaan berikut :

B0  0, 083 

0, 422 0, 422  0, 083   0, 4768 1,6 Tr 1,6 0,8381  

B0  0,139 

0,172 0, 422  0,139   0, 2221 4,2 4,2 Tr  0,8381

Z  1   0,4767  0,2627 x  0,2221

0,45665  0,7084 0,83811

2. Menetukan diameter reaktor BM campuran = 353,8026 kg/kmol

ρ=

BMcampuran  P ZR T

=

353,8026  20 =326,346 kg/m3 0,7084  0,082057  373

Universitas Sumatera Utara

LC - 17 Kecepatan volumetrik umpan dihitung dengan persamaan berikut : Q



Z  n  R T P

0,7084x76,1985x0,082057x373  82,6102 m3/jam 20

= 0,02295 m3/s Viskositas umpan dihitung dengan persamaan berikut :   7,7.( BM )1 / 2 .( Pc ) 2 / 3 .(Tc ) 1 / 6   7,7.(353,8062)1 / 2 .( 43,7971) 2 / 3 .( 445,0456) 1 / 6

= 3,2616 x 10-5 kg/m.s Dari buku Bird Fig. 1.3-1 untuk harga Tr = 0,8381 dan Pr = 0,45665, diperoleh harga μ/μc = 0,28. μ = 0,28 x 3,2616 x 10-5kg/m.s = 9,1326.10-6 kg/m.s Aliran gas umpan reaktor diharapkan berupa aliran turbulen. Hal ini dikarenakan untuk memungkinkan molekul – molekul zat menghasilkan tumbukan yang lebih sempurna agar kemungkinan terjadinya reaksi menjadi lebih besar. Untuk aliran turbulen, bilangan Reynolds (NRe) > 1000. Maka, pada perancangan reaktor ini, diambil NRe = 1500.

Dimana : NRe

vg  A

= bilangan Reynolds aliran

ρg

= densitas umpan reaktor (kg/m3)

Dp

= diameter partikel katalis (m)

vg

= kecepatan linear umpan (m/s)

μ

= viskositas umpan (kg/m.s)

N Re . 1500x9,13266.10 6 .  0,00671m / s  g .D p 326,346 x6,25.10 3

Q 82,610202m 3 / s .  3,41665m 2 vg 0,00671m / s

Universitas Sumatera Utara

LC - 18

vg 

4. A . 

4 x3,41665  2,17621m / s 3,14

Menghitung tebal shell reaktor Bahan yang digunakan untuk bagian shell reaktor adalah bahan Stainless steel type – 316 Grade A dengan spesifikasi bahan sebagai berikut : f

= 18450 psi

Joint Effesiensi (E)

= 0,85

Faktor korori (C)

= 0,25

ID sheel

= 2,17621 in

P operasi

= 20 atm

P.ID C 2fE  0,6P (294 kPa) (2,17621 in)   0,25 2(18450psi)(0,8)  0,6(294 kPa)  1,0622 in

ts 

Digunakan tebal shell standard 11/4 in, Menghitung tebal head reaktor Bahan yang digunakan untuk bagian shell reaktor adalah bahan stainless steel type 316 A dengan spesifikasi bahan sebagai berikut : f

= 18450 psi

Joint Effesiensi (E)

= 0,85

Faktor korosi (C)

= 0,25

ID sheel

= 2,17621 in

R1

= 0,06x 85,67749 in= 5,1406 in

W

= 0,25x(3+(2,17621/5,1406)0,5 = 1,7706 psi

P operasi

= 20 atm

P.ID.W C 2fE  0,6P (294atm) (2,17621 in)(1,7706)   0,25 2(18450psi)(0,8)  0,6(294atm)  0,3474 in

tmin 

Digunakan tebal shell standard ½ in,

Universitas Sumatera Utara

LC - 19 Menghitung tinggi head reaktor Dari tabel 5-8 (Brownel and Young, 1959) diperoleh : sf

= 1,5 in

IDD

= 85,6775x(1-3)°,5/2) = 11,4786 in

H

= 1,5 + 11,4786 +85,6775 = 4,0625 in = 33,8464 cm

Menentukan pressure drop (ΔP) Pressure drop pada tube dapat di dengan persamaan dari Kern, 1959 : 2

f. G t . n dP = dz 5,22.1010 . D. s . s

dimana, :

[satuan lbf/(ft2,ft)]

diambil Re

= 1500

friction factor, f

= 0,0006 ft/in2 (fig 26, kern)

spesific grafity, s

= 0,0035

jumlah passes, n

= 1

s

= 1, untuk fluida non-viscous

dengan memasukkan nilai-nilai Gt, f, D, s, n, dan s ke dalam persamaan maka : 2

(0,0006)(2,0088) (1) dP = dz (5,22.1010 )(0,2058)(0,0035)(1) lb dP = - 6,43944x10-11 2 f dz ft .ft

Menghitung Tinggi Cairan Luas penampang cairan dalam reaktor:

AT 

 2 ID 4

AT 

 1,416672 4

= 0,6633 m2

Tinggi cairan (Z) = Z 

1.1VT 1,1x3,41665 = = 5,6661 m AT 0,6633

Menghitung tinggi total reaktor Tinggi ruang kosong (a)

= 0,06 m

Tinggi inert blast (b)

= 0,06 m

Tinggi reaktor (L)

= 5,6661 m

Tinggi head (h)

= 0,3384 m Universitas Sumatera Utara

LC - 20

Tinggi total reaktor (Ltotal)

= L + h + 2(a) + 2(b) = 5,6661 + 0,3384 + 2(0,06) + 2(0,06) = 6,2445 m

Menghitung jumlah tube Dalam perancangan ini digunakan orifice / diameter gelembung dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 3/4 in - Jenis tube = 10 BWG - Pitch (PT) = 1 in triangular pitch - Panjang tube (L) = 8 ft Dari Tabel 8, hal, 840, Kern, 1965, diperoleh UD = 100 - 200, faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 120 Btu/jamft2F Luas permukaan untuk perpindahan panas, A   .D 2 / 4 

3,14x120  31,9918 ft 2 4

Luas permukaan luar (a) = 0,1963 ft2/ft Jumlah tube, N t 

(Tabel 10, Kern)

A 50,24 ft 2   31,9918 buah L  a " 8 ft  0,1963ft 2 /ft

Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 32 tube dengan ID shell 8 in.

Universitas Sumatera Utara

LC - 21 7. Expansion Valve (EV-101) Fungsi

: Menurunkan tekanan cairan dari reaktor sebelum dimasukkan ke accumulator

Jenis

: Expansion valve

Jumlah

: 1 unit

Data: Laju alir massa campuran

= 3306,0015 kg/jam = 851,4748 kg/m3 = 53,1561 lbm/ft3 3306,0015 kg / jam  3,8826 m3 / jam 851, 4748 kg / m3

Laju alir volumetrik (Q) =

= 0,0380 ft3/detik = 3290,7702 ft3/hari

Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan : De = 3,9 (Q)°,45(  )°,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0380 ft3/detik)°,45(53,1561 lbm/ft3)°,13 = 9,0998 in

Dipilih material pipa commercial steel 10 inchi Sch 60 : 

Diameter dalam (ID)

= 9,75 in = 0,8125 ft



Diameter luar (OD)

= 10,75 in = 0,8958 ft



Luas penampang (A)

= 0,3652 ft2

Tekanan masuk (P1)

= 20 atm = 293,92 psi

Tekanan keluar (P2)

= 1 atm = 14,696 psi

Temperatur masuk

= 100 °C

Rasio spesifik (k)

= 1,856

Perhitungan daya (P) dapat dihitung dengan menggunakan rumus, Timmerhaus (1991).

Universitas Sumatera Utara

LC - 22 k 1   1,18561    P1  k  1,1856 293 , 925    k x P2 x Q   1 1,1856 x 14,696 x 11,1544   1  P     14,696   2        Daya (P) = k 1

P

1,1856  1

= 19,8605 HP

Jika efisiensi motor adalah 78 %, maka : P=

19,8605  25,4622 hp 0,78

8. Menara Destilasi Ada beberapa menara destilasi, yaitu : 1. MD-101

: memisahkan campuran isopropil asetat, H2O dari campuran

2. MD-102

: memisahkan asam asetat dan air dari HBF4

Jenis

: sieve – tray

Bentuk

: silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi: carbon steel SA-283 grade C Jumlah

: 1 unit

*) Perhitungan untuk MD-101 Data: Dari perhitungan neraca massa dan neraca panas diperoleh: XLW = 0,8913

XLF = 0,0241 Universitas Sumatera Utara

LC - 23 XHW = 0,0891

D

= 23,4513 kmol/jam

XHD = 0,9943

W

= 8,7205 kmol/jam

XLD = 0,0056

LD = 0,8908

XHF = 0,7248

LW = 0,9191

 L , av   LD . LW 

Nm 

1,2574 1,5450   1,3938

(Geankoplis,1997)

log[( X LD D / X HD D)( X HW W / X LW W )] log( L,av )

(Geankoplis,1997)

= 8,6457 Dari Fig 11,7-3, Geankoplis, hal:676 diperoleh N=

Nm = 0,18, maka: N

N m 8,6457 = 14,1733  0,18 0,18

Efisiensi piring = 85 %

(Geankoplis,1997)

Maka jumlah piring yang sebenarnya = 14,1733/0,85 = 16,6745 piring  17 piring Penentuan lokasi umpan masuk  X N log e  0,206 log  HF Ns  X LF

 W  X LW    D  X HD

  

2

  

(Geankoplis,1997)

 0,7248  8,7205  0,8913  2  Ne log  0,206 log      Ns  0,0241  24,4513  0,9943   Ne  1,9707 Ns

Ne = 1,9707 Ns N = Ne + Ns 17 = 1,9707 Ns + Ns Ns = 5,7255  6 Ne = 17 – 6 = 11 Jadi, umpan masuk pada piring ke –11 dari atas, Design kolom Direncanakan : Tray spacing (t)

= 0,4 m Universitas Sumatera Utara

LC - 24 Hole diameter (do)

= 4,5 mm

(Treybal, 1984)

Space between hole center (p’)= 12 mm

(Treybal, 1984)

Weir height (hw)

= 5 cm

Pitch

= triangular ¾ in

Surface tension () = 0,04 N/m

Ao d  0,907 o Aa  p'

  

(Lyman, 1982)

2

2

Ao  0,0045   0,907  = 0,1275 Aa  0,0120  q  ρL  Q'  ρ V

  

1/ 2

0,00030  37,4911     0,00063  28,2080 

1/ 2

=0,5460

α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,40) + 0,01173 = 0,0415 β = 0,0304t + 0,015 = 0,0304(0,40) + 0,015 = 0,0272

  σ  1  β  CF = αlog  (q/Q)(ρ L / ρ V )   0,02 

0, 2

1   0,04   0,0272 = 0,0415 log  2,8915   0,02 

(Treybal, 1984) 0, 2

= 0,0092

 ρ  ρV VF = C F  L  ρV

  

0,5

 65,4680  54,5697  = 0,0092  65,4680  

(Treybal, 1984) 0,5

= 0,0041 m/s

Asumsi 80 % kecepatan flooding An =

(Treybal, 1984)

0,0041 = 0,0208 m2 5 0,8  6,874 x10

Untuk W = 0,56 T dari tabel 6,1 Treybal, diketahui bahwa luas downspout sebesar 8,8%, At =

0,0208  0,0229 m2 1  0,088

Universitas Sumatera Utara

LC - 25 Column Diameter (T) = [4(0,0343)/π]°,5

= 0,1707 m

Weir length (W)

= 0,0956 m

= 0,56(0,2091)

= 0,0188 m2

Downsput area (Ad) = 0,0881(0,0343)

= At – 2Ad = 0,0229 – 2(0,002) = 0,0188 m2

Active area (Aa) Weir crest (h1)

Misalkan h1 = 0,0175 m h1/T = 0,0175/0,1707 = 0,1025 0,5 2 2 2     Weff   h  T   T   T           1  2 1    W   W   T  W   W    



2



2



2 0,5  Weff  2 2    1,7857  1,7857  1  20,10251,7857  W 

(Treybal, 1984)

 Weff     0,3344  W   q  h 1  0,666  W

2/3

 Weff     W 

h 1  0,6660,0019 

2/3

2/3

(Treybal, 1984)

0,3344 2 / 3

h 1  0,0049 m

perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0,0159 m hingga nilai h1 konstan pada nilai 0,0159 m, Perhitungan Pressure Drop Dry pressure drop Ao = 0,1275 x 0,0188 = 0,0024 m2 uo =

Q 6,874x10 -5   0,0286 Ao 0,0024

 u 2  ρ h d  51,0 o 2  v  C o  ρ L

  

 0,0286 2  54,5697   h d  51,0  2   0,66  65,4680  h d  0,0799 mm  0,0001 m

Universitas Sumatera Utara

LC - 26 Hydraulic head Va  z

Q 6,874x10 -5 = 0,0036 m/s  Aa 0,0188

T  W 0,1707  0,0956 = 0,1331 m  2 2

h L  0,0061  0,725 h w  0,238 h w Va ρ V

0,5

q  1,225  z

 0,0003  h L  0,0061  0,725 (0,0134)  0,238 (0,0134)(0,0036)(54,5697) 0,5  1,225   0,1331  h L  0,0174 m

Residual pressure drop hR 

6 σ gc ρLdog

hR 

6 (0,04) (1) = 0,0831 m 65,4680 (0,0045)(9,8)

Total gas pressure drop hG = hd + hL + hR hG = 0,0001 + 0,0174 + 0,0831 hG = 0,1006 m Pressure loss at liquid entrance Ada = 0,025 W = 0,025(0,0956) = 0,0019 m2

3  q  h2  2g  A da

  

2

2

3  0,0003  h2    = 0,0014 m 2g  0,0019  Backup in downspout h3 = hG + h2 h3 = 0,1006 + 0,0014 h3 = 0,1020 m

Universitas Sumatera Utara

LC - 27 Check on flooding hw + h1 + h3 = 0,0134 +0,0159 + 0,1020 hw + h1 + h3 = 0,1313 m t/2 = 0,4/2 = 0,2 m karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi flooding, Spesifikasi kolom destilasi Tinggi kolom

= 17 x 0,4 m

= 6,8 m

Tinggi tutup

=

Tinggi total

= 6,8 + 2(0,0427) = 6,8853 m

1 0,1707  4

= 0,0427 m

Tekanan operasi= 1,1 atm = 111,4575 kPa Faktor kelonggaran = 5 %

Maka, Pdesign

= (1,05) (111,4575 kPa) = 117,0304 kPa

Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12,650 psia = 87,217,955 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: t

PD 2SE - 1,2P

t

(117,0304)(0,1707) = 0,0001 m = 0,0056 in 2(87.217,995)(0,8) - 1,2(117,0304)

Faktor korosi = 0,125 in Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,0056 in + 0,125 in = 0,1306 in

Tebal shell standar yang digunakan

= ½ in

(Brownell,1959)

Analog perhitungan dapat dilihat pada MD-101, sehingga diperoleh : Kolom

Bahan konstruksi Diameter kolom (m) Tinggi kolom (m) Jumlah plate

(MD-101)

Carbon steel

2,347

6,8

17

(MD-102)

Carbon steel

2,683

23

46

Universitas Sumatera Utara

LC - 28 9. Kondensor Ada beberapa kondensor, yaitu : 1. CD-101

: mengubah fasa uap isopropil asetat dan air menjadi fasa cair

2. CD-102

: mengubah fasa uap asam asetat dan air menjadi fasa cair

Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai

: ¾ in OD tube 10 BWG, panjang = 16 ft, 6 pass

*) Perhitungan untuk CD-101 Fluida panas Laju alir fluida masuk

= 3615,8194 kg/jam = 7971,5589 lbm/jam

Temperatur awal (T1)

= 101,9861 °C

= 215,5751 °F

Temperatur akhir (T2)

= 89,1124 °C

= 192,4024 °F

Fluida dingin Laju alir fluida dingin

= 771,8829 kg/jam = 1701,7159 lbm/jam

Temperatur awal (t1)

= 30°C

= 86 °F

Temperatur akhir (t2)

= 45 °C

= 113 °F

Panas yang diserap (Q)

= 48390,68 kJ/jam = 45865,33 Btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas

Fluida Dingin

Selisih

T1 = 215,5751F

Temperatur yang lebih tinggi

t2 = 86F

t1 = 106,4F

T2 = 192,4024F

Temperatur yang lebih rendah

t1 =113F

t2 = 102,5 F

T1 – T2 = 23,17F

Selisih

t2 – t1 = 27F

t2 – t1 = 3,8272F

LMTD 

R

Δt

2

 ln  

 Δt 1 17,838   89 , 7859 F  99  Δt 2  ln    Δt 1   81,162 

T1  T2 9,162   0,3393 t 2  t1 27

Universitas Sumatera Utara

LC - 29

S

t 2  t1 27   0,2496 T1  t 1 194,162  113

Dari Fig, 18 Kern , 1965 diperoleh FT = 0,59 Maka :

t = FT  LMTD = 0,59  89,7859 = 52,9737 F

(2) Tc dan tc

Tc 

T1  T2 194,162  185   189,581 F 2 2

tc 

t 1  t 2 86  113   99,5 F 2 2

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 3/4 in - Jenis tube = 10 BWG - Pitch (PT) = 1 in triangular pitch - Panjang tube (L) = 16 ft a. Dari Tabel 8, hal, 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas light organic dan fluida dingin air, diperoleh UD = 75 - 150, faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 120 Btu/jamft2F Luas permukaan untuk perpindahan panas, A

Q  U D  Δt

33.893,8060 Btu/jam  15,9956 ft 2 Btu 120  52,9737 o F 2 o jam  ft  F

Luas permukaan luar (a) = 0,1963 ft2/ft Jumlah tube, N t 

(Tabel 10, Kern)

A 15,9956ft 2   20,3714 buah L  a " 16ft  0,1963 ft 2 /ft

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 21 tube dengan ID shell 8 in, c. Koreksi UD A  L  Nt  a"  16 ft  21  0,1963 ft 2 /ft  14,9188 ft 2

Universitas Sumatera Utara

LC - 30

UD 

Q 33893,8060 Btu/jam Btu   75,9101 2 A  Δt 14,0188t  1F jam  ft 2  F

Fluida dingin: sisi tube (3) Flow area tube,at’ = 0,182 in2 at 

N t  at' 144  n

at 

21  0,182 2  0,0040 ft 144  6

(Tabel 10, Kern) (Pers. (7.48), Kern)

(4) Kecepatan massa Gt 

w at

Gt 

3,6848  920,6635 lbm/jam,ft 2 0,0040

(Pers. (7.2), Kern)

(5) Bilangan Reynold Pada tc = 189,581F  = 0,013 cP = 0,0484 lbm/ft2jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari tabel 10, Kern, untuk ¾ in OD, 10 BWG, diperoleh : ID = 0,482 in = 0,0402 ft Re t 

ID  Gt 

Re t 

0,0402  920,6635  764,3335 0,0484

(Pers.(7.3),Kern)

(6) Taksir jH dari Gbr. 24, Kern, diperoleh jH = 2,5 pada Ret = 764,3335 (7) Pada tc = 189,5810 F c = 1,0 Btu/lbm,F k = 0,0960 Btu/jam lbm ft,F

 c.     k 

1

3

 1,0  0,0130     0,0960 

1

3

 0,6894

Universitas Sumatera Utara

LC - 31

h k  c.   (8) i  jH   t ID  k 

1

3

hi 0,0960  2,5   0,68945  4,1190 t 0,4820 hio hi ID    t  t OD hio 0,482  4,1190   2,6471 0,75 t

(9) Karena viskositas rendah, maka diambil

t = 1

(Kern, 1965)

hio  t t

hio 

hio  2,6471  1  2,6471

Fluida panas: sisi shell (3’) Flow area shell

as 

Ds  C '  B 2 ft 144  PT

(Pers. (7.1), Kern)

Ds = Diameter dalam shell = 8 in B = Baffle spacing = 6 in PT = Tube pitch = 1 in C = Clearance = PT – OD = 1 – 0,75 = 0,25 in as 

8  0,25  6 2  0,0833 ft 144  1

(4’) Kecepatan massa Gs  Gs 

w as

(Pers. (7.2), Kern)

5249,0789  62988,9464 lbm/jam,ft 2 0,0833

(5’) Bilangan Reynold Pada Tc = 99,5 F Universitas Sumatera Utara

LC - 32  = 0,2165 cP = 0,5237 lbm/ft2jam Dari Gbr. 28, Kern, untuk

3

in dan 1 in triangular pitch, diperoleh De= 0,73 in,

4

De = 0,73/12 = 0,0608 ft Re s 

De  G s 

Re s 

0,0608  62988,9464  7316,3460 0,5237

(Pers. (7.3), Kern)

(6) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 35 pada Res = 7316,3460 (7’) Pada Tc = 99,5 F c = 1,1430 Btu/lbmF k = 0,3120 Btu/jam lbm ft,F

 c.     k 

1

3

 1,1430  0,5237    0,3120  

h k  c.   (8’) o  jH   s De  k 

1

1

3

 1,2426

3

ho 0,3120  35   1,2426  223,0568 s 0,7300

(9’) Karena viskositas rendah, maka diambil  s = 1 ho 

(Kern, 1965)

ho   s  223,0568  1  223,0568 s

(10) Clean Overall Coefficient, UC UC 

h io  h o 2,6471  223,0568   2,6161 Btu/jam  ft 2  F h io  h o 2,6471  223,0568

(Pers. (6.38), Kern) (11) Faktor pengotor, Rd Rd 

U C  U D 2,6161  75,9101   0,3691 U C  U D 2,6161  75,9101

(Pers. (6.13), Kern) Rd hitung  Rd batas, maka spesifikasi kondensor dapat diterima Universitas Sumatera Utara

LC - 33 Pressure drop Fluida dingin : sisi tube (1)

Untuk Ret = 1175,8977 f = 0,0005 ft2/in2

(Gbr. 26. Kern)

s=1 t = 1

(2)

f  Gt2  L  n ΔPt  5,22  1010  ID  s  φ ΔPt 

(3)

(Pers. (7.53), Kern)

t

(0,0005)  (920,6635) 2  (4)  (6) = 0,0000 psi (5,22  1010 )  (0,4820)  (1)  (1)

Dari Gbr, 27, Kern, 1965 pada diperoleh

V

2

2g'

=0,0005

4n V 2 . s 2g' (4).(6)  .0,0005 1  0,0120 psi

ΔPr 

PT

= Pt + Pr = 0,0000 psi + 0,0120 psi = 0,0120 psi

Pt yang diperbolehkan = 10 psi Fluida panas : sisi shell (1) Untuk Res = 7316,3460 f = 0,0005 ft2/in2

(Gbr. 29, Kern)

s =1 s = 0,8600

(2)

N  1  12 x

L B

N  1  12 x

4 =8 6

(Pers. (7.43), Kern)

Ds = 8/1 = 8 ft

Universitas Sumatera Utara

LC - 34

(3)

f. G 2 . D . (N  1) s s P  s 10 5,22.10 . D s.  e. s

(Pers. (7.44), Kern)

0,0005 (62988,9464) 2 . (8). (8) = 0,0039 psi P  s 5,22.1010 . (0,0608) (0,8600). (1)

Ps yang diperbolehkan = 10 psi Analog perhitungan dapat dilihat pada CD-101, sehingga diperoleh : Kondensor

Bahan

ID shell Jumlah OD tube ID tube

konstruksi

Pitch

(in)

tube

(in)

(in)

(CD-101) Carbon steel

8

21

¾

0,482

1 in, triangular

(CD-102) Carbon steel

10

26

¾

0,482

1 in, triangular

10. Akumulator Ada beberapa akumulator, yaitu : 1. AC-101

: menampung distilat dari MD-101

Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C Jenis sambungan : Double welded butt joints Jumlah

: 1 unit

Perhitungan untuk AC-101 Kondisi operasi : Temperatur

= 60,74 °C

Tekanan

= 1 atm

Laju alir massa

= 1021,6711 kg/jam

Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor kelonggaran

= 20 %

Densitas campuran

= 1001,6636 kg/m3

Universitas Sumatera Utara

LC - 35 Perhitungan: a.Volume tangki 1021,6711 kg/jam x 1 jam = 1,0200 m3 3 1001,6636 kg/m

Volume larutan, Vl

=

Volume tangki, Vt

= (1 + 0,2) x 1,0200 m3

Fraksi volum

= 1,0200 / 1,2240 = 0,8333

= 1,2240 m3

Dari tabel 10,64 pada buku Perry, Chemical Engineering Handbook diperoleh Untuk fraksi volum 0,8333 maka H/D = 0,777

    sin  cos   = LR 2    57,30

Volume tangki, Vt

Dimana cos α = 1-2(H/D) cos α = 1-2(0,777) cos α = -0,554 α = 2,1580 derajat Asumsi panjang tangki (Lt)

=5m

Maka, volume tangki, Vt

    sin  cos   = LR 2    57,30

 2,1580   sin 2,1580 cos 2,1580 1,2240 m3 = 5R 2   57,30  R (radius) = 0,7005 m D (diameter) = 1,4010 m = 55,1569 in H (tinggi cairan) = 1,0886 m b. Tebal shell tangki PHidrostatik

=xgxH = 1001,6636 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,0886 m = 42,3091 kPa

P0

= Tekanan operasi

Faktor kelonggaran

= 111,4575 kPa

= 20%

Pdesign = (1,2) (42,3091 + 111,4575) Joint efficiency (E)

= 1 atm

= 172,3610 kPa

= 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress (S) = 12,650 psia = 87,218,71 kPa

(Brownell,1959)

Faktor korosi = 0,125 in

Universitas Sumatera Utara

LC - 36 Tebal shell tangki:

PD  0,125 2SE  1,2P (172,3610 kPa) (55,1569 in)   0,125 2(87.218,71 kPa)(0,8)  172,3610 kPa)  0,1932 in

t

Tebal shell standar yang digunakan =

1

2

in

(Brownell,1959)

c. Tutup tangki Diameter tutup

= diameter tangki

= 1,4010 m

Ratio axis

= L:D

= 1: 4

Lh

 Hh  1 =   D     1,4010 = 0,3502 m  D  4

Lt (panjang tangki)

= Ls + 2 Lh

Ls (panjang shell)

= 5 m – 2(0,3502 m) = 4,2995 m

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup 1

2

in,

11. Reboiler Ada beberapa reboiler, yaitu : 1. RB-101

: menaikkan temperatur campuran asam asetat, air dan HBF4 sebelum masuk ke MD-101

2. RB-102

: menaikkan temperatur campuran HBF4 sebelum masuk ke MD–102

Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai

: 1 in OD tube 8 BWG, panjang = 18 ft, 2 pass

Universitas Sumatera Utara

LC - 37 *) Perhitungan untuk RB-101 Fluida panas Laju alir steam masuk

= 82,7907 kg/jam

= 182,5232 lbm/jam

Temperatur awal (T1)

= 135°C

= 275°F

Temperatur akhir (T2)

= 95°C

= 203°F

Fluida dingin Laju alir fluida dingin

= 3306,0015 kg/jam = 7288,5238 lbm/jam

Temperatur awal (t1)

= 94,84 °C

= 202,72 °F

Temperatur akhir (t2)

= 121,39 °C

= 250,50 °F

Panas yang diserap (Q)

= 178755,96 kJ/jam

= 169427 Btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas

Fluida Dingin

Selisih

T1 = 275 F

Temperatur yang lebih tinggi

t2 = 250,50F

t1 = 0,27F

T2 = 203 F

Temperatur yang lebih rendah

t1 =202,72F

t2 = 24,49F

t2 – t1 = 47,77F

t2 – t1 = 24,22F

T1 – T2 = 72 F

LM TD 

Selisih

Δt 2  Δt 1 24, 22   5, 389 F  Δt 2   24, 49  ln   ln  0, 27     Δt 1 

R

T1  T2 72   1,5069 t 2  t1 47, 77

S

t 2  t1 47,77   0, 661 T1  t1 275  202,50

maka t = 5,066 F (2) Tc dan tc Kc = 0,5

Figure 17 Kern

Fc = 0,42

Figure 17 Kern

Tc  T2  Fc (T1 -T2 )  203  0, 42(275  203)  233, 24 F t c  t1  Fc (t 2 -t1 )  202,50  0, 42(250,50  202, 72)  222,79 F

Universitas Sumatera Utara

LC - 38 Dalam perancangan ini digunakan reboiler dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 in - Jenis tube = 16 BWG - Pitch (PT) = 1 1/4 in triangular pitch - Panjang tube (L) = 12 ft a. Dari Tabel 8, hal, 840, Kern, 1965, reboiler untuk fluida panas steam dan fluida dingin light organic, diperoleh UD = 100 - 200, faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 120 Btu/jamft2F Luas permukaan untuk perpindahan panas, A

Q  U D  Δt

343834,628 1Btu/jam  34,0298 ft 2 Btu 120  79,8053 o F 2 o jam  ft  F

Luas permukaan luar (a) = 0,1963 ft2/ft Jumlah tube, N t 

(Tabel 10, Kern)

A 34,0298 ft 2   21,6695 buah L  a " 8 ft  0,1963ft 2 /ft

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 22 tube dengan ID shell 8 in. c. Koreksi UD A  L  Nt  a"  8ft  22  0,1963 ft 2 /ft  34,5488 ft 2

UD 

Q 343834,628 1 Btu/jam Btu   118,1973 2 A  Δt 34,5488 ft  79,8053F jam  ft 2  F

Fluida panas : sisi tube (3) Flow area tube,at’ = 0,1820 in2 N t  at' at  144  n at 

(Tabel 10, Kern) (Pers. (7.48), Kern)

22  0,1820 2  0,0070 ft 144  4

Universitas Sumatera Utara

LC - 39 (4) Kecepatan massa Gt 

w at

Gt 

0,8733  125,6246 lbm/jam,ft 2 0,0070

(Pers. (7.2), Kern)

(5) Bilangan Reynold Pada Tc = 334,4 F  = 0,0010 cP = 0,0242 lbm/ft2jam

(Gbr. 14, Kern)

Dari tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 10 BWG, diperoleh : ID = 0,482 in = 0,0402 ft Re t 

ID  Gt 

Re t 

0,0402  125,6246  208,5868 0,024

(Pers. (7.3), Kern)

(9) hi = 2500 btu/hr,ft2,oF

(Gbr. 25, Kern)

hi .ID OD 2500btu/hr.ft 2 .0 F .(0,480in) hio  0,75in hio 

hio  1606,6667btu/hr.ft 2 .0 F

Karena viskositas rendah, maka diambil hio 

t = 1

(Kern, 1965)

hio  t t

hio  1606,6667  1  1606,6667

Fluida dingin: sisi shell (3’) Flow area shell

as 

Ds  C '  B 2 ft 144  PT

(Pers. (7.1), Kern)

Ds = Diameter dalam shell = 15 1/4 in B = Baffle spacing = 2 in PT = Tube pitch = 1 in Universitas Sumatera Utara

LC - 40

C = Clearance = PT – OD = 1,25 – 1 = 0,25 in 5  0,25  2  0,0174 ft 2 144  0,25

as 

(4’) Kecepatan massa Gs  Gs 

w as

(Pers. (7.2), Kern)

1271,5477  73241,1498 lbm/jam,ft 2 0,0174

(5’) Bilangan Reynold Pada tc = 254,57F  = 0,1164 cP = 0,2816

lbm/ft2jam

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in triangular pitch, diperoleh De= 0,73 in, De = 0,73/12 = 0,0608 ft Re s 

De  G s 

Re s 

0,0608  73241,1498  15823,0415 0,2816

(Pers. (7.3), Kern)

(6) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 140 pada Res = 15823,0415 (7’) Pada tc = 254,57 F c = 1,8630 Btu/lbmF k = 0,3200 Btu/jam lbm ft,F

 c.     k 

1

3

 1,8630  0,1164    0,3200  

h k  c.   (8’) o  jH   s De  k 

1

1

3

 1,1791

3

ho 0,3200  37   1,1791  229,4915 s 0,0608

Universitas Sumatera Utara

LC - 41 (9’) Karena viskositas rendah, maka diambil  s = 1 ho 

(Kern, 1965)

ho   s  229,4915  1  229,4915 s

(10) Clean Overall Coefficient, UC h io  h o 1.606,6667  868,3436   563,6912 Btu/jam  ft 2  F h io  h o 1.606,6667  868,3436

UC 

(Pers. (6.38), Kern) (11) Faktor pengotor, Rd U C  U D 563,6912  118,1973   0,006686 U C  U D 563,6912  118,1973

Rd 

(Pers. (6.13), Kern) Rd hitung  Rd batas, maka spesifikasi reboiler dapat diterima

Pressure drop Fluida panas : sisi tube (1)

Untuk Ret = 208,5868 f = 0,0023 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s=1

(Gbr. 6, Kern)

t = 1 (2)

ΔPt 

f  Gt2  L  n 5,22  1010  ID  s  φ

(Pers. (7.53), Kern)

t

(0,0023)  (125,6246) 2  (8)  (4) ΔPt  = 0,000001 psi (5,22  1010 )  (0,4820)  (1)  (1)

(3)

Dari Gbr, 27, Kern, 1965 pada diperoleh

V

2

2g'

= 0,0005

4n V 2 . s 2g' (4).(4) .0,0005  1  0,008 psi

ΔPr 

PT

= Pt + Pr

Universitas Sumatera Utara

LC - 42 = 0,000001 psi + 0,008 psi = 0,008001 psi Pt yang diperbolehkan = 10 psi

Fluida dingin : sisi shell (1) Untuk Res = 15823,0415 f = 0,0003 ft2/in2

(Gbr. 29, Kern)

s =1 s = 0,86

(2)

N  1  12 x

L B

N  1  12 x

8 = 48 2

(Pers. (7.43), Kern)

Ds = 0,4167 ft

(3)

f. G 2 . D . (N  1) s s P  s 10 5,22.10 . D s.  e. s

(Pers. (7.44), Kern)

0,0003 (73241,1498) 2 . (0,4167). (48) = 0,0098 psi P  s 5,22.1010 . (0,0608) (0,8600). (1)

Ps yang diperbolehkan = 10 psi Analog perhitungan dapat dilihat pada RB-101, sehingga diperoleh : Reboiler

Bahan konstruksi

ID shell Jumlah OD tube ID tube

Pitch

(in)

tube

(in)

(in)

(RB-101) Carbon steel

5

22

¾

0,482

1 in, triangular

(RB-102) Carbon steel

25

390

¾

0,482

1 in, triangular

Universitas Sumatera Utara

LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTILITAS

1. Screening (SC) Fungsi

: Menyaring pertikel kasar yang terikut dalam aliran air

Jenis

: bar screen

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : stainless steel Kondisi operasi: - Temperatur

= 28°C

- Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

Laju alir massa (F)

= 2878,4991 kg/jam

Laju alir volume (Q) =

(Geankoplis, 1997)

2878, 4991 kg/jam 1 jam / 3600s = 0,0008 m3/s 3 996, 24 kg/m

Dari tabel 5.1 Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater Ukuran bar: Lebar bar = 5 mm; Tebal bar = 20 mm; Bar clear spacing = 20 mm; Slope = 30° Direncanakan ukuran screening: Panjang screen

= 2m

Lebar screen

= 2m

Misalkan, jumlah bar = x Maka,

20x + 20 (x + 1) = 2000 40x = 1980 x = 49,5  50 buah

Luas bukaan (A2) = 20(50 + 1) (2000) = 2.040.000 mm2 = 2,04 m2 Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan Cd = 0,4 dan 30% screen tersumbat. Q2 (0,0008) 2  Head loss (h) = 2 g Cd 2 A 2 2 2 (9,8) (0,4) 2 (2,04) 2

LD - 1 Universitas Sumatera Utara

LD - 2

= 0,0000000493 m dari air = 0,0000493 mm dari air 2000

2000

20

Gambar LD-1: Sketsa sebagian bar screen , satuan mm (dilihat dari atas)

2. Pompa Utilitas Ada beberapa pompa utilitas, yaitu : 1. PU-01

: memompa air dari sungai ke bak pengendap

2. PU-02

: memompa air dari bak pengendap ke clarifier

3. PU-03

: memompa alum dari tangki pelarutan alum ke clarifier

4. PU-04

: memompa soda abu dari tangki pelarutan soda abu ke clarifier

5. PU-05

: memompa air dari clarifier ke sand filter

6. PU-06

: memompa air dari sand filter ke tangki utilitas 1

7. PU-07

: memompa air dari tangki utilitas 1 ke kation exchanger

8. PU-08

: memompa asam sulfat dari tangki pelarutan asam sulfat ke kation exchanger

9. PU-09

: memompa air dari kation exchanger ke anion exchanger

10. PU-10

: memompa NaOH dari tangki pelarutan NaOH ke anion exchanger

11. PU-11

: memompa air dari anion exchanger ke dearator

12. PU-12

: memompa air dari dearator ke ketel uap

13. PU-13

: memompa bahan bakar dari tangki bakar bakar 1 ke ketel uap

14. PU-14

: memompa air bahan bakar ke generator

15. PU-15

: memompa air dari water cooling tower ke dearator

16. PU-16

: memompa air dari tangki utilitas 1 ke tangki utilitas 2

17. PU-17

: memompa kaporit dari tangki pelarutan kaporit ke tangki utilitas 2

Universitas Sumatera Utara

LD - 3

18. PU-18

: memompa air dari tangki utilitas 2 ke distribusi domestic

19. PU-19

: memompa air dari tangki utilitas 1 ke distribusi air proses

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : commercial steel

*) Perhitungan untuk PU-01 Kondisi operasi : -

Temperatur

= 28C

-

Densitas air ()

= 996,24 kg/m3 = 62,195 lbm/ft3

-

Viskositas air () = 0,8360 cP = 2,02237 lbm/ftjam

Laju alir massa (F)

(Geankoplis, 1997) (Geankoplis, 1997)

= 2878,4991 kg/jam = 1,7628 lbm/detik

Debit air/laju alir volumetrik, Q 

F 1,7628 lb m /detik  ρ 62,195 lb m /ft 3

= 0,0284 ft3/s = 0,0008 m3/s

Penentuan diameter optimum untuk pipa : Untuk aliran turbulen,

(Peters et.al., 2004)

Di,opt = 0,363  Q0,45  0,13 Untuk aliran laminar , Di,opt = 0,133  Q0,4  0,2 dengan : Di,opt = diameter optimum (m) Q

= laju volumetrik (m3/s)



= densitas (kg/m3)



= viskositas (Pa.s)

Asumsi aliran turbulen, Di,opt

= 0,363  Q0,45  0,13 = 0,363  (0,0008)0,45 (996,24)0,13 = 0,0360 m = 1,4189 in

Ukuran spesifikasi pipa :

(Geankoplis, 1997)

- Ukuran pipa nominal

= 1,25 in

- Schedule pipa

= 40

- Diameter dalam (ID)

= 1,38 in = 0,1150 ft

- Diameter luar (OD)

= 1,66 in = 0,1383 ft

Universitas Sumatera Utara

LD - 4

- Luas penampang dalam (At) = 0,0104 ft2 - Bahan konstruksi Kecepatan linier, v 

= commercial steel Q 0,1082 ft 3 /s   21, 6771 ft/s At 0, 0050 ft 2

Bilangan Reynold, N Re 

ρ v D  62,195  2,7269  0,1150    36.226, 4295 μ 0.0005618

Karena NRe >4000, maka aliran turbulen. Untuk pipa commercial steel dan pipa 1 in Sc.80, diperoleh : 

D

= 0,0004

Dari Fig.2.10-3, Geankoplis,1997 untuk NRe = 36.226,4295 dan 

D

= 0,0004,

diperoleh : f = 0,0065

Instalasi pipa: -

Panjang pipa lurus, L1 = 30 ft

- 1 buah gate valve fully open ; L

D

 13 (App. C–2a, Foust, 1980)

L2 = 1  13  0,1151 = 1,4950 ft - 3 buah standard elbow 90; L

D

= 30 (App. C–2a, Foust, 1980)

L3 = 3  30  0,1150 = 10,350 ft - 1 buah sharp edge entrance; K= 0,5; L

D

= 22 (App.C–2c;C–2d, Foust, 1980)

L4 = 0,5  22  0,1150 = 1,2650 ft - 1 buah sharp edge exit; K = 1,0 ; L

D

= 55 (App.C–2c;C–2d, Foust, 1980)

L5 = 1,0  55  0,1150 = 6,3250 ft Panjang pipa total (L) = 19,4350 ft Faktor gesekan, f v 2 ΣL 0,00721,6771 39,2908   25,1843 ft  lb f /lb m 2g c D 232,1740,0797 2

ΣF

Tinggi pemompaan, z = 50 ft Static head, Δz

g  30 ft  lb f /lb m gc Universitas Sumatera Utara

LD - 5

 v2    0 Velocity head,   2gc α  Pressure head, P1 = P2 = 1 atm; Wf = -Wf  Δz

ΔP 0 ρ

 v 2  ΔP g    F  α ρ gc 2 g  c 

(Foust, 1980)

= 30  0  0  25,1843 = 55,1843 ft.lb f /lb m Tenaga pompa, P 





55,1843 ft.lb f /lb m  0,1082 ft 3 /s 62,195lb m /ft 3 - Wf Q ρ = 550 ft.lb f /s.hp 550



= 0,6750 hp Untuk efisiensi pompa 80 , maka Tenaga pompa yang dibutuhkan =

0,6750 hp = 0,2048 hp 0,8

Analog perhitungan dapat dilihat pada PU-01, sehingga diperoleh : Pompa

Laju Alir (kg/jam)

P – 01 P – 02 P – 03 P – 04 P – 05 P – 06 P – 07 P – 08 P – 09 P – 10 P – 11 P – 12 P – 13 P – 14 P – 15 P – 16 P – 17 P – 18 P – 19

2878,4991 2878,4991 0,5493 0,2966 2878,4991 2878,4991 9.882,9592 2.335,0958 2.335,0958 1,0746 0,1234 2.335,0958 205,0458 8.514,8412 0,0015 537,7547 680,0000 126,7249 2.335,0958

D optimum (in) 0,0658 0,7954 0,0022 0,0017 2,5920 2,5920 2,4715 1,2912 1,2912 0,0016 0,0419 1,2912 0,4321 2,3112 0,0002 0,6668 0,7411 0,3423 1.2912

ID (in)

V (ft/s)

ΣF

Daya (hp)

0,9570 0,9570 0,2150 0,2150 1,9390 1,9390 1,9390 1,3800 1,3800 0,2150 0,2150 1,3800 0,2690 2,4690 0,2150 0,8240 0,7420 0,3640 1,3800

21,6771 1,5700 0,0158 0,0085 5,2765 5,2765 4,7468 2,2108 2,2108 0,00175 0,0032 2,2108 5,0473 2,5253 0,00005 1,4306 2,2318 1,7758 2,2108

25,1843 41,1843 0,0031 0,0009 0,9152 0,9152 1,0441 0,1363 0,1566 0,0077 0,000353 0,1728 51,4034 0,1559 0,00051 0,1091 0,3726 0,6083 0,1363

0,8438 0,2500 0,0500 0,0500 0,2586 0,2892 0,5095 0,0297 0,0720 0,0500 0,0500 0,2000 0,2000 0,3574 0,0500 0,0300 0,0117 0,0020 0,0500

Universitas Sumatera Utara

Daya standar (hp) 1 1/4 1/20 1/20 1/2 1/2 3/4 1/20 1/10 1/20 1/20 1/4 1/4 1/2 1/20 1/20 1/20 1/20 1/20

LD - 6

3. Bak Sedimentasi (BS) Fungsi

: untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jumlah

:1

Jenis

: beton kedap air

Data : : temperatur = 28 oC

Kondisi penyimpanan

tekanan

= 1 atm

Laju massa air

: F = 2878,4991 kg/jam

Densitas air

: ρ = 996,24 kg/m3 = 62,193 lbm/ft3 (Geankoplis. 2003)

Laju air volumetrik, Q 

F 2878, 4991kg/jam   0, 0008 ft 3 /s 3 ρ 996,24 kg/m

= 0,0008 m3/s = 1,7006 ft3/min Desain perancangan, Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif

(Kawamura, 1991)

Perhitungan ukuran tiap bak : Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir

(Kawamura, 1991)

vo = 1,57 ft/min atau 8 mm/s Spesifikasi,

- Kedalaman = 10 ft - Lebar

= 2 ft

Q 1,7006 ft 3 /menit Kecepatan aliran (v) = = = 0,0850 ft/menit (10 ft)(2 ft) A

dengan : K = faktor keamanan = 1,5 h = kedalaman air efektif ( 10 – 16 ft); diambil 10 ft.

h Desain panjang ideal bak (L) = K  v  vo 

(Kawamura, 1991)

 10  = 1,5   (0,0850)  1,57 

= 0,8122 ft Diambil panjang bak = 1 ft = 0,3048 m Uji desain, Waktu retensi (t) =

Va  p   l   L  1 2 10  ft 3 = 11,7638 menit =  1,7001 ft 3 /menit Q Q

Universitas Sumatera Utara

LD - 7

Waktu retensi (t) yang diizinkan adalah 6 – 15 menit, maka desain ini dapat diterima .........(Kawamura, 1991)  ft 3  gal  1,5453  7,481 3  menit  ft  gpm Q Surface loading : = 6,3593   A (2 ft )  (1 ft ) ft 2

Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 – 10 gpm/ft2 .......(Kawamura, 1991). Bak menggunakan gate valve dan full open (16 in) maka,  ft   1 menit   1 m    0, 0850 menit   60 sekon   3,2808 ft   2 v     Headloss (h) = K = (0,12)  m  2g 2   9,8 2  s  

2

= 1.0965 x 10-7 m dari air 4. Tangki Pelarutan Ada beberapa jenis tangki pelarutan, yaitu : 1. TP-01

: tempat membuat larutan alum

2. TP-02

: tempat membuat larutan soda abu

3. TP-03

: tempat membuat larutan asam sulfat

4. TP-04

: tempat membuat larutan NaOH

5. TP-05

: tempat membuat larutan kaporit

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C Jumlah

: 1

*) Perhitungan untuk TP-01 Data: Kondisi pelarutan: Temperatur = 28C Tekanan Al2(SO4)3 yang digunakan

= 1 atm = 50 ppm

Al2(SO4)3 yang digunakan berupa larutan 30  ( berat) Laju massa Al2(SO4)3

= 0,1493 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30  = 1363 kg/m3 = 85,0889 lbm/ft3 Kebutuhan perancangan

= 1 hari

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1999)

Universitas Sumatera Utara

LD - 8

Perhitungan: Ukuran Tangki Volume larutan, Vl 

0,1493 kg/jam  24 jam/hari  30 hari 0,3 1363kg/m3

= 0,2534 m3 Volume tangki, Vt = 1,2  0,2534 m3 = 0,3041 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 1 : 1 1 πD 2 H 4 1 3  1,1606 m 3  πD 2  D  4 2  3 1,1606 m 3  πD 3 8 V

Maka:

D = 0,7290 m ; H = 0,7290 m

Tinggi cairan dalam tangki =

=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder (0,2534)(0, 7290) (0,3041)

= 0,6075 m = 23,9161 in

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 1363 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,6075 m = 8,1145 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa, Poperasi = 8,1145 kPa + 101,325 kPa = 109,4395 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (109,4395 kPa) = 114,9115 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959)

Universitas Sumatera Utara

LD - 9

Tebal shell tangki: PD 2SE  1,2P (114,9115 kPa) (14,3502 in)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2( 114,9115 kPa)  0,00007 m  0,0028 in

t

Faktor korosi

= 1,25 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0028 in + 1,25 in = 0,2528 in

Daya Pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3

; Da = 1/3 x 0,7290 m = 0,2430 m

E/Da = 1

; E = 0,2430 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,2430 m = 0,0607 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,2430 m = 0,0486 m

J/Dt

; J = 1/12 x 0,7290 m = 0,0607 m

= 1/12

dengan : Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 3 putaran/det Viskositas Al2(SO4)3 30  = 6,7210-4 lbm/ftdetik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, N Re 

N Re

ρ N D a 2 μ

 85,0889 3 0,7972  6,72 104

(Geankoplis, 1997) 2

 241.428, 4052

Universitas Sumatera Utara

LD - 10

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5

P

K T .n 3 .D a ρ gc

(McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)

6,3 (3 put/det)3 .(0,7972 ft)5 (85,0889 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2 1Hp  25, 4425 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det  0,2634 Hp

P

Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

0,2634 = 0,3292 hp 0,8

Dipilih daya motor standar = 1/2 hp

Analog perhitungan dapat dilihat pada TP-01, sehingga diperoleh : Tangki

Volume tangki (m3)

Diameter

Tinggi

Daya

Daya

tangki (m) tangki (m) Pengaduk (hp) Standar (hp)

(TP – 01)

0,3041

0,7290

0,7190

0,3292

1/2

(TP – 02)

0,1687

0,5990

0,5990

0,0031

1/20

(TP – 03)

1,0772

1,1112

1,1112

0,0782

1/10

(TP – 04)

2,1054

1,3894

1,3894

0,3415

1/2

(TP – 05)

0,0038

0,2424

0,2424

0,0031

1/20

5. Clarifier (CL) Fungsi

: Memisahkan endapan

(flok-flok)

yang terbentuk karena

penambahan alum dan soda abu Tipe

: External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk

: Circular desain

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C Data: Laju massa air (F1)

= 2878,4991 kg/jam

Laju massa Al2(SO4)3 (F2)

= 0,1439 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3)

= 0,0777 kg/jam Universitas Sumatera Utara

LD - 11

Laju massa total, m

= 2878,7208 kg/jam = 0,7996 kg/detik

Densitas Al2(SO4)3

= 2,710 kg/m3

(Perry, 1999)

3

(Perry, 1999)

Densitas Na2CO3

= 2,533 kg/m

Densitas air

= 996,2 kg/m3

(Perry, 1999)

Reaksi koagulasi: Al2(SO4)3 + 3 Na2CO3 + 3 H2O  2 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 3CO2 Perhitungan: Dari Metcalf & Eddy, 1984, diperoleh : Untuk clarifier tipe upflow (radial): Kedalaman air = 5-10 m Settling time = 1-3 jam Dipilih : kedalaman air (H) = 4 m, waktu pengendapan = 2 jam Diameter dan Tinggi clarifier Densitas larutan, 

 2878, 4991  0,1439  0,0777  2878, 4991 0,1439 0,0777   996, 24 2.710 2.533

 = 996,5401 kg/m3 = 0,9965 gr/cm3

Volume cairan, V =

2878,4991 kg / jam  2 jam  5, 7774 m3 996, 2478

V = 1/4  D2H 1/2

4V 1/2  4  5, 7774  )  D= (  H  3,14  4 

 1,3564 m

Maka, diameter clarifier = 1,3564 m Tinggi clarifier

= 1,5 D = 2,0347 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 996,288 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3 m = 29,2909 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Universitas Sumatera Utara

LD - 12

Poperasi = 29,2909 kPa + 101,325 kPa = 130,6159 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (130,6159 kPa) = 137,1467 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD 2SE  1,2P (137,1467 kPa) (2,1640 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(137,1467 kPa)  0,0021 m  0,0838 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,0838 in + 1/8 in = 0,2088 in

Desain torka yang diperlukan untuk operasi kontinu yang diperlukan untuk pemutaran (turnable drive) :

(Azad, 1976)

T, ft-lb = 0,25 D2 LF Faktor beban (Load Factor) : 30 lb/ft arm (untuk reaksi koagulasi sedimentasi ) Sehingga :

T = 0,25 [(2,1640 m).(3,2808 ft/m) ]2.30 T = 378,0293 ft-lb

Daya Clarifier P = 0,006 D2 dimana:

(Ulrich, 1984)

P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006  (2,1640)2 = 0,0281 kW = 0,0377 Hp

6. Tangki Filtrasi (TF) Fungsi

: Menyaring partikel – partikel yang masih terbawa dalam air yang keluar dari clarifier

Bentuk

: silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C Jumlah

: 1

Universitas Sumatera Utara

LD - 13

Data : Kondisi penyaringan : Temperatur = 28°C Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 2878,4991 kg/jam

Densitas air

= 996,24 kg/m3 = 62,195 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

Tangki filter dirancang untuk penampungan ¼ jam operasi. Direncanakan volume bahan penyaring =1/3 volume tangki

Ukuran Tangki Filter Volume air, Va 

10.985,7464 kg/jam  0,25 jam 996,24 kg/m 3

= 2,7568 m3

Faktor keamanan 5 %, volume tangki = 1,05 x 2,7568 = 2,8946 m3 Volume total = 4/3 x 2,8946 m3 = 3,8595 m3 -

.Di 2 Hs Volume silinder tangki (Vs) = 4

Direncanakan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 1 Vs =

3 .Di 2  4,4052 Di 3 4

Di = 1,1790 m;

H = 3,5370 m

Tinggi penyaring = ¼ x 3,5370 m = 0,8843 m Tinggi air = ¾ x 3,5370 m = 2,6528 m Perbandingan tinggi tutup tangki dengan diameter dalam adalah 1 : 4 Tinggi tutup tangki = ¼ (1,1790) = 0,2948 m Tekanan hidrostatis, Pair =  x g x l = 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,6528 m = 25.899,2275 Pa = 25,8992 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 25,8992 kPa + 101,325 kPa = 127,2242 kPa Maka, Pdesign = (1,05) (127,2242 kPa) = 133,5854 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Universitas Sumatera Utara

LD - 14

Allowable stress = 12,650 psia = 87218,714 kP

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki : PD SE  0,6P (133,5854 kPa) (1,1790 m)  (87.218,714 kPa)(0,8)  0,6.(133,5854 kPa)  0,0011 m  0,0445 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0445 in + 1/8 in = 0,1695 in

7. Tangki Utilitas Ada beberapa tangki utilitas, yaitu : 1. TU-01

: menampung air untuk didistribusikan ke air proses, tangki utilitas 2 dan air proses

2. TU-02

: menampung air untuk didistribusikan ke domestik

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi penyimpanan

: Temperatur 28°C dan tekanan 1 atm

Jumlah

: 1 unit

*) Perhitungan untuk TU-01 Kondisi operasi : Temperatur

= 28oC

Laju massa air

= 2878,4991 kg/jam = 6,7275 lbm/s

Densitas air

= 996,24 kg/m3 = 62,195 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

Kebutuhan perancangan = 3 jam

Perhitungan Ukuran Tangki : Volume air, Va 

10.985,7464 kg/jam  3 jam = 33,0816 m3 996,24 kg/m 3

Volume tangki, Vt = 1,2  33,0816 m3 = 39,6980 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 5 : 6

Universitas Sumatera Utara

LD - 15

1 πD 2 H 4 1 6  39,6980 m 3  πD 2  D  4 5  3 39,6980 m 3  πD 3 10 V

D = 3,4799 m ;

H = 4,1759 m

Tinggi cairan dalam tangki

=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder

=

(33,0816)(4,1759) = 3,4799 m = 11,4170 ft (39,6980)

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,4799 m = 33.975,2333 Pa = 33,9752 kPa Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 33,9752 + 101,325 kPa = 135,3002 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05)( 135,3002 kPa) = 142,0652 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: t

PD 2SE  1,2P

(142,0652 kPa) (3,4799 m) 2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(142,0652 kPa)  0,0035 m  0,1396 in

t

Faktor korosi = 1/8 in. Tebal shell yang dibutuhkan = 0,1396 in + 1/8 in = 0,2646 in

Universitas Sumatera Utara

LD - 16

Analog perhitungan dapat dilihat pada TU-01, sehingga diperoleh : Volume Diameter Tinggi tangki (m3) tangki (m) tangki (m) (TU – 01) 39,6980 3,4799 4,1759 (TU – 02) 15,5458 2,4581 3,2775 Tangki

Tebal shell (in) 0,1396 0,0933

Jumlah (unit) 1 1

8. Penukar Kation/Cation Exchanger (CE) Fungsi

: Mengurangi kesadahan air

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi penyimpanan : Temperatur = 28°C Tekanan

= 1 atm

Data : Laju massa air

= 2.335,0958 kg/jam = 1,4300 lbm/detik

Densitas air

= 996,24 kg/m3 = 62,195 lbm/ft3

(Geankoplis,1997)

Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor keamanan

= 20 

Ukuran Cation Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar kation

= 1 ft = 0,3048 m

- Luas penampang penukar kation = 0,7845 ft2 Tinggi resin dalam cation exchanger = 0,5023 ft Tinggi silinder = 1,2  0,5023 ft = 0,6027 ft Diameter tutup = diameter tangki = 1 ft Rasio axis = 2 : 1 Tinggi tutup =

11    0,25 ft 22

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi cation exchanger = 0,6027 ft + 0,25 ft = 0,8527 ft

Tebal Dinding Tangki Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (101,325 kPa) = 106,3913 kPa Universitas Sumatera Utara

LD - 17

Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959)

Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell, 1959)

Tebal shell tangki: PD 2SE  1,2P (106,3913 kPa) (0,3048 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(106,3913 kPa)  0,0002 m  0,0092 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0092 in + 1/8 in = 0,1342 in

9. Penukar Anion (anion exchanger) (AE) Fungsi

: Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder tegak dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, Grade B Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 280C Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 2.335,0958 kg/jam

Densitas air

= 996,24 kg/m3

(Geankoplis, 1997)

Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor keamanan

= 20 

Ukuran Anion Exchanger Dari Tabel 12.3, The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar anion

= 1 ft = 0,3048 m

- Luas penampang penukar anion

= 0,7854 ft2

Tinggi resin dalam anion exchanger = 0,1036 ft Tinggi silinder = 1,2  0,1036 ft = 0,1243 ft = 0,0379 m Diameter tutup = diameter tangki = 1 m Rasio axis = 2 : 1

Universitas Sumatera Utara

LD - 18

Tinggi tutup =

1 1     0, 25 ft 2 2

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi anion exchanger = 0,1243 + 0,25 = 0,3743 ft

Tebal Dinding Tangki Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (101,325 kPa) = 106,3913 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12,650 psia = 87.218,714 kP

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD SE  0,6P (106,3913 kPa) (0,3048 m)  (87.218,714 kPa)(0,8)  0,6(106,3913 kPa)  0,0002 m  0,0092 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0092 in + 1/8 in = 0,1342 in

10. Deaerator (DE) Fungsi

: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 900C Tekanan

Kebutuhan Perancangan :

= 1 atm 24 jam

Laju alir massa air = 2.335,0958 kg/jam Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

Faktor keamanan

= 20 

= 62,195 lbm/ft3

(Perry, 1999)

Universitas Sumatera Utara

LD - 19

Perhitungan Ukuran Tangki : 2.335,0958 kg/jam  24 jam = 56,2538 m3 3 996,24 kg/m

Volume air, Va 

Volume tangki, Vt = 1,2  56,2538 m3 = 67,5046 m3 a. Diameter dan panjang tangki 



Volume dinding tangki (Vs) Vs =

Di 2 L, dengan L direncanakan 3 : 1 4

Vs =

3Di 3 4

Volume tutup tangki (Ve) Ve =



Di 3 24

Volume tangki(V) V = Vs + Ve 67,5046 =

5Di 3 6

Di = 2,9548 m ; L = 8,8644 m b. Diameter dan tutup tangki Diameter tutup = diameter tangki = 2,9548 m Rasio axis = 2 : 1 Tinggi tutup =

1 2



2,9548 2

 = 0,7387 m

Tinggi cairan dalam tangki =

=

volume cairan  diameter volume silinder 56, 2538  2,9548  2, 4623 m 67,5046

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,4623 m = 24,0401 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa

Universitas Sumatera Utara

LD - 20

Poperasi = 24,0401 kPa + 101,325 kPa = 125,3651 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (125,3651 kPa) = 131,6334 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal dinding tangki: PD SE  0,6P (131,6334 kPa) (2,9548 m)  (87.218,714 kPa)(0,8)  0,6(131,6334 kPa)  0,0056 m  0,2197 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal dinding yang dibutuhkan

= 0,2197 in + 1/8 in = 0,3447 in

11. Ketel Uap (KU) Fungsi

: Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis

: Ketel pipa api

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : Carbon steel

Data : Total kebutuhan uap

= 20.504,5787 kg/jam = 45.204,3942 lbm/jam

Uap panas lanjut yang digunakan bersuhu 150 0C pada tekanan 1 atm. Entalpi steam (H) = 2.768,8987,336 kj/kg = 1191,54 Btu/lbm W =

34,5 x P x 970,3 H

P =

(452,0439 )(1150,5) = 12,6514 Hp (34,5)(1191,54 )

(Caplan, 1980)

Menghitung jumlah tube Dari ASTM Boiler Code, permukaan bidang pemanas = 10 ft2/hp. Luas permukaan perpindahan panas, Universitas Sumatera Utara

LD - 21

A = P x 10 ft2/hp A = 12,6514 hp x 10 ft2/hp = 126,5143 ft2

Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi : - Panjang tube

= 36 ft

- Diameter tube

= 3 in

- Luas permukaan pipa, a’ = 0,7850 ft2 / ft

Sehingga jumlah tube = (1.265,1428 ft 2 ) A Nt = = 36 ft x 0,7850 ft 2 / ft L x a'

Nt = 447,6797 Nt = 448 buah

12. Menara Pendingin Air /Water Cooling Tower (CT) Fungsi

: Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 45C menjadi 30C

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–53 Grade B Kondisi operasi : Suhu air masuk menara (TL2)

= 45C = 113F

Suhu air keluar menara (TL1)

= 30C = 86F

Temperatur bola basah (Tw)

= 70F

Konsentrasi air

= 2 gal/ft2,mnt

Laju massa air pendingin

= 9.882,9592 kg/jam

Densitas air (50C)

= 988,07 kg/m3

Laju volumetrik air pendingin

= 9.882,9592/ 988,07 = 10,0023 m3/jam

(Perry, 1999)

= 44,0384 gal/mnt Faktor keamanan

= 0,2

Luas menara, A = (44,0384 gal/menit) / (2,0 gal/ft2. menit)

= 22,0192 ft2

Diambil performance 90% maka daya 0,03 Hp/ft2 Daya untuk fan

= 0,6606 Hp

Dipakai daya fan

= 2 Hp

Universitas Sumatera Utara

LD - 22

Kecepatan rata-rata udara masuk = 4-6 ft/detik diambil 5 ft/dtk Kapasitas fan yang dipakai 320.000 ft3/dtk = 0,0730 lb/ft3

Densitas udara (70C)

(Perry, 1999)

L = 448,8337 lb/ft2.jam G = 5 ft/detik x 0,0730 lb/ft3 = 0,3650 lb/ft2.dtk = 1314 lb/ft2.jam L 448,8337 lb / ft 2 jam   0,3416 G 1314 lb / ft 2 jam

Pada temperatur bola basah 700C diperoleh H1 = 34,09 BTU/lb (Perry, 1999) H2 = H1 + L/G (T2-T1) = 34,09 + 0,3416 (113 - 86) = 43,3126 Btu/lb udara kering Dari gambar 17.12 kern,1965 diperoleh Pada temperatur air masuk T2 = 113 0F H2’= 82 Btu/lb Pada temperatur air keluar T1 = 86 0F H1’ = 45 Btu/lb Log Mean Enthalpy Difference : Bagian atas menara

: H2’-H2 = 82 – 43,3126 = 38,6874 Btu/lb

Bagian bawah menara

: H1’-H1 = 45 – 34,0900 = 10,9100 Btu/lb

Log mean (H’- H) =

Tinggi tower, Z =

HDU =

38,6874  10,9100  21,9686 Btu / lb  38,6874  2,3 log    10,9100 

nd .L k .a

(kern, 1965)

Z nd

Dimana : L = liquid loading ( lb/ft2jam) K x a = koefisien perpindahan panas overall (lb/ft2jam(lb/lb)) Z = Tinggi tower (ft) HDU = Height of Diffusion Unit (ft) Nd =

KxaV dT 113  86    1,2290 L H ' H 21,9686

Untuk industri digunakan harga k x a = 100 lb/ft2jam (lb/lb) Tinggi tower, Z =

nd .L 1,2290 x 448,8337   5,5163 ft k .a 100

Universitas Sumatera Utara

LD - 23

HDU =

Z 5,5163   4,4883 nd 1,2290

Lebar tower dipakai kelipatan 6 ft dari tinggi tower Maka tebal tower 10,4883 ft = 3,1968 meter

13. Unit Pendingin/Refrigasi (UR-01) Fungsi

: untuk mendinginkan air pendingin dari menara peningin air pada suhu 28oC menjadi 10oC

Type

: single stage refrigation cycle

Data design : - Suhu air masuk unit pendingin

= 28 oC = 82,4 oF

- Suhu air keluar unit pendingin

= 10 oC = 50 oF

- Jumlah air yang akan didinginkan

= 6.1774338 kg/jam = 343,1907 kmol/jam

- Perbedaan temperatur minimum

= 10oF

- Refrigerant

= octafluoropropane (R-218)



kapasitas refrigasi kapasitas refrigasi = panas yang diserap chiller Th

Qc =

 Cp.dT

Tc

= 343,1907 kmol/jam x 1,8417 kj/kmol = 632,0429 kj/jam = 599,0588 btu/jam 

menentukan coefficient of performance (COP) pada titik (2), T= (50 - 10)oF= 40oF dari table 9.1 (Smith, 1996), diperoleh : P2 = 49,724 psia H2 = 108,705 btu/lb S2 = 0,22172 btu/lboR Pada titik (4), T= (82,4+10)oF dari table 9.1 (Smith, 1996), diperoleh :

Universitas Sumatera Utara

LD - 24

P4 = 120,1556 psia H4 = 41,63988 btu/lb S4 = 0,0855 btu/lboR S1 = S2 = 0,22172 btu/lboR. dari gambar 9.3 Smith,1996 pada S = 0,22172btu/lboR dan P = 120,1556 psia diperoleh : H3 = 115 btu/lb Keadaan (1) adalah campuran dua fasa, maka berlaku persamaan : S = (1 – x)Sl + xSv S1 = S4 =0,0855 btu/lb.0R 0,0855 = (1-x ) 0,0351 + x 0.22172 0,16813 x = 0,0319644 x = 0,1901

Dengan demikian, H1 = (1-x)H1 + H9 = (1 – 0,1902) 24,694 + 0,1902 x 108,705 = 40,6659 btu/lb Coefficient of performance,  :

 

(H 2  H1 ) (H 3  H 4 )  (H 2  H1 )

(Smith,1996)

108,705  40,6659  12,7867 (115  41,6398)  (108,705  40,6659)

 Menentukan laju sirkulasi refrigerant m= =

Qc H 2  H1 599,0588 btu / jam (108,705  40,6659)btu / lb

= 8,8046 lb/jam = 3,9936 kg/jam

17. Tangki Bahan Bakar (TB-01) Fungsi

: Menyimpan bahan bakar Solar

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, grade B

Universitas Sumatera Utara

LD - 25

Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur 30°C dan tekanan 1 atm

Laju volume solar

= 126,7249 L/jam

(Bab VII)

Densitas air

= 0,89 kg/l = 55,56 lbm/ft3

(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 7 hari

Perhitungan Ukuran Tangki : Volume solar (Va) = 126,7249 L/jam x 7 hari x 24 jam/hari = 21.289,7764 L Volume tangki, Vt = 1,2  21,2898 m3 = 25,5477 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 1 : 2 1 πD 2 H 4 1 25,5477 m 3  πD 2 2D  4 3 25,5477 m  1,5708 D 3 V

D = 2,5336 m ;

Tinggi cairan dalam tangki

H = 5,0673 m = 16,6247 ft

=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder

=

(21.289,7764)(5,0673) = 4,2227 m (25,5477)

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 890,0712 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 4,2227 m = 36,8335 kPa Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 36,8335 + 101,325 kPa = 138,1585 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05)( 138,1585 kPa) = 145,0665 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959)

Universitas Sumatera Utara

LD - 26

Tebal shell tangki: t

PD 2SE  1,2P

(145,0665 kPa) (2,5336 m) 2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(145,0665 kPa)  0,0026 m  0,1038 in

t

Faktor korosi = 1/8 in. Tebal shell yang dibutuhkan = 0,1038 + 1/8 in = 0,2288 in.

Universitas Sumatera Utara

LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI Dalam rencana pra rancangan pabrik isopropil asetat digunakan asumsi sebagai berikut: 1. Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. 2. Kapasitas maksimum adalah 17.000 ton/tahun. 3. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchasedequipment delivered (Peters et.al., 2004). 4. Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dolar terhadap rupiah adalah : US$ 1 = Rp 11.825,- (Analisa, 13 Februari 2013).

1.

Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

1.1

Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

1.1.1 Biaya Tanah Lokasi Pabrik Menurut keterangan masyarakat setempat, biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 250.000/m2. Luas tanah seluruhnya

= 10.580 m2

Harga tanah seluruhnya

= 10.580 m2 Rp 250.000/m2 = Rp 2.645.000.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5 dari harga tanah seluruhnya dan biaya administrasi pembelian tanah diperkirakan 1% dari harga tanah seluruhnya (Timmerhaus, 2004). Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 2.645.000.000,- = Rp 132.250.000,Biaya administrasi

= 0,01 x 2.645.000.000 = Rp 26.450.000,-

Total biaya tanah (A) = Rp 2.803.700.000,-

LE - 1 Universitas Sumatera Utara

LE - 2

1.1.2 Harga Bangunan Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya Luas (m2)

No

Nama Bangunan

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

Areal proses Pos keamanan Areal bahan baku Areal produk Gudang peralatan Parkir Ruang boiler Unit pembangkit listrik Bengkel Unit pengolahan air Unit pengolahan limbah Perkantoran Perumahan karyawan Taman Kantin Laboratorium Poliklinik Areal perluasan Tempat ibadah Ruang control Unit pemadam kebakaran Jalan Areal antar bangunan Total

2400 30 300 300 210 180 150 170 170 240 350 250 400 700 160 200 20 780 35 100 35 2700 700 11.323

Harga (Rp/m2) 2.500.000 700.000 2.000.000 2.000.000 1.000.000 700.000 1.500.000 1.500.000 800.000 2.000.000 1.500.000 3.500.000 1.500.000 1.000.000 1.000.000 2.000.000 1.700.000 1.000.000 600.000 1.500.000 700.000 700.000 600.000

Jumlah (Rp) 6.000.000.000 21.000.000 600.000.000 600.000.000 210.000.000 126.000.000 225.000.000 255.000.000 136.000.000 480.000.000 525.000.000 875.000.000 600.000.000 700.000.000 160.000.000 400.000.000 34.000.000 780.000.000 21.000.000 150.000.000 24.500.000 1.890.000.000 420.000.000 15.232.500.000

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp 15.232.500.000,1.1.3 Perincian Harga Peralatan Harga peralatan dibagi menjadi 2 bagian yaitu : 1.1.3.1 Harga Peralatan non-Impor Tabel E.2 Estimasi Harga Peralatan Proses non-Impor No 1 2 3 4 5 6 7

Nama Alat Pompa 101 Pompa 102 Pompa 103 Pompa 104 Pompa 105 Pompa 106 Pompa 107

Jumlah (unit) 2 2 2 2 2 2 2

Harga / Unit (Rp) 2.300.000 2.300.000 4.500.000 4.500.000 2.300.000 2.300.000 2.300.000

Harga Total (Rp) 4.600.000 4.600.000 9.000.000 9.000.000 4.600.000 4.600.000 4.600.000

Universitas Sumatera Utara

LE - 3

8 9 10 11 12 13 14 15

Pompa 108 2 2.300.000 Kompresor 101 2 965.000 Kompresor 102 2 965.000 Kompresor 103A 2 12.389.000 Kompresor 103B 2 12.389.000 Kompresor 104 2 1.275.000 Expansion Valve 101 1 5.800.000 Expansion Valve 102 1 5.800.000 Total Ket : Harga Pompa : PT. Aneka Pompa Teknik Rekayasa, 2013

4.600.000 1.930.000 1.930.000 24.778.000 24.778.000 2.550.000 5.800.000 5.800.000 113.166.000

Harga Kompresor : diasumsikan sama dengan harga impor (Indoteknik.com) Harga Expander : diasumsikan sama dengan harga impor (Indoteknik.com)

Untuk beberapa peralatan proses seperti yang ditabelkan di Tabel E.3, harga per alat tersebut merupakan total harga dari tiap bagian peralatan. Contoh : Estimasi Harga TK-01 Tangki Penyimpanan Asam Asetat glasial (TK-101) dari Lampiran C, dengan bagian : 

Silinder Diameter : 7,6526 m Tinggi

: 11,4790 m

Tebal

: 0,0433 m

Maka volume silinder tersebut dapat dihitung : V = 7,6526 × 11,4790 × 0,0433 = 03,8076 m3. Densitas carbon steel = 7801 kg/m3

(Geankoplis, 2003)

Maka massa silinder = 29.703,3648 kg. Harga per kg carbon steel = Rp 14.500,- (PT Krakatau Steel, 2012) Maka harga silinder = 29.703,3648 × 14.500 = Rp 430.698.789,9440,

Tutup Atas Diameter : 7,6526 m → r = 3,8263 m Tinggi

: 0,7276 m

Tebal

: 0,0064 m

Maka volume tutup atas (selimut bola kosong) dapat dihitung : V = 4/6 × 3,14 × (3,82633-(3,8263-3,8200)3) V = 0,5829 m3.

Universitas Sumatera Utara

LE - 4

Densitas carbon steel = 7801 kg/m3

(Geankoplis, 2003)

Maka massa tutup atas = 4.547,0094 kg. Harga per kg carbon steel = Rp 14.500,- (PT Krakatau Steel, 2012) Maka harga tutup atas = 4.547,0094 × 14.500 = Rp 65.931.635,6542,Maka harga total = harga silinder + harga tutup atas harga total = 430.698.789,9440,-+ 65.931.635,6542,harga total = Rp 496.630.425,5982,dengan cara yang sama untuk mendapatkan perkiraan harga untuk alat-alat lainnya seperti ditabelkan di Tabel E.3. Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses - Terangkai No Kode Jumlah Harga / Unit (unit) (Rp) 1 T-101 1 562.562.061 2 T-102 1 191.233.436 3 T-105 1 785.214.640 4 T-106 1 110.087.251 5 T-103 1 642.107.822 6 T-104 1 191.949.541 3 MX-101 1 44.676.350 4 MX-102 1 23.004.933 5 R-101 1 110.445.933 6 MD-101 1 114.752.039 7 MD-102 1 259.404.474 6 AC-101 1 40.478.541 Total  Untuk

R-01,

peralatan

mixer

diimpor

dengan

Harga Total (Rp) 562.562.061 191.233.436 785.214.640 110.087.251 642.107.822 191.949.541 44.676.350 23.004.933 110.445.933 114.752.039 259.404.474 40.478.541 720.476.704 harga

Rp

15.680.000

(http://www.mesinbejegroup.com, 22 Mei 2013)  Untuk R-01, peralatan koil pendingin dibeli non-impor dengan harga Rp 1.200.000 (http://jayateknik-waterheater.blogspot.com, 22 Mei 2013) Maka harga total peralatan proses non impor = Rp 410.756.480.000,- + Rp 720.476.704,= Rp 1.131.233.184,-

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas Pengolahan Air - non-Impor *) No Kode Jumlah Harga / Unit Harga Total (unit) (Rp) (Rp) 1 PU-01 2 2.300.000 4.600.000 2 PU-02 2 2.300.000 4.600.000

Universitas Sumatera Utara

LE - 5

3 4 4 5 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17

PU-03 PU-04 PU-05 PU-06 PU-07 PU-08 PU-09 PU-10 PU-11 PU-12 PU-13 PU-14 PU-15 PU-16 PU-17

2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2

5.760.000 5.760.000 2.300.000 2.300.000 2.300.000 2.300.000 2.300.000 5.760.000 2.300.000 5.760.000 2.300.000 5.760.000 2.300.000 2.300.000 2.300.000

11.520.000 11.520.000 4.600.000 4.600.000 4.600.000 4.600.000 4.600.000 11.520.000 4.600.000 11.520.000 4.600.000 11.520.000 4.600.000 4.600.000 4.600.000 112.800.000

Total *) sumber : PT. Aneka Pompa Teknik Rekayasa, 2012 Tabel LE.5 Estimasi Harga Peralatan Utilitas - Terangkai No Kode Jumlah Harga / Unit (unit) (Rp) 1 SC-01 1 2.262.290 2 TP-01 1 39.067.266 3 TP-02 1 31.466.000 4 CL-01 1 29.502.451 5 SF-01 1 12.249.791 6 TU-01 1 53.040.118 7 TP-03 1 469.471.835 8 CE-01 1 5.240.994 9 TP-04 1 45.996.016 10 AE-01 1 5.240.994 11 TP-05 1 18.135.797 12 TU-02 1 99.083.616 13 TB-01 1 70.286.717 Total

Harga Total (Rp) 2.262.290 39.067.266 31.466.000 29.502.451 12.249.791 53.040.118 469.471.835 5.240.994 45.996.016 5.240.994 18.135.797 99.083.616 70.286.717 881.044.486

Perbandingan semen : pasir cor : batu bata = 1 : 2 : 3 Harga pasir

= Rp 140.000,- per m3 (CV. Indah Traso, 2013)

Harga semen

= Rp 52.000,- per kg (PT Holcim Indonesia, 2013)

Harga batu bata

= Rp 1,000,- per buah (CV. Indah Traso, 2013)

Maka estimasi biaya untuk membuat suatu bangunan dapat dihitung : BP : Panjang

= 1 ft = 0,3048 m

Lebar

= 2 ft = 0,6096 m

Universitas Sumatera Utara

LE - 6

Tinggi

= 10 ft = 3,0480 m

Tebal

= 0,0048 m

Luas bangunan = 22,2882 m2. Untuk biaya bangunan disusun dengan menggunakan RAB yaitu Rencana Anggaran Biaya Bangunan yaitu perhitungan biaya bangunan berdasarkan gambar bangunan dan spesifikasi pekerjaan konstruksi yang akan dibangun sehingga dengan adanya RAB

dapat

dijadikan

sebagai

acuan

pelaksanaan

pekerjaan

nantinya

2

(www.ilmusipil.com, 24 Mei 2012) dengan biaya per m = Rp 35323,Harga = 22,2882 × 35323 = Rp 787.287,Maka total harga peralatas utilitas non impor = Rp.112.800.000,- + Rp 881.044.486,- + Rp 787.287,= Rp 991.631,773 Cara pehitungan yang sama dilakukan untuk beberapa peralatan lainnya seperti yang ditabelkan di Tabel LE.6 Tabel LE.6 Estimasi Harga Peralatan Pengolahan Limbah Non B3 - Terangkai No

Kode

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11

POND BPA BN TS Kolam Ikan PU-18 PU-19 PU-20 PU-21 PU-22 PU-23

12

PU-24

Jumlah (unit) 1 1 1 1 1 2 2 2 2 2 2 2 Total

Harga / Unit (Rp) 4.798.523 1.032.561 655.920 2.889.671 1.032.561 2.300.000 2.300.000 2.300.000 5.760.000 5.760.000 5.760.000

Harga Total (Rp) 4.798.523 1.032.561 655.920 2.889.671 1.032.561 4.600.000 4.600.000 4.600.000 11.520.000 11.520.000 11.520.000

5.760.000

11.520.000 70.289.237

Universitas Sumatera Utara

LE - 7

Harga peralatan dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut: X  I  Cx  Cy  2   x   X 1   I y  m

dimana: Cx

(Timmerhaus, 2004)

= harga alat pada tahun 2013

Cy

= harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1

= kapasitas alat yang tersedia

X2

= kapasitas alat yang diinginkan

Ix

= indeks harga pada tahun 2013

Iy

= indeks harga pada tahun yang tersedia

m

= faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2012 digunakan metode regresi koefisien korelasi:

r

n  ΣX i  Yi  ΣX i  ΣYi  n  ΣX i 2  ΣX i 2  n  ΣYi 2  ΣYi 2 

(Montgomery, 1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift No

Tahun (Xi)

Indeks (Yi)

Xi.Yi

Xi2

Yi2

1

1989

895

1780155

3956121

801025

2

1990

915

1820850

3960100

837225

3

1991

931

1853621

3964081

866761

4

1992

943

1878456

3968064

889249

5

1993

967

1927231

3972049

935089

6

1994

993

1980042

3976036

986049

7

1995

1028

2050860

3980025

1056784

8

1996

1039

2073844

3984016

1079521

9

1997

1057

2110829

3988009

1117249

10

1998

1062

2121876

3992004

1127844

11

1999

1068

2134932

3996001

1140624

12

2000

1089

2178000

4000000

1185921

13

2001

1094

2189094

4004001

1196836

14 Total

2002 27937

1103 14184

2208206 28307996

4008004 55748511

1216609 14436786

(Sumber: Tabel 6-2, Peters et.al., 2004)

Universitas Sumatera Utara

LE - 8

Data:

n = 14

∑Xi = 27937

∑Yi = 14184

∑XiYi = 28307996

∑Xi² = 55748511

∑Yi² = 14436786

Dengan memasukkan harga – harga pada Tabel LE-2, maka diperoleh harga koefisien korelasi : r =

(14) . (28307996) – (27937)(14184) [(14). (55748511) – (27937)²] × [(14)(14436786) – (14184)² ]½

= 0,984 ≈ 1 Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier. Persamaan umum regresi linier, Y = a + b  X dengan :

Y

= indeks harga pada tahun yang dicari (2012)

X

= variabel tahun ke n

a, b = tetapan persamaan regresi Tetapan regresi ditentukan oleh: b

n  ΣX i Yi   ΣX i  ΣYi  n  ΣX i 2   ΣX i 2

Yi. Xi 2  Xi. Xi.Yi a  n.Xi 2  (Xi) 2

(Montgomery, 1992)

Maka: b =

a=

(14)(28307996)  (27937)(14184) 53536   16,80879 3185 (14)(55748511)  (27937) 2 (14184 )(55748511)  ( 27937 )( 28307996 )  103604228   32528,8 3185 (14)(55748511)  ( 27937 ) 2

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y=a+bX Y = 16,80879X – 32528,8 Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2012 adalah: Y = 16,80879(2012) – 32528,8 Y = 1.290,488

Universitas Sumatera Utara

LE - 9

Perhitungan harga peralatan yang digunakan adalah harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Peters et.al., 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Peters et.al., 2004).

Contoh perhitungan harga peralatan a. Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01) Kapasitas tangki, X2 = 9,836 m3. Dari Gambar LE.1, diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ pada tahun 2002 adalah (Cy) US$ 6.700. Dari tabel 6-4, Peters et.al., 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada

Purchased cost, dollar

tahun 2002 (Iy) 1103.

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki Pelarutan.(Peters et.al., 2004)

Indeks harga tahun 2012 (Ix) adalah 1.290,488. Maka estimasi harga tangki untuk (X2) 1,1606 m3 adalah :

1,1606 Cx = US$ 6.700  1

0 , 49

×

1.290,488 1.103

Cx = US$ 47.604,70 × (Rp 9.550,-)/(US$ 1) Cx = Rp 454.624.912,-/unit

Universitas Sumatera Utara

LE - 10

Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat dilihat pada Tabel LE.3 untuk perkiraan peralatan proses dan Tabel LE.4 untuk perkiraan peralatan utilitas. Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses No

Kode

Unit

Ket*)

1

T – 101

1

I

Rp

1.590.996.745

Rp

1.590.996.745

2

T – 102

1

I

Rp

612.390.039

Rp

612.390.039

3

T – 103

1

I

Rp

1.011.226.408

Rp

1.011.226.408

4

T – 104

1

I

Rp

1.275.739.528

Rp

1.275.739.528

5

T – 105

1

I

Rp

1.647.006.763

Rp

1.647.006.763

6

T – 106

1

I

Rp

1.386.473.472

Rp

1.386.473.472

7

MX – 101

1

I

Rp

95.663.210

Rp

95.663.210

8

MX – 102

1

I

Rp

516.581.083

Rp

516.581.083

9

K – 101

1

I

Rp

2.157.850.862

Rp

2.157.850.862

10

K – 102

1

I

Rp

8.263.476.894

Rp

8.263.476.894

11

K – 103

1

I

Rp

7.668.633.363

Rp

7.668.633.363

12

R – 101

1

I

Rp 19.852.349.682

Rp 19.852.349.682

13

EV – 101

1

I

Rp

17.946.585

Rp

17.946.585

14

MD – 101

1

I

Rp

89.212.547

Rp

89.212.547

15

Tray MD – 101

17

I

Rp

1.469.531

Rp

24.982.024

16

MD – 102

1

I

Rp

78.914.874

Rp

78.914.874

17

Tray MD – 102

1

I

Rp

1.043.266

Rp

47.990.231

18

CD – 101

1

I

Rp

27.156.426

Rp

27.156.426

19

CD – 102

1

I

Rp

60.425.855

Rp

60.425.855

20

RB – 101

1

I

Rp

39.295.263

Rp

39.295.263

21

RB – 102

1

I

Rp

208.370.508

Rp

208.370.508

22

HE – 101

1

I

Rp

223.466.175

Rp

223.466.175

23

HE – 102

1

I

Rp

223.466.175

Rp

223.466.175

24

HE – 103

1

I

Rp

223.466.175

Rp

223.466.175

25

HE – 104

1

I

Rp

223.466.175

Rp

223.466.175

26

AC – 101

1

I

Rp

145.545.218

Rp

145.545.218

Subtotal Non Impor

Harga / Unit

Harga Total

Rp 47.712.092.280

Universitas Sumatera Utara

LE - 11

Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses (Lanjutan) 27 P – 101 1 NI Rp 15.011.296 Rp

15.011.296

28

P – 102

1

NI

Rp

15.011.296

Rp

15.011.296

29

P – 103

1

NI

Rp

15.011.296

Rp

15.011.296

30

P – 104

1

NI

Rp

30.996.896

Rp

30.996.896

31

P – 105

1

NI

Rp

15.011.296

Rp

15.011.296

32

P – 106

1

NI

Rp

15.011.296

Rp

15.011.296

33

P – 107

1

NI

Rp

15.011.296

Rp

15.011.296

34

P – 108

1

NI

Rp

15.011.296

Rp

15.011.296

Subtotal Non Impor

Rp

136.075.964

Harga Total Peralatan Proses

Rp 47.848.168.245

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit Harga Total 1

SC

1

I

Rp

2

CL

1

I

Rp 1.074.337.078

Rp 1.074.337.078

3

SF

1

I

Rp

879.363.573

Rp

879.363.573

4

CE

1

I

Rp

89.201.316

Rp

89.201.316

5

AE

1

I

Rp

89.201.316

Rp

89.201.316

6

CT

1

I

Rp 8.897.576.311

Rp 8.897.576.311

7

DE

1

I

Rp 1.398.885.624

Rp 1.398.885.624

8

KU

1

I

Rp

312.806.913

Rp

312.806.913

9

TU – 01

1

I

Rp

454.624.912

Rp

454.624.912

10

TU – 02

1

I

Rp

287.175.251

Rp

287.175.251

11

TP – 01

1

I

Rp

80.528.769

Rp

80.528.769

12

TP – 02

1

I

Rp

60.326.971

Rp

60.326.971

13

TP – 03

1

I

Rp

64.107.007

Rp

64.107.007

14

TP – 04

1

I

Rp

20.790.600

Rp

20.790.600

15

TP – 05

1

I

Rp

5.300.670

Rp

5.300.670

16

TP – 06

1

I

Rp

818.240.132

Rp

818.240.132

17

TB – 01

1

I

Rp

366.318.615

Rp

366.318.615

18

RU – 01

1

I

Rp

90.770.026

Rp

90.770.026

19

TS

1

I

Rp

95.924.604

Rp

95.924.604

Subtotal Non Impor

1.208.646

Rp

1.208.646

Rp 15.086.688.335

Universitas Sumatera Utara

LE - 12

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas (Lanjutan) 20 PU – 1 1 NI Rp 23.719.087 Rp

23.719.087

21

PU – 2

1

NI

Rp

15.011.296

Rp

15.011.296

22

PU – 3

1

NI

Rp

8.825.881

Rp

8.825.881

23

PU – 4

1

NI

Rp

8.825.881

Rp

8.825.881

24

PU – 5

1

NI

Rp

18.869.399

Rp

18.869.399

25

PU – 6

1

NI

Rp

18.869.399

Rp

18.869.399

26

PU – 7

1

NI

Rp

6.373.144

Rp

6.373.144

27

PU – 8

1

NI

Rp

21.570.896

Rp

21.570.896

28

PU – 9

1

NI

Rp

11.094.251

Rp

11.094.251

29

PU – 10

1

NI

Rp

8.825.881

Rp

8.825.881

30

PU – 11

1

NI

Rp

8.825.881

Rp

8.825.881

31

PU – 12

1

NI

Rp

15.011.296

Rp

15.011.296

32

PU – 13

1

NI

Rp

15.011.296

Rp

15.011.296

33

PU – 14

1

NI

Rp

2.019.489

Rp

2.019.489

34

PU – 15

1

NI

Rp

8.825.881

Rp

8.825.881

35

PU – 16

1

NI

Rp

8.825.881

Rp

8.825.881

36

PU – 17

1

NI

Rp

8.825.881

Rp

8.825.881

37

PU – 18

1

NI

Rp

8.825.881

Rp

8.825.881

38

PU – 19

1

NI

Rp

8.825.881

Rp

8.825.881

39

BP

1

NI

Rp

25.000.000

Rp

25.000.000

40

BN

1

NI

Rp

25.000.000

Rp

25.000.000

41

BS

1

NI

Rp

10.000.000

Rp

10.000.000

42

Generator

1

NI

Rp

90.000.000

Rp

90.000.000

Subtotal Non Impor

Rp

536.285.129

Harga Total Peralatan Utilitas

Rp 15.622.973.465

Keterangan*) : I untuk peralatan impor, sedangkan NI untuk peralatan non impor. Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut Biaya transportasi

= 5

-

Biaya asuransi

= 1

-

Bea masuk

= 15 

Universitas Sumatera Utara

LE - 13

-

PPn

= 10 

-

PPh

= 10 

-

Biaya gudang di pelabuhan

= 0,5 

-

Biaya administrasi pelabuhan

= 0,5 

-

Transportasi lokal

= 0,5 

-

Biaya tak terduga

= 0,5 

Total

= 43 

(Timmerhaus,2004)

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut : -

PPn

= 10 

-

PPh

= 10 

-

Transportasi lokal

= 0,5 

-

Biaya tak terduga

= 0,5 

-

Total

= 21 

(Timmerhaus,2004)

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased – equipment delivered) adalah (A): = 1,43 × (Rp 47.712.092.280,- + Rp 15.086.688.335,-) + 1,21 × (Rp 136.075.964,- + Rp 536.285.129,-) = Rp 90.615.813.203,Biaya pemasangan diperkirakan 10 dari total harga peralatan (Timmerhaus,2004). Biaya pemasangan (B)

= 0,1  Rp 90.615.813.203,= Rp 9.061.581.320,-

Total harga peralatan (HPT)

= Harga peralatan + biaya pemasangan (C) = Rp 90.615.813.203,- + Rp 9.061.581.320,= Rp 99.677.394.524,-

1.1.4 Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 13 dari total harga peralatan (Timmerhaus,2004) Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D)

= 0,13  Rp 99.677.394.524,= Rp 11.674.293.316,-

Universitas Sumatera Utara

LE - 14

1.1.5 Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 50 dari total harga peralatan (Timmerhaus,2004) Biaya perpipaan (E) = 0,5  Rp 99.677.394.524,= Rp 44.901.128.140,1.1.6 Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 dari HPT Biaya instalasi listrik (F)

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1  Rp 99.677.394.524,= Rp 8.980.225.628,-

1.1.7 Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 8  dari HPT

(Timmerhaus, 2004)

Biaya insulasi (G) = 0,08  Rp 99.677.394.524,= Rp 7.184.180.502,-

1.1.8 Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 1 dari HPT

(Timmerhaus, 2004)

Biaya inventaris kantor (H) = 0,01  Rp 99.677.394.524,= Rp 996.773.945,1.1.9 Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 1 dari total harga peralatan (HPT)

(Timmerhaus, 2004)

Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan (I) = 0,01  Rp 99.677.394.524,= Rp 996.773.945,-

Universitas Sumatera Utara

LE - 15

1.1.10 Sarana Transportasi Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi No

Jenis Kendaraan

Un

Harga/ Unit

Tipe

It

(Rp)

Harga Total (Rp)

1 Dewan Komisaris

3

New Vios

Rp 283.100.000

Rp

849.300.000

2 Direktur Utama

1

New Vios

Rp 283.100.000

Rp

283.100.000

3 Manajer

4

New Innova

Rp 298.750.000

Rp 1.195.000.000

4 Bus Karyawan

3

Hino Mini Bus

Rp 410.000.000

Rp 1.230.000.000

5 Mobil Box

1

Box Kargo

Rp 400.000.000

Rp

6 Tangki

4

Hino Dutro

Rp 788.000.000

Rp 2.364.000.000

7 Mobil Pemasaran

3

Avanza

Rp 140.000.000

Rp

420.000.000

1

Fire Truk 4x4

Rp 849.000.000

Rp

849.000.000

8 Mobil Pemadam Kebakaran

Harga Total Sarana Transportasi (J) Total MITL

400.000.000

Rp 7.590.400.000

= A+B+C+D+E+F+G+H+I+J = Rp 196.793.6.001,-

1.2

Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

1.2.1 Pra Investasi Diperkirakan 7 dari total MITL

(Timmerhaus, 2004).

Pra Investasi (A) = 0,07 × Rp 196.793.670.001,Pra Investasi (A) = Rp 6.286.157.939,1.2.2 Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 8 dari total MITL

(Timmerhaus, 2004).

Biaya Engineering dan Supervisi (B) = 0,08  Rp 196.793.670.001,= Rp 7.184.180.502,1.2.3 Biaya Kontraktor Diperkirakan 2 dari total MITL

(Timmerhaus, 2004).

Biaya Kontraktor (C) = 0,02  Rp 196.793.670.001,Biaya Kontraktor (D) = Rp 1.796.045.125,-

Universitas Sumatera Utara

LE - 16

1.2.4 Biaya Tak Terduga Diperkirakan 10 dari total MITL

(Timmerhaus, 2004).

Biaya Tak Terduga (D) = 0,1  Rp 196.793.670.001,Biaya Tak Terduga (E) = Rp 8.980.225.628,Total MITTL = A + B + C + D = Rp 24.246.609.195,Total MIT

= MITL + MITTL = Rp 196.793.670.001,- + Rp 24.246.609.195,= Rp 221.040.279.197,-

2

Modal Kerja Modal kerja didasarkan pada perhitungan pengoperasian pabrik selama 3

bulan (90 hari). 2.1

Persediaan Bahan Baku

2.1.1 Bahan Baku Proses 1. Asam Asetat Kebutuhan

= 1.865,53 kg/jam

Harga

= Rp 5.500,-/kg

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 1.865,53 kg/jam x Rp 5.500,-/kg

(alibaba.com, 08.09.2012)

= Rp 22.162.499.964,2. Propilen Kebutuhan

= 979,40 kg/jam

Harga

= Rp 16.000,-/kg

Harga total

= 90 harix24 jam/hari x 979,40 kg/jam x Rp 16.000,-/kg

(alibaba.com, 08.09.2012)

= Rp 33.848.181.504,3. Hidrogen Florida Kebutuhan

= 7,77 kg/jam

Harga

= Rp 14.000,-/kg

Harga total

= 90 harix24 jam/hari x 7,7 kg/jam x Rp 14.000,-/kg

(alibaba.com, 08.09.2012)

= Rp 235.055.520,4. Boron Triflorida Kebutuhan

= 26,35 kg/jam

Harga

= Rp 31.000,-/kg

(alibaba.com, 08.09.2012)

Universitas Sumatera Utara

LE - 17

Harga total

= 90 harix24 jam/hari x 26,35 kg/jam x Rp 31.000,-/kg = Rp 1.764.596.880,-

1.1.2 Bahan Baku Utilitas 1. Alum, Al2(SO4)3 Kebutuhan

= 0,5493 kg/jam

Harga

= Rp 6.500 ,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  0,5493 kg/jam  Rp 6.500,- /kg

(alibaba.com, 08.09.2012)

= Rp 7.712.172,2. Soda abu, Na2CO3 Kebutuhan

= 0,2966 kg/jam

Harga

= Rp 6.000,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  0,2966 kg/jam  Rp 6.000,-/kg

(alibaba.com, 08.05.2012)

= Rp 3.843.936,3. Kaporit Kebutuhan

= 0,0015 kg/jam

Harga

= Rp 22.000,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  0,0015 kg/jam  Rp 22.000,-/kg

(alibaba.com, 08.05.2012)

= Rp 71.280,4. H2SO4 Kebutuhan

= 1,0746 kg/jam

Harga

= Rp 5.000,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari x 1,0746 kg/jam  Rp 5.000,-/kg

(alibaba.com, 08.05.2012)

= Rp 11.605.680,5. NaOH Kebutuhan

= 2,9628 kg/jam

Harga

= Rp 10.000,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari x 2,9628 kg/jam  Rp 10.000,-/kg

(alibaba.com, 08.05.2012)

= Rp 63.996.480,6. Solar Kebutuhan

= 48,8460 liter/jam

Harga solar untuk industri = Rp. 8.000,-/liter

(Pertamina, 2012)

Universitas Sumatera Utara

LE - 18

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  48,8460 ltr/jam  Rp 8.000,-/liter = Rp 844.058.880,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) adalah Rp 56.941.969.896,-

2.1

Kas

2.1.1 Gaji Pegawai Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai Jabatan

Jumlah

Gaji/bulan Jumlah Gaji/bulan (Rp)

Direktur Dewan Komisaris Sekretaris Manajer Teknik dan Produksi Manajer R&D Manajer Umum dan Keuangan Kepala Bagian Keuangan Kepala Bagian Umum dan Personalia Kepala Bagian Teknik Kepala Bagian Produksi Kepala Bagian R&D Kepala Bagian QC/QA Kepala Seksi Proses Kepala Seksi Utilitas Kepala Seksi Listrik dan Instrumentasi Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik Kepala Seksi Keuangan Kepala Seksi Pemasaran Kepala Seksi Administrasi dan HR Kepala Seksi Humas Kepala Seksi Keamanan Karyawan Proses Karyawan Laboratorium QC/QA dan R&D Karyawan Utilitas Karyawan Unit Pembangkit Listrik dan Instrumentasi

1 3 2 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 20 10 10 10

55.000.000 35.000.000 4.000.000 30.000.000 30.000.000 30.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 3.500.000 3.500.000 3.500.000 3.500.000

(Rp) 55.000.000 105.000.000 8.000.000 30.000.000 30.000.000 30.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 70.000.000 35.000.000 35.000.000 35.000.000

Universitas Sumatera Utara

LE - 19

Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai (Lanjutan) Karyawan Pemeliharaan Pabrik Karyawan Bag. Keuangan Karyawan Bag. Administrasi dan Personalia Karyawan Bag. Humas Karyawan Penjualan/ Pemasaran Karyawan Gudang / Logistik Petugas Keamanan Dokter Perawat Petugas Kebersihan Supir Jumlah

10 3 6 4 5 10 20 1 2 10 10 155

3.500.000 3.500.000 3.500.000 3.500.000 3.500.000 3.500.000 3.000.000 10.000.000 2.500.000 1.800.000 2.500.000

35.000.000 10.500.000 21.000.000 14.000.000 17.500.000 35.000.000 60.000.000 10.000.000 5.000.000 18.000.000 25.000.000 831.000.000

Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp 831.000.000,Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp 2.493.000.000,2.1.2 Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 10 dari total gaji pegawai. Biaya Administrasi Umum

= 0,10  Rp 2.493.000.000,= Rp 249.300.000,-

2.2.3 Biaya Pemasaran Diperkirakan 10 dari total gaji pegawai. Biaya Pemasaran

= 0,10  Rp 2.493.000.000,= Rp 249.300.000,-

2.2.4 Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang-Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut (Rusjdi, 2004): 

Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan (Pasal 2 ayat 1 UU No.20/00).



Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU No.20/00).



Tarif pajak ditetapkan sebesar 0,5% (Pasal 5 UU No.21/97).

Universitas Sumatera Utara

LE - 20



Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp. 10.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).



Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikan tarif pajak dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut: Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Isopropil Asetat Nilai Perolehan Objek Pajak -

Tanah

Rp

2.411.500.000,-

-

Bangunan

Rp

14.792.500.000,-

Total NJOP

Rp

17.204.000.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak

(Rp.

40.000.000,- )

(Perda Sumatera Utara) Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak

Rp

17.164.000.000,-

Pajak yang Terutang (0,5% × NPOPKP)

Rp

858.200.500,-

Pajak Bumi dan Bangunan per 3 bulan

Rp

3.849.800.500,-

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas Selama 3 Bulan No 1 2 3 4

2.3

Jenis Biaya Gaji Pegawai Administrasi Umum Pemasaran Pajak Bumi dan Bangunan Total

Rp Rp Rp Rp Rp

Jumlah (Rp) 2.493.000.000 249.300.000 249.300.000 858.200.500 3.849.800.000

Biaya Start – Up

Diperkirakan 8 dari modal investasi tetap Biaya Administrasi Umum

(Timmerhaus, 2004).

= 0,08  Rp 221.040.279.197,= Rp 17.683.222.197,-

2.4

Piutang Dagang

PD 

IP  HPT 12

dimana :

PD

= piutang dagang

dimana :

IP

= jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)

Universitas Sumatera Utara

LE - 21

dimana :

HPT = hasil penjualan tahunan

Penjualan : 1. Harga jual isopropil asetat Produksi isopropil asetat

= Rp 24.000,-/kg (alibaba.com, 08.05.2012) = 2.378,55 kg/jam

Hasil penjualan isopropil asetat tahunan yaitu : = 2.378,55 kg/jam  24 jam/hari  330 hari/tahun  Rp 24.000,-/kg = Rp 452.114.993.088,2. Harga jual asam asetat = Rp 5.000/kg Produksi ammonium asetat

(alibaba.com, 08.05.2012)

= 466,38 kg/jam

Hasil penjualan ammonium asetat tahunan yaitu : = 466,38 kg/jam24 jam/hari330 hari/tahun Rp 5.000/kg = Rp 18.468.743.040,Hasil penjualan total tahunan = Rp 470.583.736.128,3 Piutang Dagang =  Rp 470.583.736.128,12 Piutang Dagang = Rp 117.645.934.032,Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja No Jenis Biaya 1 Bahan Baku Proses dan Utilitas 2 Biaya Kas 3 Biaya Start – Up 4 Piutang Dagang Total Modal Kerja

Rp Rp Rp Rp Rp

Jumlah (Rp) 56.941.969.896 3.849.800.000 17.683.222.335 117.645.934.032 196.120.926.263

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 221.040.279.197,- + Rp 196.120.926.263,= Rp 417.161.205.461,Modal ini berasal dari : - Modal sendiri

= 60 dari total modal investasi = 0,6  Rp 417.161.205.461,= Rp 250.296.723.276,-

- Pinjaman dari Bank

= 40 dari total modal investasi = 0,4 × Rp 417.161.205.461,= Rp 166.864.482.184,-

Universitas Sumatera Utara

LE - 22

3.

Biaya Produksi Total

3.1

Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

3.1.1 Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga Gaji total = (12 + 2)  Rp 831.000.000 = Rp 11.634.000.000,3.1.2 Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 12% dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2012). = 0,12  Rp 166.864.482.184,= Rp 20.023.737.852,-

3.1.3 Depresiasi dan Amortisasi Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

D

PL n

dimana : D

= depresiasi per tahun

dimana : P

= harga awal peralatan

dimana : L

= harga akhir peralatan

dimana : n

= umur peralatan (tahun)

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Biaya amortisasi diperkirakan 20% dari MITTL, sehingga: Amortisasi

= 20% x Rp 24.246.609.195,= Rp 4.849.321.839,-

Tabel LE.9 Perhitungan Biaya Depresiasi Komponen

Biaya (Rp)

Umur

Depresiasi (Rp)

Bangunan

13.790.000.000

20

689.500.000

Peralatan proses dan utilitas

99.677.394.524

10

9.967.739.452

Instrumentrasi dan alat control

11.674.293.316

10

1.167.429.331

Universitas Sumatera Utara

LE - 23

Perpipaan

44.901.128.140

10

4.490.112.814

Instalasi listrik

8.980.225.628

10

898.022.562

Insulasi

7.184.180.502

10

718.418.050

Inventaris kantor

996.773.945

10

99.677.395

Perlengkapan keamanan dan kebakaran

996.773.945

10

99.677.395

7.590.400.000

10

759.040.000

Sarana transportasi Total

18.889.617.000

Total Biaya Depresiasi dan Amortisasi = Rp 18.889.617.000,- + Rp 4.849.321.839,= Rp 23.738.938.839,3.1.4 Biaya Tetap Perawatan Biaya tetap perawatan terbagi menjadi: 1. Perawatan mesin dan alat-alat proses

(Timmerhaus, 2004)

Diperkirakan 10% dari HPT Biaya perawatan mesin dan alat proses = 0,1  Rp 99.677.394.524,= Rp 9.967.739.452,2. Perawatan bangunan Diperkirakan 10 dari harga bangunan Biaya perawatan bangunan

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1  Rp 13.790.000.000,= Rp 1.379.000.000,-

3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 10 dari harga kendaraan Biaya perawatan kendaraan

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1  7.590.4000.000,= Rp 759.040.000,-

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 10 dari harga instrumentasi dan alat kontrol.

(Timmerhaus,

2004) Biaya perawatan instrumentasi dan alat kontrol = 0,1  Rp 11.674.293.316,= Rp 1.167.429.331,5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 10  dari harga perpipaan

(Timmerhaus, 2004)

Universitas Sumatera Utara

LE - 24

Biaya perawatan perpipaan

= 0,1  Rp 44.901.128.140,= Rp 4.490.112.814,-

6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 10 dari harga instalasi listrik

(Timmerhaus, 2004)

Biaya perawatan instalasi listrik = 0,1  Rp 8.980.225.628,= Rp 898.022.562,7. Perawatan insulasi Diperkirakan 10 dari harga insulasi

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1  Rp 7.184.180.502,-

Biaya perawatan insulasi

= Rp 718.418.050,8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 10 dari harga inventaris kantor Biaya perawatan inventaris kantor

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1  Rp 996.773.945,= Rp 99.677.394,-

9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 10 dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus, 2004) Biaya perawatan perlengkapan kebakaran

= 0,1  Rp 996.773.945,= Rp 99.677.394,-

Total Biaya Perawatan

= Rp 19.579.117.000,-

3.1.5 Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Diperkirakan 10 dari modal investasi tetap Biaya tambahan industri

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1 × Rp 221.040.279.197,= Rp 22.104.027.919,-

3.1.6 Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 10 dari biaya tambahan Biaya administrasi umum

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1 x Rp 22.104.027.919,= Rp 2.210.402.791,-

3.1.7 Biaya Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 20 dari biaya tambahan

(Timmerhaus, 2004)

Universitas Sumatera Utara

LE - 25

Biaya pemasaran dan distribusi

= 0,2 x Rp 22.104.027.919,= Rp 4.420.805.583,-

3.1.8 Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan Diperkirakan 10 dari biaya tambahan

(Timmerhaus, 2004)

= 0,1 x Rp 22.104.027.919,= Rp 2.210.402.791,-

3.1.9 Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik adalah 1% dari modal investasi tetap Biaya asuransi

= 0,01 x Rp 22.104.027.919,= Rp 2.210.402.791,-

2. Biaya asuransi karyawan Asuransi karyawan 1,54% dari total gaji karyawan (Biaya untuk asuransi tenaga kerja adalah 2,54% dari gaji karyawan, dimana 1% ditanggung oleh karyawan dan 1,54% ditanggung oleh perusahaan) = 0,0154 x Rp 9.972.000.000,= Rp 153.568.800,Total biaya asuransi = Rp 2.363.971.591,-

3.1.10 Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan adalah Rp 858.200.000,Total Biaya Tetap (Fixed Cost) = Rp 111.354.007.173,-

3.2

Biaya Variabel

3.2.1 Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah Rp 56.941.969.896,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun adalah : = Rp 56.941.969.896,- ×

330 = Rp 208.787.222.952,90

Universitas Sumatera Utara

LE - 26

3.2.2 Biaya Variabel Tambahan Biaya variabel tambahan terbagi menjadi: 1. Biaya Perawatan Diperkirakan 15 dari biaya tetap perawatan Biaya perawatan = 0,15 x Rp 19.579.117.000,= Rp 2.936.867.550,2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 10 dari biaya tetap pemasaran Biaya pemasaran dan distribusi

= 0,1 x Rp 4.420.805.583,= Rp 442.080.558,-

Total biaya variabel tambahan

= Rp 3.378.948.108,-

3.2.3 Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 20 dari biaya variabel tambahan Biaya variabel lainnya

= 0,2 x Rp 3.378.948.108,= Rp 675.789.621,-

Total Biaya Variabel

= Rp 212.841.960.682,-

Total Biaya Produksi

= Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 111.354.007.173,- + 212.841.960.682,= Rp 324.195.968.855,-

4

Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

4.1

Laba Sebelum Pajak (Bruto)

Laba atas penjualan

= Total penjualan – Total biaya produksi = Rp 470.583.736.128,- – Rp 324.195.968.855,= Rp 146.387.768.272,-

Bonus perusahaan diberikan untuk karyawan 0,5% dari keuntungan perusahaan. Bonus perusahaan

= 0,005 × Rp 146.387.768.272,= Rp 731.938.481,-

Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga : Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 145.655.829.431,-

Universitas Sumatera Utara

LE - 27

4.2

Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2012, Tentang

Perubahan

Keempat atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (www.pajak.go.id, 2012): 

Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 5 .



Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 250.000.000,- dikenakan pajak sebesar 15 .



Penghasilan Rp 250.000.000,- sampai dengan Rp 500.000.000,- dikenakan pajak sebesar 25 .



Penghasilan di atas Rp 500.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 . Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:

-

5   Rp 50.000.000

= Rp

5.000.000,-

-

15   (Rp 250.000.000 - Rp 50.000.000)

= Rp

30.000.000,-

-

25   (Rp 500.000.000 - Rp 250.000.000)

= Rp

62.500.000,-

-

30   (Rp 145.655.829.431 - Rp 500.000.000)

= Rp 43.516.748.829,-

Total PPh

= Rp 43.614.248.829,-

4.3

Laba setelah pajak

Laba setelah pajak

= Laba sebelum pajak – PPh = Rp 145.655.829.431,- – Rp 43.614.248.829,= Rp 102.041.580.601,-

5

Analisa Aspek Ekonomi

5.1

Profit Margin (PM) PM =

PM =

Laba sebelum pajak  100  Total penjualan Rp 147.623.719.619, 100 % Rp 470.583.736.128,-

PM = 30,95 %

Universitas Sumatera Utara

LE - 28

5.2

Break Even Point (BEP) BEP =

Biaya Tetap  100  Total Penjualan  Biaya Variabel

BEP =

Rp 109.326.999.829, 100  Rp 470.583.736.128,-  Rp 212.891.188.942,-

BEP = 43,20 % Kapasitas produksi pada titik BEP

= 43,20 %  17.000 ton/tahun = 6.480,56 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP

= 43,20 % × Rp 470.583.736.128,= Rp 203.309.628.940,-

5.3

Return on Investment (ROI) ROI =

ROI =

Laba setelah pajak  100  Total Modal Investasi Rp 103.419.103.733, 100  Rp 410.009.967.461,-

ROI = 24,46 % 5.4

Pay Out Time (POT) POT =

1 1 tahun 24,68

POT = 4,09 tahun

5.5

Return on Network (RON) RON =

RON =

Laba setelah pajak  100  Modal sendiri Rp 103.419.103.733, 100  Rp 251.405.980.476,-

RON = 40,77 %

Universitas Sumatera Utara

LE - 29

5.6

Internal Rate of Return (IRR) Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan

pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut : -

Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10  tiap tahun.

-

Masa pembangunan disebut tahun ke nol.

-

Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun.

-

Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10.

-

Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan.

Dari Tabel LE.11, diperoleh nilai IRR = 33,49 .

Universitas Sumatera Utara

LE - 30

Tabel LE.10 Data Perhitungan BEP % Kapasitas 0.00 10.00 20.00 30.00 40.00 50.00 60.00 70.00 80.00 90.00 100.00

Biaya tetap

Biaya variabel

111.354.007.173,33 111.354.007.173,33 111.354.007.173,33 111.354.007.173,33 111.354.007.173,33 111.354.007.173,33 111.354.007.173,33 111.354.007.173,33 111.354.007.173,33 111.354.007.173,33 111.354.007.173,33

0,00 21.284.196.068,21 42.568.392.136,42 63.852.588.204,63 85.136.784.272,84 106.420.980.341,06 127.705.176.409,27 148.989.372.477,48 170.273.568.545,69 191.557.764.613,90 212.841.960.682,11

Total biaya produksi 111.354.007.173,33 132.638.203.241,54 153.922.399.309,75 175.206.595.377,96 196.490.791.446,17 217.774.987.514,38 239.059.183.582,59 260.343.379.650,80 281.627.575.719,02 302.911.771.787,23 324.195.967.855,44

Penjualan 0,00 47.058.373.612,80 94.116.747.225,60 141.175.120.838,40 188.233.494.451,20 235.291.868.064,00 282.350.241.676,80 329.408.615.289,60 376.466.988.902,40 423.525.362.515,20 470.583.736.128,00

Universitas Sumatera Utara

LE - 31

BEP=43,20 %

Gambar LE.2 Grafik BEP

Universitas Sumatera Utara

LE - 32 Tabel LE.11 Data Perhitungan IRR Thn

Laba sebelum pajak

Pajak

Laba Sesudah pajak

Depresiasi

0

-

-

-

-

-417.161.205.462

1

1

145.655.829.431

43.614.248.829

102.041.580.602

23.738.938.839

125.780.519.441

0.6993

87.958.405.204

0.6944

87.347.582.945

2

160.221.412.374

48.048.923.712

112.172.488.662

23.738.938.839

135.911.427.501

0.4890

66.463.605.800

0.4823

65.543.705.392

3

176.243.553.612

52.855.566.084

123.387.987.528

23.738.938.839

147.126.926.368

0.3420

50.313.444.420

0.3349

49.272.509.956

4

193.867.908.973

58.142.872.692

135.725.036.281

23.738.938.839

159.463.975.120

0.2391

38.134.533.333

0.2326

37.086.224.043

5

213.254.699.870

63.958.909.961

149.295.789.909

23.738.938.839

173.034.728.749

0.1672

28.936.972.340

0.1615

27.946.074.727

6

234.580.169.857

70.356.550.957

164.223.618.900

23.738.938.839

187.962.557.739

0.1169

21.981.388.464

0.1122

21.081.251.701

7

258.038.186.843

77.393.956.053

180.644.230.790

23.738.938.839

204.383.169.629

0.0818

16.714.479.918

0.0779

15.918.703.194

8

283.842.005.527

85.135.101.658

198.706.903.869

23.738.938.839

222.445.842.708

0.0572

12.721.431.797

0.0541

12.031.626.924

9

312.226.206.080

93.650.361.824

218.575.844.256

23.738.938.839

242.314.783.095

0.0400

9.690.709.461

0.0376

9.101.594.475

10

343.448.826.688

103.017.148.006

240.431.678.682

23.738.938.839

264.170.617.521

0.0280

7.387.953.218

0.0261

6.890.640.469

Net Cash Flow

P/F pada I = 43%

PV pada i = 43% -417.161.205.462

76.858.281.506

IRR = 43 

P/F pada i =44% 1

PV pada i = 44% -417.161.205.462

-84.941.291.636

76.858.281.506  (44 – 43)  33, 49 % 76.858.281.506   84.941.291.636 

Universitas Sumatera Utara

LE-33

Universitas Sumatera Utara

LAMPIRAN F PERATURAN PAJAK PENGHASILAN PASAL 21 A. Tarif dan Penerapannya 1. Pegawai tetap, penerima pensiun bulanan, bukan pegawai yang memiliki NPWP dan menerima penghasilan secara berkesinambungan dalam 1 (satu) tahun dikenakan tarif Pasal 17 ayat (1) huruf a Undang-Undang PPh dikalikan dengan Penghasilan Kena Pajak (PKP). PKP dihitung berdasarkan sebagai berikut: a. Pegawai Tetap: Penghasilan bruto dikurangi biaya jabatan (5% dari penghasilan bruto, maksimum Rp 6.000.000,00 setahun atau Rp 500.000,00 sebulan); dikurangi iuran pensiun, Iuran jaminan hari tua, dikurangi Penghasilan Tidak Kena Pajak (PTKP). b. Penerima Pensiun Bulanan: Penghasilan bruto dikurangi biaya pensiun (5% dari penghasilan bruto, maksimum Rp 2.400.000,00 setahun atau Rp 200.000,00 sebulan) dikurangi PTKP. c. Bukan Pegawai yang memiliki NPWP dan menerima penghasilan secara berkesinambungan: 50 % dari Penghasilan bruto dikurangi PTKP perbulan. 2. Bukan Pegawai yang menerima atau memperoleh penghasilan dikenakan tarif Pasal 17 ayat (1) huruf a dikalikan dengan 50% dari jumlah penghasilan bruto untuk setiap pembayaran imbalan yang tidak berkesinambungan; 3. Peserta kegiatan yang menerima atau memperoleh penghasilan dikenakan tarif Pasal 17 ayat (1) huruf a dikalikan dengan jumlah penghasilan bruto untuk setiap kali pembayaran yang bersifat utuh dan tidak dipecah; 4. Pegawai harian, pegawai mingguan, pemagang, dan calon pegawai, serta pegawai tidak tetap lainnya yang menerima upah harian, upah mingguan, upah satuan, upah borongan dan uang saku harian yang besarnya melebihi Rp.150.000 sehari tetapi dalam satu bulan takwim jumlahnya tidak melebihi Rp. 1.320.000,00 dan atau tidak dibayarkan secara bulanan, maka PPh Pasal 21 yang terutang dalam sehari adalah dengan menerapkan tarif

LF-1 Universitas Sumatera Utara

LF-2

5% dari penghasilan bruto setelah dikurangi Rp. 150.000,00. Bila dalam satu bulan takwim jumlahnya melebihi Rp.1.320.000,00 sebulan, maka besarnya PTKP yang dapat dikurangkan untuk satu hari adalah sesuai dengan jumlah PTKP sebenarnya dari penerima penghasilan yang bersangkutan dibagi 360. 5. Pejabat Negara, PNS, anggota TNI/POLRI yang menerima honorarium dan imbalan lain yang sumber dananya berasal dari Keuangan Negara atau Keuangan Daerah dipotong PPh Ps. 21 dengan tarif 15% dari penghasilan bruto dan bersifat final, kecuali yang dibayarkan kepada PNS Gol. IId ke bawah, anggota TNI/POLRI Peltu ke bawah/ Ajun Insp./Tingkat I ke bawah. 6. Besar PTKP adalah : Penerima PTKP

Setahun

untuk diri pegawai

Rp 15.840.000 Rp 1.320.000

tambahan

untuk

pegawai

yang

sudah

menikah(kawin) tambahan untuk setiap anggota keluarga *) paling banyak 3 (tiga) orang

Sebulan

Rp 1.320.000 Rp 110.000

Rp 1.320.000 Rp 110.000

7. *) anggota keluarga adalah anggota keluarga sedarah dan semenda dalam satu garis keturunan lurus, serta anak angkat yang menjadi tanggungan sepenuhnya. 8. Tarif Pasal 17 ayat (1) huruf a Undang-undang Pajak Penghasilan adalah: Lapisan Penghasilan Kena Pajak

Tarif

sampai dengan Rp 50 juta

5%

diatas Rp 50 juta sampai dengan Rp 250 juta

15%

diatas Rp 250 juta sampai dengan Rp 500 juta 25% diatas Rp 500 juta

30%

9. Bagi Wajib Pajak yang tidak memiliki NPWP dikenakan tarif 20 % lebih tinggi dari tarif PPh Pasal 17.

Universitas Sumatera Utara